管壳式换热器工艺计算算例
换热器设计计算范例
换热器设计计算范例换热器是一种用于传递热量的设备，常用于工业生产中的加热、冷却或蒸发等工艺过程中。
在设计换热器时，我们需要考虑的主要参数包括换热面积、传热系数、温度差以及流体性质等。
下面就以一种换热器设计计算范例进行说明。
假设我们需要设计一个管壳式热交换器，用于加热水和空气的热交换。
设计要求如下：1.加热水的进口温度：70℃2.加热水的出口温度：90℃3.空气的进口温度：25℃4.空气的出口温度：50℃5.加热水的流量：10m3/h6.空气的流量：1000m3/h首先，我们需要确定换热面积的大小。
根据传热计算的公式：Q=U×A×ΔT其中，Q为换热量，U为传热系数，A为换热面积，ΔT为温度差。
假设我们的换热器传热系数U为400W/（m2·℃），温度差ΔT为（90-70）=20℃。
根据公式，换热量可以计算为：Q=400×A×20我们将换热量Q设置为加热水的传热量，可得：Q1=400×A×20为了方便计算，我们将流体的热容量乘以流量定义为A1（加热水）和A2（空气）。
可得：Q1=A1×ΔT1代入已知数值，可得：Q1=10×4.186×(90-70)×1000接下来，我们需根据另一组流体参数计算出Q2（空气）。
Q2=A2×ΔT2代入已知数值，可得：Q2=1.005×1000×(50-25)×1000根据Q1、Q2和总换热量的平衡关系：Q1+Q2=400×A×ΔT可得：10×4.186×(90-70)×1000+1.005×1000×(50-25)×1000=400×A×20解得：A=0.523m2根据已知的流量和管道尺寸，可计算出流速。
流速=流量/A代入数值：流速=10/0.523流速=19.1m/s接下来，我们要确定换热器的结构。
PPT-7-管壳式换热器设计计算实例
t fi t f 0
所以，只要 o 1 就可以起到强化换热的效果。 由于β值常常远大于1，而使η0β的值总是远大于1，这就
使肋化侧的热阻显著减小，从而增大传热系数的值。
32
ln( d o d i ) 2 l
28
上面三式相加
l t fi t fo
do 1 1 1 ln hi d i 2 d i ho d o
对外侧面积而言得传热系数的定义式由下式表示：
k ko 1 do d d 1 o ln o hi di 2 di ho
10
1 构造和工作原理
翅片管热交换器可以仅由一根或若干根翅片管组成，如室内取 暖用翅片管散热器；也可再配以外壳、风机等组成空冷器型式 的热交换器。
11
主要换热元件是翅片管，由基管和翅片组成。
翅片管的类型和选择
对翅片管的要求：良好的传 热性能、耐温性能、耐热冲 击能力（如介质热负荷不稳 定）及耐腐蚀能力，易于清 除尘垢，压降较低。
13
常见的翅片管形式
•
14
翅片管因制造方法不同而使其在传热性能、机械性能等方面有一定的 差异。按制造方法分有整体翅片、焊接翅片、高频焊翅片和机械连接 翅片。
整体翅片：由铸造、机械加工或轧制而成，翅片与管子一体，无接触 热阻，强度高，但要求翅片与管子同种材料。如低压锅炉的省煤器就 是采用整体翅片。 焊接翅片：用钎焊或氩弧焊等工艺制造，可使用与管子不一样的材料。 由于它制造简单、经济且具有较好的传热和机械性能，故已广泛应用， 主要问题是焊接工艺的质量。 高频焊翅片：利用高频发生器产生的高频电感应，使管子表面与翅片 接触处产生高温而部分熔化，同通过加压翅片与管子连成一体而成。 这种连接方法无焊剂、焊料，制造简单，性能优良。
管壳式换热器计算表格
0.375
0.0079101
#NAME?
60
1.08E-03
/ w )0.14
#NAME? 0.00034
0.00017
略
#NAME?
#NAME?
#NAME? #NAME?
合适
与原假定值 差3.63℃
0.007
45
#NAME?
#NAME?
两台
#NAME?
两台
#NAME? #NAME? 0.18
满足表2.10 的规定
65.05827659
#NAME?
0.78
0.46
1
#NAME?
#NAME?
