(完整word版)换热器设计计算.doc

换热器设计计算步骤

1.管外自然对流换热

2.管外强制对流换热

3.管外凝结换热

已知：管程油水混合物流量 G ( m/d) ，管程管道长度 L (m) ，管子外径 do (m)，管子内径 di (m)，热水温度 t ℃，油水混合物进口温度 t1’, 油水混合物出口温度 t2”℃。

1.管外自然对流换热

1.1 壁面温度设定

首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值， t w℃，热

水温度为 t ℃，油水混合进口温度为t1'℃，油水混合物出口温度为t1"℃。

t w 1

(t t1" ) 2

1.2 定性温度和物性参数计算

管程外为水，其定性温度为( K 1 ) ℃

t2 1

(t t w ) 2

管程外为油水混合物，定性温度为t2'℃

t2 '1

(t1' t1" ) 2

根据表 1 油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值

一般需要查出的为密度( kg / m3 ), 导热系数(W /(m K )) ，运动粘度 ( m2 / s) ，体积膨胀系数 a ( K1)，普朗特数 Pr 。

表 1 油水物性参数表

水

t ρλv a Pr

10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52

20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02

30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42

40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31

50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54

60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99

70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55

80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21

90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95

100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75

油

t ρλv a Pr

10 898.8 0.1441 0.000564 6591

20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335

30 886.6 0.1423 0.000153 1859

40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121

50 874.6 0.1405 5.74E-05 723

60 868.8 0.1396 3.84E-05 493

70 863.1 0.1387 0.000027 354

80 857.4 0.1379 1.97E-05 263

90 851.8 0.137 1.49E-05 203

100 846.2 0.1361 1.15E-05 160

1.3设计总传热量和实际换热量计算

Q0Cq m t Cq v t C油 q v油t C水 q v水t

C 为比热容j /( kg K )，q v为总体积流量m3/ s，分别为在油水混合物中

油和水所占的百分比，t 油水混合物温差，q m为总的质量流量 kg / s。

实际换热量 Q

Q Q0 *1.1/ 0.9

0.9 为换热器效率， 1.1 为换热余量。

1.4逆流平均温差计算

逆流平均温差Tn ℃，

t max t min

T n

ln t max

t min

其中 t max 和 t min 分别为t t1 '和 t t1"中较大的差值和较小的差值1.5换热系数的初选

在计算中要对换热系数K 进行迭代，因此现初选换热系数K’。则初选传热面积F’

F '

T n * K '

总管数为 N t，N t

F '

* d o * L

1.6管程换热系数h2计算

从传热学角度，管程内部属于强制对流换热。

管程流通面积a d i *

t * 2 2 2 4

管程流速 w2

a2 *3600*24

管程雷诺数 Re w2d

i（的数值是按照 1.2 中油水混合物定性温度对应查得的数

值）

根据 Re 的大小判断管内油水混合物的流动状态为层流还是湍流

4 4

则为层流。

一般 Re>10，即为湍流， Re<10

(1)管内油水混合物换热状态为湍流换热

Nu 0.023Re 0.8 Pr n

加热流体时 n=0.4 ，冷却流体时n=0.3

(2)管内油水混合物换热状态为层流换热

RePr 1

Nu 1.86( )3

L / d i

管程内换热系数 h2Nu

d i

1.7壳程换热系数h1计算

壳程的换热为自然对流换热

ga tL3

Gr 2相关物性参数见 1.2 查表计算所得， g 为 9.8. Nu C(Gr Pr)n

常数 C 和 n 的选取见表 2

壳程换热系数

h 1 Nu

d e

当管外为纵向冲刷 d e 为 L ，当管外为横向冲刷 d e 为 d 0 1.8 污垢热阻计算水侧油污 r 2

0.00034

油水混合物油污 r 1 0.00017 塑料导热系数 10.8 钢管导热系数 43.6

1.9 传热系数计算

d 0

1 d 0 h

2 r 2

d i

h 1 d i

计算所得值和前面 1.5 设计选取进行对比，如果一致则即为所求答案，如果不一致，则把计算所得代入 1.5 ，再次计算。

2.0 管板计算

中心管排数 N 0 1.1N t 0.5

管间距 s 1.25d 0

管板直径 Ds

s(N 0 1) 4d 0

2.管外凝结换热

1.1 壁面温度设定

首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值， t w℃，热水温度为 t ℃，油水混合进口温度为t1'℃，油水混合物出口温度为t1"℃。

