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板式换热器的换热计算方法
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换热器换热面积选型计算方法
换热器课程设计第三节 换热器计算方法换热器：在不同温度的流体间传递热能的装置称为换热器。 在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中 广泛使用各种换热器，且它们是上述行业的通用 设备，占有十分重要的地位。1、热力设计 根据使用单位提出的基本要求，合理地选择运 行参数，并进行传热计算。 计算出总传热系数、传热面
积 2、流动设计 计算压降，为换热器的辅助设备提供选择参数 3、结构设计 根据传热面积的大小计算其主要零部件的尺寸 4、强度设计 应力计算。考虑换热器的受力情况，特别是在 高温高压下换热器的受压部件应按照国家压力容 器的标准设计。管壳式换热器结构? 管箱（封头） ? 壳体 ? 内部结构（包括管束等）接管 壳体 壳程折流挡板封头（ 端盖、管箱）管程管束管板单管程固定管板换热器一、流体流径的选择-冷、热流体走管程或壳程① 不洁净和易结垢的液体宜在管内-清洗比较方便 ② 腐蚀性流体宜在管内-避免壳体和管子同时腐蚀，便于清 洗 ③ 压强高的流体宜在管内-免壳体受压，节省壳程金属消耗 量 ④ 饱和蒸汽宜走管间-便于及时排除冷凝液 ⑤ 有毒流体宜走管内，使泄露机会较少 ⑥ 被冷却的流体宜走管间-可利用外壳向外的散热作用 ⑦ 流量小或粘度大的液体，宜走管间-提高对流传热系数 ⑧ 若两流体的温差较大，对流传热系数较大者宜走管间-减 少热应力 上述各点若不能同时兼顾，应视具体情况抓主要矛盾。先流体的压强、防腐蚀和清洗等要求，再校核对流传热系数和压强降。二、流体流速的选择 ?增加流速对流传热系数↑ ，污垢热阻↓→总传热系数 ↑ →传热面积↓ 流动阻力↑和动力消耗↑还需考虑结构上：一定传热面积高流速→管子数目↓→较长管子或增加程数管子太长不易清洗，且管长都有一定标准； 程数增加使平均温度差下降常用的流速范围流体种类 一般流体 易结垢流体 气体 流速 管程 0.5~3 &1 5~30 壳程 0.2~1.5 &0.5 3~15不同粘度液体的流速液体粘度 &0 500~100 最大流速 0.6 0.75 1.1100~3535~1 &11.51.8 2.4三、流体两端温度的确定若冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确 定两端温度的问题。 若其中一个流体已知进口温度，则出口温度应由设计者 来确定。例如：用冷水冷却某热流体，冷却水进口温度可根据当地 气温条件作出估计，出口温度需根据经济衡算来决定。?为节省水量，出口温度提高，则传热面积要大些；?为减少传热面积，出口温度降低，则要增加水量。一般，设计时冷却水两端温度差可取为5~10℃。四、管子的规格和排列方法1.管径应尽可能使流速高些，但一般不应超过前面 的流速范围a. 小直径管子单位传热面积的金属消耗量小，传热系数 稍高，但容易结垢，不易清洗，用于较清洁的流体； b. 大直径管子用于粘性大或易结垢的流体。目前列管式换热器系列标准中管径具有： Φ 25mm × 2.5mm、 Φ 19mm × 2mm2.管长以清洗方便及合理使用管材为原则合理的换热器管长：1.5m、2m、3m、6m等 管子长度与公称直径之比，一般为4～6 ，对直径小 的换热器可取大些。3.管子排列方法正三角形、转角正三角形、正方形、转角正方形等管板强度高；流体走短路 机会少，且扰动较大，因 而对流传热系数较高；相 同壳程内排更多管子。便于清洗，适 于壳程流体易 结垢的场合； 但对流传热系 数较正三角形 的低。介于正三角 形和正方形 之间。4. 管间距t管间距:两相邻换热管中心的距离。其值的确定需要考虑 以下几个因素： ① 管板强度； ② 清洗管子外表面时所需要的空隙； ③ 换热管在管板上的固定方法。 通常，胀管法取t =（1.3~1.5）d0，且相邻两管外壁间距不 应小于6mm，即t≥6+d0 焊接法取t =1.25d0。五、管程和壳程数的确定1.管程数当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时， 有时会使管内流速较低，对流系数较小。 为提高管内流速，可采用多管程。 但管程数过多，管程流动阻力加大，增加动力费用；多程 会使平均温度差下降；多程隔板使管板上可利用面积减少 标准中管程数有：1、2、4和6程，多程时应使每程管子数 大致相等。 管程数m计算：u m? u'u――管程内流体的适宜流速；u’――管程内流体的实际流体。2.壳程数当温差校正系数 ??t 低于0.8，可采用壳方多程。 如：在壳体内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳体 内流经两次，称为两壳程。 但由于隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一 般不采用壳方多程的换热器，而是几个换热器串联使用六、折流挡板作用： ①提高壳程内流体的流速；②加强湍流强度； ③提高传热效率； ④支撑换热管。形式：圆缺形圆盘形最常用的为圆缺形挡板，切去的弓形高度约为外壳内 径的10%~40%，一般取20%~25%。两相邻挡板的距离（板间距）h为外壳内径D的（0.2~1）倍。? 板间距过小，不便于制造和维修，阻力较大；? 板间距过大，流体难于垂直地流过管束，使对流传热系 数下降。系列标准中，采用的h（mm）值为： ? 固定管板式：150,300,600；? 