没有超过表 2.10规定
K* tm 选用碳钢无缝钢管
选用
At
M2 22
n
4 At di2
32 每程管数
n
根
33 每根管长
l
m
34 管子排列方式
35 管中心距
s
mm
估
36
分程隔板槽处 管中心距
lE
mm
算 传
37
平行于流向的 管距
sp
mm
热
面 积
38
垂直于流向的 管距
sn
mm
及
传 39 拉杆直径
mm
热
面
结
40 作草图
构
41
ω2
m/s
31
管程所需流通 界面
At
m^2
Q M1cp1(t1 ' t1 '')L
M2 Q / cp2(t2 '' t2 ')
t1m,c
tmax tmin ln tmax
22管壳式换热器的结构计算
22管壳式换热器的结构计算管壳式换热器是一种常见的热交换设备，广泛应用于石化、冶金、化工等各个领域。
它由外壳（壳体）、管束、端盖和密封件等组成。
下面将介绍管壳式换热器的结构计算。
1.外壳（壳体）的计算：外壳是管壳式换热器的主体部分，它直接承受介质的压力。
外壳的计算需要考虑外径、壁厚、材料强度等因素。
计算公式为：P=2×t×σ/[(D-d)×η]其中，P为外壳所承受的最大压力；t为外壳的壁厚；σ为外壳所采用材料的允许应力；D为外壳的外径；d为外壳的内径；η为环向系数。
2.管束的计算：管束是管壳式换热器中用于传送热量的部分，它由多个平行布置的管子组成。
管束的计算需要考虑管子的长度、外径、壁厚等因素。
计算公式为：P=2×t×σ/[(D-d)×η]其中，P为管束所承受的最大压力；t为管子的壁厚；σ为管子所采用材料的允许应力；D为管子的外径；d为管子的内径；η为环向系数。
3.端盖的计算：端盖是管壳式换热器的两端部分，它通常由钢板制成。
端盖的计算需要考虑其结构的强度和稳定性。
计算公式为：t=K√(P×h×b^3/(2×σ))其中，t为端盖的壁厚；K为系数（一般取值为0.5-1）；P为端盖所承受的最大压力；h为端盖的高度；b为端盖的宽度；σ为端盖所采用的材料的允许应力。
4.密封件的计算：密封件用于确保管壳式换热器的密封性能。
密封件的计算需要考虑其材料的强度和弹性。
计算公式为：F=P×A其中，F为密封件所承受的最大力；P为密封件所承受的最大压力；A为密封件的面积。
需要注意的是，以上计算公式中的参数需要根据具体的工程情况和设计要求进行确定。
在进行结构计算时，还需要遵循相关的安全规范和标准，确保管壳式换热器的安全性能。
同时，针对不同的应用场景和介质特性，还需要进行其他方面的计算和设计，如换热面积的确定、流体动力学计算等。
管壳式换热器工艺计算算例
-2-
i 0.023
0.023
di
Re 0.8 Pri (苯被加热）
0 .3
0.613 0 .4 (1.6225 10 4 ) 0.8 5.8 0.015 4432W / m 2 C
2）计算壳程对流传热系数 0 换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
d 0.019 2 A0 hD1 0 0.15 0.4 1 0.0244m t 0.032
式中 h 折流挡板间距，取 300 mm ； t 管中心距，对 25 2.5mm ， t 32mm 。 因为 WC 15.4kg / h 所以
2
P2 3
ui 2
2
3
996.325 0.925 5115Pa 2
2
对于 19 2mm 的管子 4，Ns=1
P 4322 5115 1.4 4 1 52847 Pa
i
-4-
Hale Waihona Puke 2 ）计算壳程压强降0
P P
， 1
P2 Fs Ns
-6-
苯
Re 0
d eu0
3
0.05 0.22 836.6 24154 0.381 10 3
6
因为 Re 0 在 2 10 ～ 1 10 范围内，故可用下式计算 0
0 0.36
de
Re 0 0.55 Pr0 3 Pr0
1
Cp
1.828 10 3 0.381 10 3 4.6 0.151
壳程中水被加热，取 1.05 ，
换热器设计计算范例
管壳式换热器又称列管式换热器列管式换热器的设计和选用的计算步骤设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。
由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。
根据传热速率基本方程：当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。
可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
◎初选换热器的规格尺寸◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
◆ 计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 估。
◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。
◎计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。
或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
◎核算总传热系数分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。
如果相差较多，应重新估算。
◎计算传热面积并求裕度根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右，裕度的计算式为：某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表4-18 设计条件数据试设计选择适宜的列管换热器。
解：（1） 传热量Q 及釜液出口温度a. 传热量Q以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q 。
.列管式换热器的计算