t w 1

(t t1" ) 2

1.2 定性温度和物性参数计算

管程外为水，其定性温度为( K 1 ) ℃

t2 1

(t t w ) 2

管程外为油水混合物，定性温度为t2'℃

t2 '1

(t1' t1" ) 2

根据表 1 油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值

一般需要查出的为密度( kg / m3 ), 导热系数(W /(m K )) ，运动粘度 ( m2 / s) ，体积膨胀系数 a ( K1)，普朗特数 Pr 。

表 1 油水物性参数表

水

t ρλv a Pr

10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52

20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02

30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42

40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31

50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54

60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99

70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55

80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21

90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95

100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75

油

t ρλv a Pr

10 898.8 0.1441 0.000564 6591

20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335

30 886.6 0.1423 0.000153 1859

40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121

50 874.6 0.1405 5.74E-05 723

60 868.8 0.1396 3.84E-05 493

70 863.1 0.1387 0.000027 354

80 857.4 0.1379 1.97E-05 263

90 851.8 0.137 1.49E-05 203

100 846.2 0.1361 1.15E-05 160

1.3设计总传热量和实际换热量计算

Q 0Cq m t Cq v t C油 q v油t C水 q v水t

C 为比热容j /( kg K )，q v为总体积流量m3/ s，分别为在油水混合物中油和水所占的百分比，t 油水混合物温差，q m为总的质量流量 kg / s。

实际换热量 Q

Q Q0 *1.1/ 0.9

0.9 为换热器效率， 1.1 为换热余量。

1.4 逆流平均温差计算

逆流平均温差Tn ℃，

t max t min

T n

ln t max

t min

其中 t max 和 t min 分别为t t1 '和 t t1"中较大的差值和较小的差值

1.5换热系数的初选

在计算中要对换热系数K 进行迭代，因此现初选换热系数K’。

则初选传热面积F’

Q F '

T n * K '

F ' 总管数为 N t ，

* L

* d o 1.6 管程换热系数 h 2 计算

从传热学角度，管程内部属于强制对流换热。

管程流通面积 a 2

d i * N t *

2 2 4

管程流速 w 2

a 2 *3600*24

管程雷诺数 h 2 Nu

d i R

e w 2 d

（的数值是按照 1.2 中油水混合物定性温度对

应查得的数值）

根据 Re 的大小判断管内油水混合物的流动状态为层流还是湍流 4

一般 Re>10，即为湍流， Re<10则为层流。

(3) 管内湍流换热

Nu 0.023Re

0.8

加热流体时 n=0.4 ，冷却流体时 n=0.3

(4) 管内层流换热

RePr 1

1.86( )3

L / d i

管程内换热系数 h 2

d i

1.7 壳程换热系数 h 1 计算

壳程的换热为凝结换热

0.25

h 1.13 9.8

2 3

r 为对应蒸汽温度 t 下的气化潜热

t w )L

当蒸汽冲刷竖管壁， L 为管长。当蒸汽横向冲刷， L 为管道外径 1.8 污垢热阻计算

水侧油污 r 2

0.00034

油水混合物油污 r 1 0.00017 塑料导热系数 10.8 钢管导热系数 43.6

1.9 传热系数计算

d 0 1 d 0 h r 2

r 1 d

h d

计算所得值和前面 1.5 设计选取进行对比，如果一致则即为所求答案，如果不一致，则把计算所得代入 1.5 ，再次计算。

2.0 管板计算

中心管排数 N 0 1.1N t 0.5

管间距 s 1.25d 0

管板直径 Ds

s(N 0 1) 4d 0

3.管外强制对流换热

3.1 温度

油水混合进口温度为t1'℃，油水混合物出口温度为t1"℃。管外热水进口温度为t2'℃，管外热水进口温度为t2"℃，3.2 定性温度和物性参数计算

管程外为水，其定性温度为( K 1 ) ℃

t2 1 (t2 ' t2 " )