浮头式：150,200,300,480和600.七、外壳直径的确定要求：壳体内径等于或稍大于管板的直径。 单程管壳体内径：D ? t (nc ?1) ? 2b'式中: t―管心距，m；nc ―横过管束中心线的管数； b’―管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离 .正三角形排列：n c ? 1.1 n 正方形排列： n c ? 1.19 nb ' ? (1 ~ 1.5)d0多管程壳体内径：D ? 1.05tN ――排列管子数目；t―管心距N??――管板利用率正三角形排列 ――2管程：0.7-0.85； &4管程：0.6-0.8 正方形排列 ―― 2管程：0.55-0.7 ; &4管程：0.45-0.65计算得到的壳内径应圆整。壳体标准尺寸壳体外径 /mm最小壁厚 /mm3258400 500 600 70010800 900 0012 14八、主要附件1.封头方形：用于直径小的壳体（&400mm）； 圆形：用于大直径的壳体。2.缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进 料管口装设缓冲挡板3.导流筒壳程流体的进、出口与管板间存在一段流体不能流动 的空间（死角），为了提高传热效果，常在管束外增设导 流筒。4.放气孔、排液孔壳体上常安有放气孔和排液孔，排出不冷凝气体和冷 凝液等。5.接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即4Vs d? ?uVs――流体的体积流量，u――流体在接管中的流速流速u的经验值可取为： 对液体 u =1.5~2m/s；对蒸气u =20~50m/s ； 对气体u =（0.15~0.2）p/ρ (p为压强，kPa； ρ为气体密度)。九、材料选用材料应根据操作压力、温度及流体的腐蚀性等来选用。目前常用的金属材料有：碳钢、不锈钢、低合金钢、 铜和铝等。非金属材料有：石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。十、流体流动阻力（压强降）的计算1.管程流动阻力总阻力等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口之和。 一般进、出口阻力可忽略不计，管程总阻力的计算式为：??pi? (?p1 ? ?p2 )Ft Ns N p?p1、?p2 ? 分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；Ft ? 结垢校正因数，对? 25mm ? 2.5mm取1.4，对?19mm? 2mm取1.5 ；N p ? 管程数；Ns ?串联的壳程数。l ?u 2 ?p1 ? ? d 2?p2 ? 3(?u 22)2.壳程流动阻力用埃索法计算壳程压强降，即' ' ? p ? ( ? p ? ? p ? 0 1 2 )F s Ns?p1' ? 流体横过管束的压强降，Pa；' ?p2 ? 流体通过折流板缺口的压强降，Pa；Fs ? 壳程压强降的结垢校正系数，液体可取1.15，气体可取1.0Ns ?串联的壳程数。?p1' ? Ff 0 nc ( N B ? 1)2 ? u022 ? u 2 h ' ?p2 ? N B (3.5 ? ) 0 D 2F ? 管子排列方法对压强降的校正因素， 正三角为0.5,转角正方形为0.4，正方形为0.3；f0 ? 壳程流体的摩擦系数，当Re0 ? 500时，f0 ? 5Re0?0.228nc ? 横过管束中心线的管子数； N B ? 折流挡板数； h ? 折流挡板间距，m； D ? 壳体内径，m； u0 ? 按壳程流通截面积A0 计算的流速，m / s, 而A0 ? h( D ? nc d 0 )液体流经换热器的压强降为10~100kPa，气体为1~10kPa。设计步骤1、试算并初选设备规格① 确定流体在换热器中流动途径。② 根据传热任务计算热负荷Q。③ 确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形 式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。 ④ 计算平均温差，并根据温度差校正系数不应小于0.8 的原则，决定壳程数。 ⑤ 依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况， 选定总传热系数K值。 ⑥ 由传热速率方程，初步算出传热面积，并确定换热器 的基本尺寸。2、计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压 强降。验算结果是否满足工艺要求。若压强降不符合要求， 要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规 格的换热器，重新计算压强降直至满足要求。3、核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻，再计算 总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若 K’/K=1.15~1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值， 重复以上计算步骤。实例设计任务书将6000kg/h的植物油从140℃冷却到40℃，井水进、出口温度分别为20℃和40℃。要求换热器的管程和壳程压强降均不大于35kPa。工艺设计计算一、确定设计方案1．选择换热器的类型 两流体的变化情况：热流体进口温度140℃，出口温度40℃； 冷流体进口温度20℃，出口温度40℃。 