水浴换热器计算书
换热器参数计算
换热器参数计算热流体（有机液体）100℃-50℃1． 选择水作为冷物料2． 设：水的进口温度为30℃出口温度为40℃。
()()111221600*4.174*10050/1252.2/3600p Q m c T T kJ s kJ s =-=-= 2m =水用量()22121252.229.89/107604/4.19*10P Q m kg s kg h C T T ==≈=- ∴水用量为107604kg/h.11004060o T T t C ∆=-=-=2503020o T T t C ∆=-=-=设：1m T ∆为逆流，2m T ∆为顺流。
112124036.41ln 3ln m T T T T T ∆-∆⎛⎫∆==≈ ⎪⎛⎫∆⎝⎭ ⎪∆⎝⎭ 212126033.49ln 6ln m T T T T T ∆-∆⎛⎫∆==≈ ⎪⎛⎫∆⎝⎭ ⎪∆⎝⎭ 选择一壳程的换热器。
(),f P R ϕ=1212t t P T t -=- 冷流体的温升除以两流体最初的温度差。
0.14P ≈ 1221T T R t t -=- 热流体的温降除以冷流体的温升。
5R = 0.8ϕ=m m T T ϕ∆=，逆 29.128m T ∆=℃选取K 值范围为280~850()2/.W m K ()2600/.K W m K ≈传热面积：321252.2*1071.65600*29.128m Q A m K T ==≈∆ 选择尺寸如下：壳径D ：600mm公称面积S ：712m管程数p N ：2管数n ：254管长：6m管子直径：25*2.5mm Φ管子排列方式：正三角形排列。
实际换热面积： ()220.1254*0.025*5.9117.64o o S n d L m m ππ=-==该换热器要求的总传热系数为：()()3221252.2*10/.365/.117.64*29.128o m Q K W m K W m K S T ===∆换热器的参数核算1.管程对流传热系数计算。
盘管换热器相关计算【范本模板】
一、铜盘管换热器相关计算条件：600kg 水 6小时升温30℃ 单位时间内换热器的放热量为q q=GC ΔT=600＊4.2*10^3＊30/(6＊3600)= 3500 w 盘管内流速1m/s,管内径为0.007m ，0。
01m ，湍流范围：Re=10^4～1.2*10^5 物性参数:40℃饱和水参数。
黏度-653.3＊10^-6 运动黏度-0.659 ＊10^—6 普朗特数-4。
31 导热系数-63。
5＊10^2 w/(m. ℃）求解过程：盘管内平均水温40℃为定性温度时换热铜管的外径，分别取d1=0.014m d2=0。
02m 努谢尔特准则为0.4f 8.0f f Pr 023Re .0*2.1Nu =＝1.2*0.023*21244。
310.84。
310.4=143.4 （d1） 0.4f8.0f f Pr 023Re .0*2.1Nu =＝1.2＊0。
023＊30349.010.84.310.4=190。
7 （d2）管内对流换热系数为l Nu h ff i λ⋅==143.4＊0。
635/0。
014=6503。
39 （d1） lNu h ff i λ⋅==190.7*0.635/0.02=6055.63 （d2) 管外对流换热系数格拉晓夫数准则为（Δt=10）23/υβtd g Gr ∆==9.8*3.86*10^-4＊10*.0163/(0。
659＊10^—6)2=356781.6 （d1） 23/υβtd g Gr ∆==9。
8*3。
86＊10^—4*10*。
0223/(0。
659*10^-6)2=927492.9(d2)其中g=9。
8 N/kgβ为水的膨胀系数为386＊10^-6 1/K自然对流换热均为层流换热(层流范围：Gr=10^4～5。
76＊10^8）25.023w w Pr t g l 525.0Nu ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅∆=να=0.525（356781。
6*4。
31)0。
4000水浴式计算书
根据<<低温工质热物理性质表与图>>:
平均比热Cρ=0.7124Kcal/kg·K
Q3=Cρ·m·Δt气体=484027.08 Kcal/h
2.总换热量:Q= Q1+ Q2+ Q3=833776.68 Kcal/h=969.69KW
2．平均温差（过热段不计算）
Δtm2=2370C
1、4000Nm3/h循环水式LNG汽化器热力计算书：
进口介质: LNG
出口介质: NG
进口温度:-162C
出口温度: 5——-15C
工作压力: 25Mpa
安装形式:立式、支腿、室外
盘管：0Cr18Ni9,Ф25x3.0的管子
水温（按平均温度）：75C
质量流量m=0.7167x4000=2866.8kg/h
所需热水量：M=3600Q/γ=44188.41kg/h
取45T/h.