管程外为油水混合物，定性温度为t2'℃

t1 1

(t1

t1" ) 2

根据表 1 油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值

一般需要查出的为密度( kg / m3 ), 导热系数(W /(m K )) ，运动粘度 ( m2 / s) ，体积膨胀系数 a ( K1)，普朗特数 Pr 。

表 1 油水物性参数表

水

t ρλv a Pr

10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52

20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02

30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42

40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31

50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54

60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99

70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55

80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21

90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95

100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75 油

t ρλv a Pr

10 898.8 0.1441 0.000564 6591

20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335

30 886.6 0.1423 0.000153 1859

40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121

50 874.6 0.1405 5.74E-05 723

60 868.8 0.1396 3.84E-05 493

70 863.1 0.1387 0.000027 354

80 857.4 0.1379 1.97E-05 263

90 851.8 0.137 1.49E-05 203

100 846.2 0.1361 1.15E-05 160 3.3设计总传热量和实际换热量计算

Q0 Cq m t Cq v t C油

q v 油t C水

q v

水t

C 为比热容j /( kg K ) ， q v为总体积流量m3 / s ，分别为在油水混合物中油和水所占的百分比，t 油水混合物温差，q m为总的质量流量 kg / s。

实际换热量 Q

Q Q0 *1.1/ 0.9

0.9 为换热器效率， 1.1 为换热余量。

3.4逆流平均温差计算

逆流平均温差Tn ℃，

T n t max t min

t max

t min

其中t max 和t min 分别为t2 ' t1'和 t 2" t1" 中较大的差值和较小的差值3.5换热系数的初选

在计算中要对换热系数K 进行迭代，因此现初选换热系数K’。

则初选传热面积F’

F '

T n * K '

总管数为 N t，N t

F '

* d o * L

3.6管程换热系数h2计算

从传热学角度，管程内部属于强制对流换热。

管程流通面积 a2d i* N t*

2 2 4

管程流速 w2

a2 *3600*24

管程雷诺数 h2Nu Re w2d

i（的数值是按照 1.2中油水混合物定性温度对

d i

应查得的数值）

根据 Re 的大小判断管内油水混合物的流动状态为层流还是湍流

4 4

一般 Re>10，即为湍流， Re<10则为层流。

(5)管内湍流换热

Nu 0.023Re 0.8 Pr n

加热流体时 n=0.4 ，冷却流体时n=0.3

(6) 管内层流换热

RePr 1 1.86( )3

L / d i

管程内换热系数 h2Nu

3.7壳程换热系数h1计算

d i

壳程的换热为强制对流换热

现根据总的换热量，水的温差和比热可以计算出冷却水量G1

壳程流通面积 a 1

(D S 2 N t * d 0 2 ) Ds 计算见 4.0

G 1

壳程流速 w 1

a 1

壳程当量直径 d e (D s 2 N t d 0 2 ) /( N t d 0 )

壳程雷诺数 Re

w 1 d e

1 1

Nu 0.62Re 2 Pr 3

Re 8

4 0.3

2 1

282000 ]

[1 (0.4/ Pr)3 ]

h 1 Nu

d e

3.8 污垢热阻计算

水侧油污 r 2

0.00034

油水混合物油污 r 1 0.00017 塑料导热系数 10.8 钢管导热系数 43.6

3.9 传热系数计算

d 0

1 d 0 h

2 r 2

d i

h 1 d i

计算所得值和前面 1.5 设计选取进行对比，如果一致则即为所求答案，如果不一致，则把计算所得代入 1.5 ，再次计算。

4.0 管板计算

中心管排数 N 0 1.1N t 0.5

管间距 s 1.25d 0

管板直径 Ds

s(N 0 1) 4d 0

化工原理设计：列管式换热器设计

化工原理课程设计设计题目：列管式换热器的设计班级：09化工设计者：陈跃学号：20907051006 设计时间：2012年5月20 指导老师：崔秀云

目录概述 1.1.换热器设计任务书 .................................................................... - 7 - 1.2换热器的结构形式 .................................................................. - 10 - 2.蛇管式换热器 ........................................................................... - 11 - 3.套管式换热器 ........................................................................... - 11 - 1.3换热器材质的选择 .................................................................. - 11 - 1.4管板式换热器的优点 .............................................................. - 13 - 1.5列管式换热器的结构 .............................................................. - 14 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理............................................ - 16 - 1.7确定设计方案.......................................................................... - 17 - 2.1设计参数................................................................................. - 18 - 2.2计算总传热系数...................................................................... - 19 - 2.3工艺结构尺寸.......................................................................... - 19 - 2.4换热器核算 ............................................................................. - 21 - 2.4.1．换热器内流体的流动阻力 (21) 2.4.2.热流量核算 (22)