考虑冷热流体间温差大于50℃，初步确定选用浮头式换热器。 2．流程安排 与植物油相比，井水易于结垢，如果其流速太小，会加快 污垢增长速度使换热器传热速率下降。植物油被冷却，走壳 程便于散热。因此，冷却水走管程，植物油走壳程。二、确定物性数据1．定性温度对于粘度低的流体，其定性温度可取流体进出口温度的平 均值。所以， 壳程流体的定性温度为： 管程流体的定性温度为： 2．物性参数T? 140 ? 40 ? 90?C 220 ? 40 t? ? 30?C 2定性温度下，管程流体(井水)、壳程流体（植物油）有关 物性参数由《主要物性参数表》得出。主要物性参数表介质 植物油 井水 性质 热流体 冷流体 密度 kg/m3 950 995.7 比热 kJ//(kg? ℃) 2.261 4.174 粘度 Pa? s 0.742× 10-3 0.801× 10-3 热导率 W/(m? ℃) 0.172 0.618三、估算传热面积1.热流量Q1 ? m1c p1?t1 ? 6000 ? 2.261? ?140 ? 40 ? ? 1.3566 ? 106 kJ / h ? 376.8kW2.平均传热温差 先按照逆流计算，得?tm逆 ?(140 ? 40) ? (40 ? 20) ? 49.7?C 140 ? 40 ln 40 ? 203.传热面积 由于壳程植物油的压力较高，故可选取较大的K值。假设 K=395W/ (m2? ℃)则估算的传热面积为：Q1 376.8 ?103 A? ? ? 19.19m2 K ?tm 395 ? 49.7考虑到外界因素的影响，根据经验取实际传热面积为估算 值的1.15倍，则实际传热面积为：Ap ? 1.15 A ? 22.07m24.井水用量m= Q1 c pi ?ti376.8 ?103 = ? 4.51kg / s ? 16250.8kg / h 3 4.174 ?10 ? ? 40 ? 20 ?四、工艺结构尺寸1.管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=0.75m/s。 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：16250.8 / () Ns ? ? ? 20 （根） 2 ? 2 0.785 ? 0.02 ? 0.75 di u 4 V按单程管计算，所需的传热管长度为：22.07 L? ? ? 14.05 ? 15m ? d o ns 3.14 ? 0.025 ? 20 Ap按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本 设计实际情况，采用标准管设计，现取传热管长L=8m，则该 换热器的管程数为：L 15 Np ? ? ? （管程） 2 l 8传热管总根数：n=20×2=40（根）3.平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数：R? 140 ? 40 ?5 40 ? 2040 ? 20 P? ? 0.2 140 ? 40按单壳程，双管程结构，查图得：??t ? 0.85由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大， 故取单壳程合适。 平均传热温差?tm ? ??t ?tm逆 ? 0.85 ? 49.7 ? 42.24?C
4.传热管排列和分程方法 采用正方形错列。取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32mm 隔板中心到离其最近一排管中心距离：S=t/2+6=32/2+6=22mm各程相邻管的管心距为：22×2=44mm5.壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η=0.85，则壳体内径为：D ? 1.05t NT / ? ? 1.05 ? 32 40 / 0.85 ? 275mm圆整可取D=300mm 6.折流板 采用弓形折流板,取弓形之流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为：H=0.25×300=75m 取折流板间距h=0.3D，则 h=0.3×300=90mm 故可取 h=100mm 折流板数目：NB ? 传热管长 8 ?1 ? ? 1 ? 79 折流板间距 0.17.其他附件 拉杆数量与直径按表选取，本换热器壳体内径为300mm， 故：拉杆直径为Ф12，拉杆数量不得少于4。 8.接管 壳程流体进出口接管： 取接管内流体流速为u1=2m/s，则接管内径为4V 4 ? 6000 / (3600 ? 950) D1 ? ? ? 0.032m ? u1 3.14 ? 2管程流体进出口接管： 取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为D2 ? 4 ? 0 ? 0.030m 3.14 ? 2.5五、换热器核算1.热量衡算（1）壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式计算：? 0 ? 0.36?1deRe 00.55Pr (1 3当量直径： d e ?4[t ?2?? 0.14 ) ?w? 0.02m4 ? dodo 2 ]壳程流通截面积：so ? hD(1 ? do 0.025 ) ? 0.1? 0.3(1 ? ) ? 0.0073m 2 t 0.032壳程流体流速：雷诺数：6000 /(3600 ? 950 ) uo ? ? 0.24 m / s 0.0073Re o ? 0.02 ? 0.24 ? 950 ?