换热分如下三步:
过冷过程:由泵增压，不考虑吸热Q1=0
相变过程:液体吸热变成蒸汽所吸收热量(Q2):
根据<<低温工质热物理性质表与图>>:
查出-162℃时,汽化潜热r=509.74KJ/kg=122 Kcal/kg
Q2=2866.8Х122=349749.6 Kcal/h
Δtm3=151.820C
3.换热面积：F=
式中：Q-----为吸热量w；
α-----为传热系数；
Δtm---平均温差0C；
F12=5.65m2
F3=19.64m2
F=F2+ F3=5.65+19.64=25.29 m2
换热管长度：L===323m
实际取350M,约26.5m2
某工程游泳池、采暖、淋浴一体供热系统计算书
某工程游泳池、淋浴、采暖一体供热系统计算书工程概况：工程设游泳池长度29.2米，宽度9.4米，深度1.6米，水位1.4米。
游泳池存水量为384.3立方米。
工程设淋浴系统，按每天接待200人计算。
工程设低温地板辐射采暖系统及散热器，采暖面积2639.4平方米。
游泳池、淋浴和采暖系统共用一个燃气锅炉供热。
一.游泳池加热循环系统1.采用略低于标准的循环周期12h/次，2次/d。
游泳池的循环水量为：Q X=α·V/T=1.1×384.3÷12=35.2m3/h（1）循环回水管管径：规范所规定的流速为：1.0～1.2ｍ/s，暂定流速为1.0ｍ/s管径D= Q X/(v×3600×3.14) ×2= 35.2/(1.0×3600×3.14) ×2=0.056×2=0.112m取管径为DN125，复核循环水流速为：v = Q X/(3.14×D2/4×3600)= 35.2/(3.14×0.06252×3600) =0.80 m/s流速符合要求（2）循环给水管管径：管径D= Q X/(v×3600×3.14) ×2= 32.5/(1.5×3600×3.14) ×2=0.044×2=0.088m取管径为DN100，复核循环水流速为：v = Q X/(3.14×D2/4×3600)= 35.2/(3.14×0.052×3600) =1.25m/s2.游泳池池水加热循环泵游泳池的循环水量为：35.2m3/h，加热循环泵采用一用一备，因此，加热循环泵的流量为35.2m3/h3.游泳池的热负荷(1) 正常运行时的热负荷1)蒸发散热P1（包括水面蒸发散热+水面传导散热+池底、池壁传导散热+设备及管道散热）按室内环境温度5℃考虑，则室内游泳池蒸发散热量估算指标为：651w/㎡小时散热量为2345KJ/h。
汽水换热器计算书
bar(a) ℃
℃ kj/kg kj/kg kj/kg ℃ ℃ ℃ kj/kg t/h
9 250
175.4 2946.91 2773.00
742.73 80 130 90
376.97 860
126.616458 87.11611944
35.94346694
ΔTm过= ln (ΔT1/ΔT2) Nhomakorabea=
79.12
ΔT3-ΔT2 ΔTm凝=
ln (ΔT3/ΔT2)
=
66.59
ΔT3-ΔT4
ΔTm过冷= ln (ΔT3/ΔT4)
=
35.94
过热段总传热量Q1 过热段传热系数K1 过热段传热面积F1 F过热=Q/(K*ΔTm)=
冷凝段总传热量Q2 冷凝段传热系数K2 冷凝段传热面积F2 F凝=Q/(K*ΔTm)=
19 1.5 1545
5.506 2
0.155320341
1.61
70
（仅供参考）
494.31 1200
用户给定
860.00 952.9472753 设计工况
第3页
总计算面积 F 加上5%的裕量F
实取的面积 实取的面积裕量
477.1 500.97
m2
494.31
3.60
流体运动粘度 γ 一程换热管根数 N 换热管内径 d0 流速 u
175.40
175.40 90
126.62
80 87.12
120
48.78