管壳式换热器的设计和选用的计算步骤

管壳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 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

换热器计算步骤

第2章工艺计算 2.1设计原始数据表2—1 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 l （9）选取管长（10）计算管数 N T （11）校核管流速，确定管程数（12）画出排管图，确定壳径 D和壳程挡板形式及数量等 i （13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。

2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1）管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】表2—2 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】表2—3

换热器设计计算范例

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 设计条件数据物料流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 温度℃操作压力 MPa 进口出口釜液 3.31450.9

列管式换热器设计方案计算过程参考

根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。具体项目如下：设计要求： =0.727Χ10-3Pa.s 密度ρ=994kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K) 苯的物性如下：进口温度：80.1℃出口温度：40℃ =1.15Χ10-3Pa.s 密度ρ=880kg/m3粘度μ 2 导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K) 苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s 热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W 冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s

4、传热面积的计算。平均温度差确定R和P值查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8，适合单壳程换热器，平均温度差为 △tm=△t’m×0.9=27.2×0.9=24.5 由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K（估计）为400W/（m2·℃）估算所需要的传热面积： S0==75m2 5、换热器结构尺寸的确定，包括：（1）传热管的直径、管长及管子根数；由于苯属于不易结垢的流体，采用常用的管子规格Φ19mm×2mm 管内流体流速暂定为0.7m/s 所需要的管子数目：，取n为123 管长：=12.9m 按商品管长系列规格，取管长L=4.5m，选用三管程管子的排列方式及管子与管板的连接方式: 管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。（2）壳体直径； e取1.5d0，即e=28.5mm D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm，按照标准尺寸进行整圆，壳体直径为600mm。此时长径比为7.5，符合6-10的范围。

换热器计算

换热器计算的设计型和操作型问题--传热过程计算与换热器日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度： 944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。一、设计型计算设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率-传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。表5-2 设计型计算的计算步骤

体进出口温度计算参数P 、R ； 4．由计算的P 、R 值以及流动排布型式，由j-P 、R 曲线确定温度修正系数j ；5．由热量衡算方程计算传热速率Q ，由端部温度计算逆流时的对数平均温差Δtm ； 6．由传热速率方程计算传热面积。体进出口温度计算参数e 、CR ； 4．由计算的e 、 CR 值确定NTU 。由选定的流动排布型式查取 e-NTU 算图。可能需由e-NTU 关系反复计算 NTU ；5．计算所需的传热面积。例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为 kg/s ，由80℃冷却至30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。解（1）对数平均温差法由热量衡算方程，换热器的传热速率为苯与冷却水之间的平均传热温差为由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = = m 3 （2）传热效率-传热单元数法苯侧 (m C ph ) = *1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc ) =(m h C ph )(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50-20)= W/℃ 因此， (m C p )min=(m h C ph )=2375 W/℃ 由式（5-29），可得

板式换热器选型与计算方法(DOC)

板式换热器选型与计算方法板式换热器的选型与计算方法板式换热器的计算方法板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的：总传热量(单位:kW). 一次侧、二次侧的进出口温度一次侧、二次侧的允许压力降最高工作温度最大工作压力如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。温度 T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度热负荷热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为：（热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）

在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。（1）无相变化传热过程式中 Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W； mh,mc-----热、冷流体的质量流量，kg/s； Cph,Cpc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)； T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K； T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。（2）有相变化传热过程两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为：一侧有相变化两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程式中 r,r1,r2--------物流相变热，J/kg； D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。对数平均温差(LMTD) 对数平均温差是换热器传热的动力，对数平均温差的大小直接关系到换热器传热难易程度.在某些特殊情况下无法计算对数平均温差,此时用算术平均温差代替对数平均温差，介质在逆流情况和在并流情况下的对数平均温差的计算方式是不同的。在一些特殊情况下，用算术平均温差代替对数平均温差。逆流时：并流时：