0.742 ? 102.261? 103 ? 0.742? 10?3 普兰特准数： Pr ? ? 9.粘度校正：? 0.14 ( ) ? 0.95 ?w1 0.172 0.55 ? o ? 0.36 ? ? 6145.56 ? 9.7538 3 ? 0.95 0.02 ? 709.1w （ / m 2 ? k）（2）管程对流传热系数? i ? 0.023 ?idi Re 0.8 Pr0.4管程流体流通截面积：S i ? 0.785 ? 0.02 2 ? 40 ? 0.00628 m 2 2管程流体流速： u i ?16250 .8 /(3600 ? 995 .7) ? 0.7219 m / s 0.0062880.02 ? 0.7219 ? 995 .7 ? 1.8012 ? 10雷诺数：普兰特准数：? i ? 0.023 ?Re i ?4.174? 103 ? 0. Pr ? ? 5.41 0.6180.618 ?
? 5.410.3 ? 3520 .6w / （m 2 ? k） 0.02（3）污垢热阻 管内侧污垢热阻： 管外侧污垢热阻： （4）传热系数Ro ? 0.00058 m2 ? k / wRi ? 0. ? k / wKe ?1do Ri d o Rw d o 1 ( ? ? ? Ro ? ) ? i di di dm ?o? 410.5w （ / m2 ? k）（5）传热面积裕度 计算传热面积为：Q1 376.833? 103 Ac ? ? ? 18.5m 2 K e ?t m 410.5 ? 49.7换热器的实际传热面积为：Ap ? n? dol ? 3.14 ? 0.025 ? 8 ? 40 ? 25.12m2换热器的面积裕度为：Ap ? Ac Ac ? 22.07 ? 18.5 ? 18.6% 19.19传热面积裕度合适（15%~20%），该换热器能够完成生产任务。2.换热器内流体的流动阻力（1）管程流体阻力?pt ? (?pi ? ?pr ) N s N p FsNs ? 1Np ? 2l ?u 2 ?pi ? ?i di 2Fs ? 1.5由Re=17943，传热管相对粗糙度为0. 1/20=0.005，查莫 狄图，得λ=0.027W/(m? K),流速u=0.75m/s,ρ=995.71kg/，所 以 8 0.752 ? 995.7?pi ? 0.027? 0.02 ? 2 ? 3024 .4 Pa995.7 ? 0.752 ?p r ? ? ? 3? ? 840Pa 2 2?u 2?p1 ? (3024.4 ? 840) ?1? 2 ?1.5 ? 11593.2Pa＜35000Pa管程流体阻力在允许范围之内。（2）壳程阻力?ps ? (?po ? ?pi ) Fs N sNs ? 1Fs ? 1.15(液体)流体流经管束的阻力： ?po ? Ff o nc ( N B ? 1)F ? 0.5nc ? 1.1n0.5?uo 22? 1.1? 400.5?7NB ?L -1=79 H壳程流通面积：A0 ? h(D ? nc d0 ) ? 0.1? (0.3 ? 7 ? 0.025) ? 0.0 u0 ? =0.14m / s 3600 ? 950 ? 0.0125 du ? 0.025 ? 0.14 ? 950 Re0 ? ? ? 4481 ? 500 -3 ? 0.742 ?10?0.288 fo ? 5.0Re0 =5.0 ?