四、列管式换热器的工艺计算4.1、确定物性参数：定性温度：可取流体进口温度的平均值壳程油的定性温度为T=(140+40)/2=90℃管程流体的定性温度为t=(30+40)/2=35℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据煤油在定性温度下的物性数据：ρo=825kg/m3μo=7.15×10-4Pa•Sc po=2.22KJ/(Kg•℃)λo=0.14W/(m•℃)循环冷却水在35℃下的物性数据：ρi=994kg/m3C pi=4.08KJ/(kg.℃)λi=0.626W/(m.℃)μi=0.000725Pa.s4.2、计算总传热系数：4.2.1、热流量m o=［（15.8×104）×103］/(300×24)=21944Kg/hQ o=m o c po t o=21944×2.22×(140-40)=4.87×106KJ/h=1353KW 4.2.1.2、平均传热温差4.2.1.3、冷却水用量W i=Q o/C piΔt=4.87×106/(4.08×(40-30))=119362 Kg/h4.2.2、总传热系数K=0.023×××=4759W/(.℃﹚壳程传热系数：假设壳程的传热系数污垢热阻管壁的导热系数λ=45W/﹙m.℃﹚则总传热系数K为：4.3、计算传热面积S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111.9m2考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=128.7 m24.4、工艺结构尺寸4.4.1、管径和管内流速选用φ25×2.5传热管（碳钢），取管内流速μi=1m/s 4.4.2、管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数=(119362/(994×3600)0.785×0.022×1=106.2≈107根按单程管计算，所需的传热管长度为=128.7/(3.14×0.025×107)=15.32m按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
管壳式热交换器计算
列管式换热器的设计计算列管式（管壳式）换热器的设计计算1．流体流径的选择哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例)(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。
(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。
(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。
(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。
(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。
(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。
(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。
在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。
2. 流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。
但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。
所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。
此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。
例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。
管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。
这些也是选择流速时应予考虑的问题。
3. 流体两端温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。
若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。
例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。
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443 360 100 ％ 20.2 ％ 360
故所选择的换热器是合适的。
四、核算压强降
1 ）计算管程压强降
P P P F N
i
1 2
t
p
Ns
4
前面已算出： u i 0.925 m s ， Re i 1.6225 10 （湍流） 取不锈钢管壁粗糙度
80 40 60 ℃ 2 25 30 水的定性温度： t m 27.5 ℃ 2
两流体的温差： Tm t m 60 27.5 32.5 ℃ 由于两流体温差不大于 50℃，故选用固定管板式列管换热器.查手册知:
两流体在定性温度下的物性数据如下: 物性 密度 流体 苯 水 836.6 996.35 1.828 4.176 0.381 0.852 0.151 0.613 ㎏/m
， 1
，
其中 Fs 1.15，Ns 1，P Ff 0 nc N B 1 管子为正三角形排列，取 F=0.4
u0 2
2
nc 1.19 n 1.1 108 12
取折流挡板间距 h 0.15m 折流挡板数： N B
L 4.5 1 1 29 0.15 h
4．计算两流体的平均温度差
暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为：
t m
，
t 2 t1 80 30 40 25 29.07 C 80 30 t 2 ln ln (40 25) t1
而
P
t 2 t1 30 25 0.091 T2 T1 80 25
u0
Vs 114000000 0.22m / s A0 3600 300 24 863.6 0.0244
由正三角形排列得：
de
4(
3 2 2 3 3.14 0.032 2 0.019 2 ) t d0 ) 4 ( 2 4 2 4 0.05m d 0 3.14 0.019
取管长为 4.5m, 则管程数： N p 取管程数为 4
Li 17.27 3.8 L 4.5
所以总管数： n N p ni 4 28 108根 据此初选固定管板式换热器规格尺寸为： 壳 径 D 600 ㎜ 4 108 管 子 尺 寸 管 长L 管子排列方法 Φ19×2mm 4.5 m 正三角形
3
比热KJ/(㎏· C)
o
粘度 mPa·s