管壳式换热器设计计算用matlab源代码

%物性参数 % 有机液体取69度 p1=997; cp1=2220; mu1=0.0006; num1=0.16; % 水取30度 p2=995.7; mu2=0.0008; cp2=4174; num2=0.62; %操作参数 % 有机物 qm1=18;%-----------有机物流量-------------- dt1=78; dt2=60; % 水 t1=23; t2=37;%----------自选----------- %系标准选择 dd=0.4;%内径 ntc=15;%中心排管数 dn=2;%管程数 n=164;%管数 dd0=0.002;%管粗 d0=0.019;%管外径 l=0.025;%管心距 dl=3;%换热管长度 s=0.0145;%管程流通面积 da=28.4;%换热面积 fie=0.98;%温差修正系数----------根据R和P查表------------ B=0.4;%挡板间距-----------------自选-------------- %预选计算 dq=qm1*cp1*(dt1-dt2); dtm=((dt1-t2)-(dt2-t1))/(log((dt1-t2)/(dt2-t1))); R=(dt1-dt2)/(t2-t1); P=(t2-t1)/(dt1-t1); %管程流速 qm2=dq/cp2/(t2-t1); ui=qm2/(s*p2);

%管程给热系数计算 rei=(d0-2*dd0)*ui*p2/mu2; pri=cp2*mu2/num2; ai=0.023*(num2/(d0-2*dd0))*rei^0.8*pri^0.4; %管壳给热系数计算 %采用正三角形排列 Apie=B*dd*(1-d0/l);%最大截流面积 u0=qm1/p1/Apie; de=4*(sqrt(3)/2*l^2-pi/4*d0^2)/(pi*d0);%当量直径 re0=de*u0*p1/mu1; pr0=cp1*mu1/num1; if re0>=2000 a0=0.36*re0^0.55*pr0^(1/3)*0.95*num1/de; else a0=0.5*re0^0.507*pr0^(1/3)*0.95*num1/de; end %K计算 K=1/(1/ai*d0/(d0-2*dd0)+1/a0+2.6*10^(-5)+3.4*10^-5+dd0/45.4); %A Aj=dq/(K*dtm*fie); disp('K=') disp(K); disp('A/A计='); disp(da/Aj); %计算管程压降 ed=0.00001/(d0-2*dd0); num=0.008; err=100; for i=0:5000 err=1/sqrt(num)-1.74+2*log(2*ed+18.7/(rei*sqrt(num)))/log(10); berr=err/(1/sqrt(num)); if berr<0.01 break; else num=num+num*0.01;

换热器设计指南汇总

换热器设计指南 1总贝!I i.i目的为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1. 2范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3规范性引用文件下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号 (版次)的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999钢制压力容器 GB151-1999管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers ------- JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社(2002) 换热器设计手册——中国石化出版社(2004) 换热器设计手册——化学工业出版社(2002) Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ---------- SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection -------- HEVRON COP. (1989)

HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers ------- TOTAL (2002) 管壳式换热器工程规定——SEI (2005) 2设计基础 2. 1传热过程名词定义 2.1.1无相变过程加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2沸腾过程在传热过程中存在着相的变化一液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3冷凝过程部分或全部流体被冷凝为液相，热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2换热器的术语及分类 2.2.1术语及定义换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器；位号：设计人员对某一换热器单元的识别号；有效表面：进行热交换的管子外表面积；管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分；壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分；

换热器计算程序+++

换热器计算程序 2.1设计原始数据表2—1 名称设计压力设计温度介质流量容器类别设计规范单位Mpa ℃/ Kg/h / / 壳侧7.22 420/295 蒸汽、水III GB150 管侧28 310/330 水60000 GB150 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管内流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 l （9）选取管长 N （10）计算管数 T （11）校核管内流速，确定管程数 D和壳程挡板形式及数量等（12）画出排管图，确定壳径 i （13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。

2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1）管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】表2—2 密度ρ i- =709.7 ㎏/m3 定压比热容c pi =5.495 kJ/㎏.K 热导率λ i =0.5507 W/m.℃ 粘度μ i =85.49μPa.s 普朗特数Pr=0.853 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】表2—3