88.28
10
ΔT1= ΔT1-ΔT2
120 ℃ ΔT3= ΔT2= 48.78
88.28 ΔT2=
换热器、热网加热器计算示例
管壳式换热器选型计算书编写：张景富西安协力动力科技有限公司二零一零年九月十三日一、换热器的工艺计算及工艺条件现在从一台管壳式换热器工艺计算过程来体现工艺条件内容： 1.设计参数 壳程：工作介质：蒸汽、水 Ps=0.2Mpa 蒸汽流量135m 3/h 进口温度：135℃ 出口温度：90℃ 管程：工作介质：含碱水 Pt=0.3Mpa 水流量300m 3/h 进口温度：80℃ 出口温度：110℃ 液体比重：1.25 比热：0.85～0.86 2.工艺计算冷源：q=300m 3 比重:γ=1.25g/cm 3 比热c=0.86J/kg ·℃ T1=135℃ T2=135℃ t1=80℃ t2=110℃ 取a c =2000kcal/㎡·h ·℃ a h =10000kcal/㎡·h ·℃ 换热管规格：φ19×1 其内径d1=0.017m 外径d2=0.019m 中径dm=0.018m 壁厚δ=0.001m金属导热系数λ=17.0 w/m ·h ·℃=17.0/1.16222=14.6 kcal/㎡·h ·℃ （1）传热系数K取传热系数K=1400kcal/㎡·h ·℃ (2)平均温差Δt m （按逆流状态计算）(3)传热面积FC 4.1680-90110-135ln 80)-90(110)-135(1221ln )12()21(lnt 2121︒=-=-----=∆∆∆-∆=∆t T t T t T t T t t t t m 2m 42116.4140080)-(11086.01250300tm K t1)-(t2c q F =⨯⨯⨯⨯=∆⨯⨯⨯⨯=γC h m kcal d dm d dm K h c ︒=+⨯+⨯=++=2/7.14436.14001.010000019.0018.02000017.0018.012111λδαα（4）管子根数n （管长L=6m ）（5）程数N 单程流速管壳换热器中换热管内水的流速为0.7～1.5m/s N=1.5/0.313=4.79，可以选择Ⅳ程标准DN1000 Ⅳ程换热器，φ19×1的管子，n=1186根，L=6000mm 传热面积F=425㎡推荐设备材质：管程316L 壳程16MnR （6）换热器壁温的计算a.壳程的壁温：由于有保温，可以取蒸汽的平均温度 Tm=1/2（135+90）=112.5℃b.换热管的壁温估算：热流侧Tm=112.5℃ 冷流侧tm=1/2（80+110）=95℃ 换热管的壁温：（7）换热器接管的计算 （a ）壳程蒸汽进口 蒸汽流速一般取15～20m/s进蒸汽截面A=135/(15×3600)=2.5×10-3㎡ 接管内径进汽管取φ76×4（DN65） （b ）管程进出管管程流动的是含微量碱的水溶液，当P ≤0.6Mpa 时，其流速为1.5～2.5m/s11736019.04212F n =⨯⨯=⨯⨯=ππL d sm nd /313.01173017.04300/36004q221=⨯⨯=⨯⨯=ππωCa a t t c c m t ︒=+⨯+⨯=++=6.10920001000020009510000112.5a a T n n m mAd 564.0105.2443=⨯⨯==-ππ进出管流通截面A=300/(2.5×3600)=0.0333㎡ 接管内径取φ219×6（DN200） 3.提条件设计参数表及管口表设计数据注：管程材质为不锈钢316L ，管板材质为16MnR/316L ，φ1130，b=52。
换热器计算书
a、管内传热膜系数计算：
其中：
g
0.023 g dg
Re0.8 Pr 0.4
Re diu0
则：
g 732.05
b、烟气横向冲刷管束时，管外传热膜系数 对于顺列管束
其中
y
0.2C s C Z