? 0.72950 ? 0.142 ?po ? 0.5 ? 0.72 ? 7 ? ? 79 ? 1? ? ? 1876.9Pa 22 2h ? u0 ?pi ? N B (3.5 ? ) D 2h=0.1m, D=0.3m2 ? 0.1 950 ? 0.142 ?pi ? 79 ? (3.5 ? )? 0.3 2 =4167.7 Pa?ps ? （ 1876.9 ? 4167.7） ?1?1.15 ? 9066.9Pa＜35000Pa壳程流体阻力在允许范围之内。结果汇总表
板式换热器的选型计算方法: (1)换热器选型计算公式:Q=K? F? △ tm 式中: Q――热流量(W) △ tm――对数平均温差(℃) F――传热面积(m2) 板式换热器...2、板式换热器的选型计算方法: (1)换热器选型计算公式:Q=K?F?△tm 式中: Q――热流量(W) △ tm――对数平均温差(℃) F――传热面积(m2) 板式换热器在...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: ? ...蒸汽换热器的选型计算_能源/化工_工程科技_专业资料。螺旋板换热器的选型计算方法...(4)结构紧凑 由于板薄2～4mm,单位体积的传热面积可达到150～500m2/m3。? ...为了提高传热的效率,通常情况可以选择增大传热对数平均温差,实 际的换热器内部,不...单板的面积为 A0=0.6m2,润滑油是变化情况为 85℃ 到 70℃,计算的热负 荷.../ V% C+ a# ~+ X4 c$ X2 e (二)管壳式换热器的设计与选型 换热器的设计是通过计算, 确定经济合理的传热面积及换热器的其它有关尺寸, 以完成生产 中所...选用板式换热器就是要选择板片的面积,它的选择主要有两种方法, 但这两种都比较难理解,最简单的是套用公式 Q=K×F×Δt, Q――热负荷 K――传热系数 F――...本工作指南为工艺系统工程师提供换热器的选型原则和工艺参数的选取及 计算方法。 ...38 当传热面积比较小(10m ?20 2 double tube m )时,一般选用套管式换热 器...目前板式换热器的选型计算一般分为手工简易算法、 手工标 准算法及计算机算法三种...(六)定型设备参数 单板换热面积 单通道横截面积 f m2 板片间距 l m 平均...板式换热器选型计算的方法及公式 (1) 求热负荷 Q Q=G.ρ.CP.Δt (2) ...传热面积 流速 ℃ m 2 ℃ m/s T1、T2 m ανΔp Re Nu λ0 β 热...
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板式换热器换热面积计算
　　板式换热器传热过程中的总热阻越大，增强板式换热器传热效果最积极的措施就是设法提高设备的传热系数。板式换热器传热系数的大小实际上是由传热过程总热阻的大小来决定。板式换热器传热系数值也就越低；板式换热器传热系数值越低，板式换热器传热效果也就越差。
　　强化板式换热器的传热效率，
为了提高板式换热器的传热系数。国内外出现了多种强化元件及强化措施，主要包括在板式换热器中使用螺纹管、横纹管、缩放管、大导程多头沟槽管、整体双面螺旋翅片管以及在板式换热器管中加扰流子来强化管内换热等。其中，板式换热器换热管中加扰流子添加物进行强化传热在工业上已使用了多年，可以使板式换热器总的传热系数出现明显的提高，可以大大节省板式换热器的传热面积，降低设备重量，节约大量金属材料，许多优点已日益引起人们重视。
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　　ARD拥有世界上最先进的设计和生产技术以及最全面的换热器专业知识，一直以来ARD致力于为全球50多个国家和地区的石油、化工、工业、食品饮料、电力、冶金、造船业、暖通空调等行业的客户提供高品质的板式换热器，目前已有超过50，000台的板式换热器良好地运行于各行业，ARD已发展成为可拆式板式换热器领域的全球领导者。
　　ARD同时也是板式换热器配件(换热器板片和换热器密封垫)领域全球排名第一的供应商和维护商。能够提供世界知名品牌(包括：阿法拉伐/AlfaLaval、斯必克/SPX、安培威/APV、基伊埃/GEA、传特/TRANTER、舒瑞普/SWEP、桑德斯/SONDEX、艾普尔。斯密特/API.Schmidt、日阪/HISAKA、风凯/FUNKE、萨莫威孚/Thermowave、维卡勃Vicarb、东和恩泰/DONGHWA、艾克森ACCESSEN、MULLER、FISCHER、REHEAT等)的所有型号的板式换热器板片和垫片。全球约有1/5的板式换热器正在使用ARD提供的换热器配件或接受ARD的维护服务(包括定期清洗、维修及更换配件等维护服务)。
　　无论您身在何处，无论您有什么特殊要求，ARD都能为您提供板式换热器领域的系统解决方案。君，已阅读到文档的结尾了呢~~
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板式换热器换热面积计算方法
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