换热器设计计算步骤

换热器设计计算步骤 1. 管外自然对流换热 2. 管外强制对流换热 3. 管外凝结换热已知：管程油水混合物流量 G ( m 3/d)，管程管道长度 L (m)，管子外径do (m)，管子内径di (m)，热水温度 t ℃，油水混合物进口温度 t 1’, 油水混合物出口温度 t 2” ℃。 1. 管外自然对流换热 1.1 壁面温度设定首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值，t w ℃，热水温度为t ℃，油水混合进口温度为'1t ℃，油水混合物出口温度为"1t ℃。 "w 11 t ()2 t t =+ 1.2 定性温度和物性参数计算管程外为水，其定性温度为1()K -℃ 21 ()2 w t t t =+ 管程外为油水混合物，定性温度为'2t ℃ ''"2111 ()2t t t =+ 根据表1油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值一般需要查出的为密度ρ (3/kg m ),导热系数λ(/())W m K ?，运动粘度2(/)m s ，体积膨胀系数a 1()K -，普朗特数Pr 。

表1 油水物性参数表水 t ρ λ v a Pr 10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52 20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02 30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42 40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31 50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54 60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99 70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55 80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21 90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95 100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75 油 t ρ λ v a Pr 10 898.8 0.1441 0.000564 6591 20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335 30 886.6 0.1423 0.000153 1859 40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121 50 874.6 0.1405 5.74E-05 723 60 868.8 0.1396 3.84E-05 493 70 863.1 0.1387 0.000027 354 80 857.4 0.1379 1.97E-05 263 90 851.8 0.137 1.49E-05 203 100 846.2 0.1361 1.15E-05 160 1.3 设计总传热量和实际换热量计算 0m v Q Cq t Cq t ρ=?=?v v C q t C q t αρβρ=?+?油油水水 C 为比热容/()j kg K ?，v q 为总体积流量3 /m s ，αβ分别为在油水混合物中油和水所占的百分比，t ?油水混合物温差，m q 为总的质量流量/kg s 。实际换热量Q 0Q Q *1.1/0.9= 0.9为换热器效率，1.1为换热余量。 1.4 逆流平均温差计算

板式换热器的换热计算方法

板式换热器的计算方法板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的： ?总传热量(单位:kW). ?一次侧、二次侧的进出口温度 ?一次侧、二次侧的允许压力降 ?最高工作温度 ?最大工作压力如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。温度 T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度热负荷热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为：（热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）

换热器设计软件介绍与入门

第1章换热器设计软件介绍与入门孙兰义 2014-11-2

主要内容 1 ASPEN EDR软件 1.1 Aspen EDR简介 1.2 Aspen EDR图形界面 1.3 Aspen EDR功能特点 1.4 Aspen EDR主要输入页面 1.5 Aspen EDR简单示例应用 2 HTRI软件 2.1 HTRI简介 2.2 HTRI图形界面 2.3 HTRI功能特点 2.4 HTRI主要输入页面 2.5 HTRI简单示例应用

Aspen Exchanger Design and Rating（Aspen EDR）是美国AspenTech 公司推出的一款传热计算工程软件套件，包含在AspenONE产品之中。 Aspen EDR能够为用户用户提供较优的换热器设计方案，AspenTech 将工艺流程模拟软件和综合工具进行整合，最大限度地保证了数据的一致性，提高了计算结果的可信度，有效地减少了错误操作。 Aspen7.0以后的版本已经实现了Aspen Plus、Aspen HYSYS和Aspen EDR的对接，即Aspen Plus可以在流程模拟工艺计算之后直接无缝集成转入换热器的设计计算，使Aspen Plus、Aspen HYSYS流程计算与换热器详细设计一体化，不必单独地将Aspen Plus计算的数据导出再导入给换热器计算软件，用户可以很方便地进行数据传递并对换热器详细尺寸在流程中带来的影响进行分析。