Re 0.65 Pr 0.33 y de
Re diu0 ＝2712
则： c、管壁热阻
y 27.87
Rw
b j
其中：b＝0.0035，λj＝40 则：
Rw＝0.0001
d、管外污垢热阻：0.003 e、管内污垢热阻：0.00176 f、总体传热系数
K
1/( 1 k
Rw d0 dm
Rj
1 g
d0 ) ＝25.49w/(m2.K) dn
e、换热面积计算 取换热系数＝25 w/(m2.K)
换热面积
Qnj＝（259.08-160)×4.467＝442.23 由于过热蒸汽部分放热较少，在此忽略不计。
则按换热效率 0.95 计算，则蒸汽流量为：
Vs=3106Kg/h
三、换热面积计算： 根据上述设定，烟气换热按如下两部分进行： 1、凝结水换热 1) 平均传热温差：
tm
t1 t2 ln( t1 )
t2
烟气加热器计算书
一、基础数据 1、烟气侧数据： 入口烟气流量：57333 Nm3/h 入口烟气温度：70℃ 出口烟气温度：＞130℃，按 131℃选取 2、蒸汽侧数据： 蒸汽入口温度：278.8℃ 蒸汽入口压力：4.6Mpa 蒸汽流量：待定 Kg/h 凝结水出口温度：160℃（设定） 3、烟气物性参数 烟气平均温度＝（131＋70/2=100.5 定性温度下，烟气平均比热：1.195KJ/Kg 定性温度下，烟气平均导热系数：λ＝0.031344 定性温度下，烟气普朗特系数：Pr＝0.7 定性温度下，烟气比重：1.174Kg/m³ 4、蒸汽物性参数 蒸汽入口压力：4.6Mpa 下， 入口压力下蒸汽相变温度：259.08℃ 入口压力下蒸汽汽化潜热：1662KJ/Kg 入口压力下蒸汽密度：23.73Kg/m³ 入口压力下蒸汽导热系数：0.0518w/(m.c) 入口压力下蒸汽普朗特系数：Pr＝1.4 入口压力下蒸汽比热：4.047KJ/Kg 5、凝结水物性参数 凝结水平均比热：4.647 凝结水平均导热系数：0.64 w/(m.c) 凝结水平均普朗特系数：Pr＝0.98 二、蒸汽流量计算 换热过程按三个部分组成： 1、过热蒸汽换热部分。 2、饱和蒸汽的相变换热部分。 3、凝结水换热部分。 按热平衡方程
板式换热器计算书
板式换热器计算书
一、换热器设备介绍
换热器是利用液体之间的传热原理来实现的一种装置，它将热量从一种流体传递到另一种流体，且不会改变两种流体的温度。
换热器一般分为板式换热器和管式换热器两大类。
本文将介绍常见的板式换热器，它由若干铝合金或不锈钢的板片折叠而成，中间填以传热材料，形成一个相当紧凑的热交换装置。
错相式板式换热器由两个热流路相互交错而形成，板片的数量前后视流量和温度的变化而不同，一般多为10块以上。
板式换热器具有效率高、制造安装工艺简单以及结构紧凑等优点，因此应用较为广泛。
二、板式换热器的参数计算
1．热力参数计算
（1）换热器的蒸发量：
Q=m⋅h
其中：m 为蒸发量（kg/h）
h 为每公斤蒸发的热量（kJ/kg）
（2）换热器的热力传递率：
K=Q/Ae
其中：Q为换热器的蒸发量（kW）
Ae为换热面积（m^2）
2．流体参数计算
（1）流体的流量：
m=ρ⋅V⋅S
其中：ρ 为流体的密度（kg/m^3）
V为流体的流速（m/s）
S为换热器的流量（m^2）
（2）流体的压力损失：
P=ρ⋅V2/2
其中：ρ 为流体的密度（kg/m3）
V为流体的流速（m/s）。
换热器热力计算