导热系W/(m· C)
o
3．计算热负荷和冷却水流量 Q Wh C ph T1 T2 Wc 1.14 10 8 1.828 10 3 (80 40) / 3600 3.22 10 5 W 300 24
Q 322000 3600 15.4kg / h Cp (t 2 t1) 4.176 103 (30 25)
2
壳程流通面积 A0 hD nc d 0 0.15 0.4 12 0.019 0.025m
u0
Vs 114000000 0.2m / s A0 3600 300 24 836.6 0.025
Re 0
d 0u0
0.019 0.2 836.6 8344 ＞ 500 0.381 10 3
d 0.019 2 A0 hD1 0 0.15 0.4 1 0.0244m t 0.032
式中 h 折流挡板间距，取 300 mm ； t 管中心距，对 25 2.5mm ， t 32mm 。 因为 WC 15.4kg / h 所以
（与假设相一致 合
Re i
d i ui
0.015 0.925 996.325 1.6225 10 4 湍流 0.852 10 3
Pri
Cp
4.176 10 3 0.852 10 3 5.8 0.613
图 所以
壳程摩擦系数 f 0 与 Re 0 的关系
-6-
苯
Re 0
d eu0
3
0.05 0.22 836.6 24154 0.381 10 3
6
因为 Re 0 在 2 10 ～ 1 10 范围内，故可用下式计算 0
0 0.36
de
Re 0 0.55 Pr0 3 Pr0
1
Cp
P 7710 1334 1.15 1 10401Pa
0
由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。
-5-
项 目 流量，㎏/s 温度，℃（进/出） 定性温度，℃ 密度，㎏/m3 物 比热，kJ/㎏℃ 粘度，Pa·s 性 导热系数，kJ/m℃ 结 构 参 数 普兰特数 壳体外径， mm 管径， mm 管长，m 管数 传热面积，㎡ 管程数 主要计算结果 流速，m/s 污垢热阻,(㎡·℃)/W 传热系数，W/（㎡·℃）
Rsi 0.0002m 2 C / W (有机液体），Rso 0.00017m 2 C / W（井水）4 ）总传热系
-3-
数 K0 因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢，取其导热系数为 w 16.5W / (m·oC)，总传热系数
K 0 为： K0 1 1 d0 d 0 di i d i 1
-2-
i 0.023
0.023
di
Re 0.8 Pri (苯被加热）
0 .3
0.613 0 .4 (1.6225 10 4 ) 0.8 5.8 0.015 4432W / m 2 C
2）计算壳程对流传热系数 0 换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
5.0 8344 0.228 0.64
f 0 5.0 Re 0
， 1
0.228
836.6 0.2 2 7710 Pa 所以 P 0.4 0.64 12 29 1 2
2 2h u 0 2 0.15 836.6 0.2 ， P2 N B 3.5 29 3.5 1334 Pa D 2 0.4 2 2
管 程 数 Np 管子总数 n
三
核算总传热系数
1 ）计算管程对流传热系数 i
Ai
ui
适）
108 0.015 2 n d i2 0.00477 m 2 4 4 4 4
Vs 114000000 0.925 m s Ai 0.00477 300 24 3600 996.325
2
P2 3
ui 2
2
3
996.325 0.925 5115Pa 2
2
对于 19 2mm 的管子 4，Ns=1
P 4322 5115 1.4 4 1 52847 Pa
i
-4-
2 ）计算壳程压强降
0
P P
， 1
P2 Fs Ns
1.828 10 3 0.381 10 3 4.6 0.151
壳程中水被加热，取 1.05 ，
所以
0 0.36
0.151 (24154) 0.55 (4.6) 3 1.05 484 W / m 2 C 0.05
1
3 ）确定污垢热阻
管内、外侧污垢热阻分别取为：
二．初选总传热系数 K
根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见《化工原理》P355）有K值的范围：430～ 850W/( m ·oC）,
2
假设 K 400W / m C
2
又因为苯走管程且初选 19 2.mm ，L= 4.5m 的列管，所以设 u i 0.9m / s 由 V ui
壳程（循环水） 15.4 25/30 27.5 996.325 4.176 0.825×10-3 0.613 5.29 600 Ф19×2 4.5 108 108.4 4 壳程 0.925 2.0× 10 4 10401
管程（苯） 9.25 80/40 60 836.6 1.828 0.318×10-3 0.151 5.27 台数 壳程数 管心距，㎜ 管子排列 折流板数 折流板距，m 材质 0.22 1.7× 10 4 4432 1 1 32 正三角形排列 29 0.3 不锈钢 管程
工艺计算算例
一、设计题目：
设计一台换热器
二、操作条件：
1、苯：入口温度 80℃，出口温度 40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度 25℃，出口温度 30℃。 3、允许压强降：不大于 60kPa。 4、每年按 300 天计，每天 24 小时连续运行。
三、设备型式：
管壳式换热器
四、处理能力：
114000 吨/年苯
0
Rso Rsi
1 19 19 1.7 10 4 2.0 10 4 484 15 4432 15 2 360W / m C
由前面计算可知，选用该型号换热器时，要求过程的总传热系数为 443W / m C ，在传热
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任务所规定的流动条件下，计算出的 K 0 为 526W负荷 1. 流体流动途径的确定
本 换 热 器 处 理 的 是 两 流 体 均 不 发 生 相 变 的 传热过程，且均不易结垢，根据两流体的 情况，故选择苯走换热器的管程，循环水走壳程。
2.确定流体的定性温度、物性数据
冷却介质为循环水，取入口温度为：25 ℃，出口温度为：（25＋5～10） ℃ 苯的定性温度： Tm