Aspen EDR的主要设计程序有： ①Aspen Shell & Tube Exchanger：能够设计、校核和模拟管壳式换热器的传热过程 ②Aspen Shell & Tube Mechanical：能够为管壳式换热器和基础压力容器提供完整的机械设计和校核 ③HTFS Research Network：用于在线访问HTFS的设计报告、研究报告、用户手册和数据库 ④Aspen Air Cooled Exchanger ：能够设计、校核和模拟空气冷却器 ⑤Aspen Fired Heater：能够模拟和校核包括辐射和对流的完整加热系统，排除操作故障，最大限度的提高效率或者找出潜在的炉管烧毁或过度焦化 ⑥Aspen Plate Exchanger ：能够设计、校核和模拟板式换热器； ⑦Aspen Plate Fin Exchanger：能够设计、校核和模拟多股流板翅式换热器

列管式换热器课程设计(含有CAD格式流程图和换热器图)

X X X X 大学《材料工程原理B》课程设计设计题目： 5.5×104t/y热水冷却换热器设计专业： ----------------------------- 班级： ------------- 学号： ----------- 姓名： ---- 日期： --------------- 指导教师： ---------- 设计成绩：日期：

换热器设计任务书

目录 1.设计方案简介 2.工艺流程简介 3.工艺计算和主体设备设计 4.设计结果概要 5.附图 6.参考文献

1.设计方案简介 1.1列管式换热器的类型根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。（1）固定管板式换热器这类换热器如图1-1所示。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。（2）U型管换热器 U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。（3）浮头式换热器浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。

列管式换热器设计的基本步骤

列管式换热器设计的基本步骤（一）新设计换热器的设计计算步骤由化工工艺计算热负荷以确定换热器所需之传热速率，及流体进出口温度。确定流体计算所用的定性温度，查取与计算流体的物性数据，如定压比热容，重度或密度，粘度，导热系数等。确定流体流入的空间，并确定两流体的流向，再进行平均温差的计算。选取管径和管内线速度。按经验数据选择传热系数值，或初步计算值，即先计算或估计管内管外流体的传热系数，再计算值。在计算管外流体时需先确定壳体直径，但此时结构与尺寸还未定。为方便起见，亦可假设管外的值，以计算值。根据初估的值再计算出传热面积。为安全起见取实际面积为初始计算值的倍。进行总体结构设计。即选择管长，计算管数，排列管子，计算壳径，并根据系列尺寸进行圆整。不考虑管程分程时，应使管数及在管板上的排列与系列相同。兴管程与壳程线速度，根据管内流速确定是否分程，若分程后影响到管板上管子的排列，则要重新考虑排列管子。兴管内管外传热系数，估计垢层热阻，复算传热系数。兴（修正）平均温差。核算传热面积。若与初步计算的面积相符即可，若不相符，且相差较大，则需对管数、程数或管子长度等进行调整，重复的计算，直至计算相符。计算管程与壳程的压力降。（二）选型的计算步骤以上的计算过程适合于一般设计之用，对于常见的石墨换热器，原化工部已制订了系列标准，提高了设计与制造的效率。一般情况下应该根据具体的工艺过程的要求，在石墨换热器系列中选择合适的型号，这时可按如下的方法进行计算与选型。根据化工生产工艺过程要求的热负荷，选择流入空间，确定管内管外的流向，计算平均温差。根据生产经验数据初步估算所需之传热面积。根据初步估算之传热面积（并需考虑适当的裕度），在产品系列中选择热面积最为接近的型号。查阅所选定的定型产品结构参数，按其结构参数进行传热计算。即计算管程与壳程流体的流速，计算传热系数和，计算传热系数值，复算传热面积与所选产品型号是否相符（要求所选型号的面积比计算出的面积大）。若相差太大均需重新选型与重新复算，直到满足要求为止。最后仍需计算流体阻力，以评定操作中的经济性能。如果压力降太大，则需重新选型，直到传热要求与压力降要求均可满足为止。九、关于块孔式石墨换热器传热计算中的一些问题块孔式石墨换热器的传热计算与列管式有很多相似之处，例如它们的传热原理与传热系数的计算方法是一致的，可以采用式一类的关联式计算传热系数。在计算中应注意到孔道长度与孔道直径之比常翅小于，流体在孔道中不断改变运动方向，有强化传热的作用，因此应对传热系数的计算值乘上一个大于的修正系数。当该系数小于若不考虑修正，对计算结果影响也不大。此外，块孔换热器还有不少自身的特殊性。例如在平均温差计算的修正以及块孔传热壁厚度的计算中需予以特殊处理。平均温差的校正对于孔道平行型的石墨块孔，当由多个块孔单元组合成时，由于两种流体的流动方向是平行的，可以做成全逆流或全并流的形式。此外也可以做成一种流体为单程，另一种为多程的，或两种流体均为多程的。除全逆流和全并流不需进行平均温差的校正计算.之外，其余均可近似地按列管式换热器相应的流动方式进行平均温差的校正，即按图进行校正。对于孔道相互垂直型块孔石墨换热器的温差校正计算较为繁复。这是因为孔道相互垂直型块孔换热器就其某一块孔单元来说属于错流传热，而且两个流体均不自相混合，但就多个块孔单元组合后就形成如图所示的流向，所以总体上就不是简单的错流，而成为非常复杂的错流流动，这就不能按图所示的曲线来校正平均温差。这需要采用传热单元数（-）的方法进行。