换热器热力计算设计说明书一、热力计算1、原始数据:甲醇进口温度t1’=64.4 ℃甲醇出口温度t1”=38℃甲醇工作压力 P1=0.04MPa甲醇流量G1=1.3×1.986×103kg/h冷却水进口温度t2’=32℃冷却水出口温度t2”=42℃冷却水工作压力 P2 =0.36MPa2、定性温度及物性参数水的定性温度t2=(t2’+t2”)/2=(32+42)=37℃水的密度查物性表得ρ2=993.25kg/m3水的比热查物性表得C p2=4.174KJ/kg.℃水的导热系数查物性表得λ2=0.629W/m.℃水的粘度μ2=697.76×10-6Pa.s水的普朗特数查物性表得 P r2=4.64甲醇的定性温度，甲醇在0.04MP下的沸点温度t i=64.34℃冷凝段t1=( t1’+ t i)/2=(64.4+64.34)/2=64.4℃冷却段t1c=( t1”+ t i)/2=(64.34+38)/2=51.2℃甲醇在冷凝段温度下的物性常数：密度ρ1=2.31kg/m3比热C p1=1.42 KJ/kg.℃导热系数λ1=0.0169 W/m.℃粘度μ1=10.5×10-6 Pa.s普朗特数P r1=0.88甲醇在冷却段温度下的物性常数：密度ρ1ｃ＝777.87 kg/m3比热C p1C=2.75 KJ/kg.℃导热系数λ1ｃ＝0.1600 W/m.℃粘度μ1c=0.3351 Pa.s普朗特数P r1c=5.763、传热量与水热流量取定换热器热效率为η=0.98冷凝段传热量：Q1= G1·γ·η/3600=1.3×1.986×103×825.6×0.98/3600=580.25094KW=580250.94W冷却段传热量：Q1C= G1·C p1C·(t3- t1”)·η/3600=1.3×1.986×103×2.75×(64.34-38)×0.98/3600=50.90900KW=50909.00W总传热量Q 0= Q 1+ Q 1C =580250.94+50909.00=631159.94KW 冷却水的流量： G 2= )('2"220t t C Q P -?=631159.944.174×(42-32)=54436.4Kg/h 设定冷凝段和冷却段分界处水的温度为t 3 G 2= )(3''221t t C Q P c-?=54436.4Kg/h解得t 3=41.2℃ 4、有效平均温差冷凝段温差： Nt ?=)()(ln)()(3'1"2'13'1"2'1t t t t t t t t -----=324.64424.64ln)324.64()424.64(-----=27.1℃对于冷凝，冷凝温度基本一定，故温差校正系数为1，所以有效平均温差m t ?=27.1℃ 冷却段温差： Nct ?=)()(ln)()('2"13'1'2"13'1t t t t t t t t -----=32382.414.64ln)3238()2.414.64(-----=12.7℃换热器按单壳程2管程设计。
(完整版)换热器计算书
7.2
m
0.08 0.0064 0.002962963
0.005925926 7.2
m
m
0.4 35.5
运动粘度 #NAME? m2/s
动力粘度 #NAME? pa*s
密度
#NAME? kg/m3
m 雷诺数 #NAME?
摩擦系数 #NAME?
压降
#NAME? Mpa
#NAME? m
350
热介质进、出水口直径 、流速 mm、m/s
900
12777300 911.54 1002.7
#NAME? #NAME?
浆液比热 浆液密度 粘度
换热器参数
3.457 1180 0.0022
kj/kg*℃ kg/m3 pa*s
浆液入口温度 浆液出口温度 浆液体积流量 水侧入口温度 水侧出口温度 水侧体积流量 水侧质量流量 换热器板片规格 换热器换热面积 浆液侧板间流速 水侧板间流速 浆液侧流道宽度 浆液侧阻力 水侧阻力 换热器净重 换热器荷重
m2
8.0 12.7 10.2 1600
8.64
冷介质流程数
N1
冷介质单道流通面积 A1
m2
1 0.00264
热介质流程数
N2
1
热介质单道流通面积 A2
m2
0.0156
板片数
n
116.05207
冷介质板间流速
V1
m/s
#NAME?
热介质板间流速
V2
m/s
#NAME?