板式换热器选型计算

（四）计算换热量 Wq=Qh*γh*Cph*(Th1-Th2)=Qc*γc*Cpc*(Tc2-Tc1) W （五）设备选型根据样本提供的型号结合流量定型号，主要依据于角孔流速。即：Wl=4*Q/(3600*π*D2) ≤3.5～4.5m/s Wl—角孔流速m/s Q —介质流量m3/h D —角孔直径m （六）定型设备参数（样本提供）单板换热面积s m2 单通道横截面积 f m2 板片间距l m 平均当量直径de m (d≈2*l) 传热准则方程式Nu=a*Re b*Pr m 压降准则方程式Eu=x*Re y Nu—努塞尔数Eu—欧拉数 a.b.x.y—板形有关参数、指数 Re—雷诺数 Pr—普朗特数 m —指数热介质m=0.3 冷介质m=0.4 （七）拟定板间流速初值Wh 或Wc Wc=Wh*Qc/Qh （纯逆流时） W取0.1～0.4m/s （八）计算雷诺数 Re=W*de/ν W —计算流速m/s de—当量直径m ν—运动粘度m2/s （九）计算努塞尔数 Nu=a*Re b*Pr m

（十）计算放热系数 α=Nu*λ/de α—放热系数W/m2·℃ λ—导热系数W/m·℃ 分别得出αh、αc热冷介质放热系数（十一）计算传热系数 K=1/(1/αh+1/αc+r p+r h+r c) W/m2·℃ r p—板片热阻0.0000459m2·℃/W r h—热介质污垢热阻0.0000172～0.0000258m2·℃/W r c—冷介质污垢热阻0.0000258～0.0000602m2·℃/W （十二）计算理论换热面积 Fm=Wq/(K*△T) （十三）计算换热器单组程流道数 n=Q/(3600*f*W) （圆整为整数） Q—流量m3/h f—单通道横截面积m2 W—板间流速m/s （十四）计算换热器程数 N=(Fm/s+1)/(2*n)N为≥1的整数s—单板换热面积m2 （十五）计算实际换热面积 F=(2*N*n-1)*s （纯逆流）（十六）计算欧拉数 Eu=x*Re y （十七）计算压力损失 △P=Eu*γ*W2*N*10-6 MPa γ—介质重度Kg/m3 W—板间流速m/s N—换热器程数

换热器计算复习过程

换热器计算

换热器计算的设计型和操作型问题(5.5)--传热过程计算与换热器日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度： 944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。一、设计型计算设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率-传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。表5-2 设计型计算的计算步骤例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为1.25 kg/s，由80℃冷却至

30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。解（1）对数平均温差法由热量衡算方程，换热器的传热速率为苯与冷却水之间的平均传热温差为由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = 118.8x1000/(470X18.2) = 13.9 m3 （2）传热效率-传热单元数法苯侧 (m C ph) = 1.25*1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc) =(m h C ph)(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50-20)=3958.3 W/℃因此， (m C p)min=(m h C ph)=2375 W/℃ 由式（5-29），可得 Qmax = (m C p)min(t h1-t c1) = 2375*(80-20) = 142.5*10^3 W 由传热效率和热容流量比的定义式 e = Q/Qmax = 118.8/142.5 = 0.83 C Rh=(m h C ph)/(m c C pc)=2375/3958.3=0.6