冷介质进、出水口直径 、流速 mm、m/s
板片宽度 板片长度 水 浆侧液实测际实槽际深槽 深 水 浆侧液当测量当槽量深槽 深 夹紧尺寸
浆液参数 3.457 1180
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基本公式 《化工原理》上册
0.15
4.178 0.6676 0.000406 977.8 361256.1576
30℃ 30℃ 30℃ 已知
2.540844817
567.5312931
ui
m/s
Tcm
℃
Tcm=(15+35)/2
cp2 kJ/(kg℃) Missenard法 见《化工工艺设计手册》P2-446
Nu=0.023Re0.8Pr0.3
u
m/s
cp1 kJ/(kg℃) 《化工原理》上册
λo W/(m·℃) 《化工原理》上册
μ
Pa·s 《化工原理》上册
ρ
kg/m3 《化工原理》上册
Re
Re=uDeρ/μ
Pr
Pr=Cp1μ/λo
Nu
Nu=αwDe/λo
αw
w/m2K αw=0.023(λo/De)Re0.8Pr0.3
552.7084
4.1 16 0.00831451 29.38481016 1470.147323 0.015 160 14.44325101
换热计算 60000NG燃气换热器
备注
输入值 =加热温升
计算值 已知
压力 复热 能 盘力 管 外 盘径 管
内径 流速
4
MPa
60000 Nm3
0.019 m
w/m2K
14.44325101 25
2.17 0.03 29.38481016 0.0000103 0.015 618076.0036 0.745033333
1755.745724 1755.745724
基本公式
5 总传热系数
按管外表面计算的传热系数 K
热水侧传热系数
αw
甲烷侧传热系数
αn
管外污垢热阻
λi W/(m·℃) 《化工原理》上册P470
ρi
kg/m3
μi
Pa·s 《化工工艺设计手册》P2-470
Di
m
Re
Re=uiDiρi/μi
Pr
Pr=Cp2μi/λi
Nu
Nu=αnDi/λi
Nu=0.023Re0.8Pr0.4
αn''
w/m2K αn=0.023(λi/Di)Re0.8Pr0.4
αn
r1
管内污垢热阻
r2
钢管的导热系数λ总传热系数 NhomakorabeaK
w/m2K w/m2K
K=1/((1/αw）+∑R+（1/αn)+1/λ)
w/m2K
m2·K/W 《化工原理》上册P498
w/m2K W/(m·℃)
w/m2K
h'=1/(1/αw+ro) 《化工原理》上册P490 K=1/(1/αw+∑R+1/αn1+b/λ)
ΔH kCal/kg 从80℃到65℃
W1
kg/h
W2
kg/h W2=W1*1.2
25 19268.928 23122.7136
3 管外热水换热系数
测算基本公式
热水流速 热水比热 热水导热系数 热水黏度 热水密度 雷诺数 普朗特数 努塞尔特数 热水管外换热系数
4 甲烷管内换热系数 甲烷流速 甲烷平均温度 10℃时甲烷气比热 导热系数 甲烷密度 甲烷粘度 换热管内径 雷诺数 普朗特数 努塞尔特数 甲烷管内换热系数 实际甲烷管内换热系数
6 计算总换热面积
热端温差
△t1
冷端温差
△t2
换热温差（对数平均温差） △tm
计算总换热面积
A‘
实际换热面积
A
℃
△t1=80-(5)
℃
△t2=60-10
℃
△tm=(△t2-△t1)/ln(△t2/△t1)
m2
A=Q*/(K·Δtm）
m2
取1.05倍
7 管长度 管长度
l
m
8 出口管尺寸 管内甲烷绝对压力 甲烷摩尔质量 气体常数 气相甲烷密度 气相甲烷体积流量 出口管内径 管子根数 气相出口甲烷流速
℃ 15℃加热到35℃
cp2 kCal/(kg℃) Missenard法 见《化工工艺设计手册》P2-446
V
Nm3/h
Wi
kg/h Wi=V×ρi
Q
kCal/h Q=Wi·cp2*Δt
结果
备注
21 0.531 60000 43200 481723.2
输入值 =加热温升
计算值 已知
2 热水的焓差 理论热水用量 实际热水用量
P
Mpa
M
R
ρi
kg/m3
V
m3/h
V＝Wi/ρi
Di
m
n
根
υ
m/s υ=(V/3600)/(πDi2/4)/n
567.5312931 1755.745724
0.00026 0.000176 36.50206 350.9063644
已知 已知
80 30 50.97727239 31.42036712 32.99138548
特瑞斯信力(常州)燃气设备有限公司 True Ability Gas Equipment Co.,Ltd.
产品设计 计算书
共3页 过程名称: 产品型号:
日期：
换热计算 60000NG燃气换热器
序号
项目
1 计算热负荷
甲烷的加热温差
甲烷比热
甲烷体积流量
甲烷质量流量
热负荷
符号 单位
公式（来源）
计算数值
Δt
0.015 m
14.443251 m/s
换热面积 31.420367 m2
换热管长度 552.7084 m
理论功率 0.5620104 MW/h
输入 值
基本公式 《化工原理》上册
30℃
.
30℃
30℃
已知
基本公式
已知 已知