管壳式换热器传热设计说明书
设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程（表压），壳程压力为（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。
2、设计计算过程：
（1）热力计算
1)原始数据：
过冷却水进口温度t1′=145℃；
过冷却水出口温度t1〞=45℃；
过冷却水工作压力P1=（表压）
冷水流量G1=80000kg/h；
冷却水进口温度t2′=20℃；
冷却水出口温度t2〞=50℃；
冷却水工作压力P2= Mp a（表压）。改为冷却水工作压力P2= Mp
2)定性温度及物性参数：
冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃；
冷却水的密度查物性表得ρ2= kg/m3；
冷却水的比热查物性表得C p2= kJ/kg.℃
冷却水的导热系数查物性表得λ2= W/m.℃
冷却水的粘度μ2=×10－6 Pa·s；
冷却水的普朗特数查物性表得P r2=；
过冷水的定性温度℃；
过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3；
过冷水的比热查物性表得C p1=kg.℃；
过冷水的导热系数查物性表得λ1=m.℃；
过冷水的普朗特数查物性表得P r2；
过冷水的粘度μ1=×10－6 Pa·s。
过冷水的工作压力P1= Mp a（表压）
3)传热量与水热流量
取定换热器热效率为η=；
设计传热量：
过冷却水流量：
；
4)有效平均温差
逆流平均温差：
根据式（3-20）计算参数p、R:
参数P：
参数R：
换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=；
有效平均温差：
5)管程换热系数计算：
附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃；
初选传热面积：
m2；
选用φ25×无缝钢管作换热管；
管子外径d0=m；
管子内径d i=×=0.02 m；
管子长度取为l=3 m；
管子总数：
取720根管程流通截面积：
m2
管程流速：
m/s 管程雷诺数：
湍流管程传热系数：（式3-33c）
6)结构初步设计：
布管方式见图所示:
管间距s=0.032m（按GB151,取）；
管束中心排管的管数按所给的公式确定：
取20根；
壳体内径：
m 取
Di =0.7m ；
长径比：
l/D i =3/= ，合理
选定弓形折流板
弓形折流板弓高： 折流板间距： m 折流板数量： 折流板上管孔直径由GB151-2014可确定为
折流板直径由GB151-2014可确定为 7）壳程换热系数计算 壳程流通面积：
根据式(3-61)中流体横过管束时流道截面积
046.0032.0025.016.0233.01o i c1=???
?
??-?=???? ??-=s d BD A m 2
壳程流速：
m/s ；
壳程质量流速：
kg m 2/s ；
壳程当量直径：
m ；
壳程雷诺数：
； 切去弓形面积所占比例按 h/D i =查图4-32得为 壳程传热因子查 图3-24得为j s =20 管外壁温度假定值 t w1′=45℃ 壁温过冷水粘度
粘度修正系数：
根据式（3-62）计算壳程换热系数：
布管示意图
8）传热系数计算：
水侧污垢热阻：r2=0.000344m2.℃/w
管壁热阻r忽略
总传热系数：
传热系数比值，合理
9）管壁温度计算：
管外壁热流密度：
Ｗ/m2.℃
根据式(3-94a)计算管外壁温度：
℃
误差较核：
℃，误差不大；
10）管程压降计算：
根据式(3-94b)计算管内壁温度：
℃；
壁温下水的粘度：Pa·s；
粘度修正系数：
；
查图3-30得管程摩擦系数：
管程数：；
管内沿程压降计算依据式（3-112）：
Pa （W=w.ρ）
回弯压降：
Pa；
取进出口管处质量流速：W N2=1750 ㎏/㎡·s；(依据ρw2<3300取w=1.822m/s)进出口管处压降(依据3-113)：
；
管程结垢校正系数：；
管程压降：
11）壳程压降计算：
壳程当量直径：
m；
雷诺数：
；
查得壳程摩擦系数：λ1=；(图3-34)
管束压降（公式3-129）：
Pa；
取进出口质量流速：kg/m2·s；( ρw2<2200 取W N2=1000 ㎏/㎡·s)进出口管压降：
Pa；
取导流板阻力系数：;
导流板压降：
Pa
壳程结垢修正系数：；(表3-12)
壳程压降：
Ｐa；
管程允许压降：[△P2]=35000Pa；（见表3-10）
壳程允许压降：[△P1]=35000Pa；
△P2<[△P2]
△P1<[△P1]
即压降符合要求。
（2）结构设计（以下数据根据BG150-2011）
结构设计的任务是根据热力计算所决定的初步结构数据，进一步设计全部结构尺寸，选定材料并进行强度校核。最后绘成图纸，现简要综述如下：
1）换热器流程设计
采用壳方单程，管方两程的1-4型换热器。由于换热器尺寸不太大，可以用一台，未考虑采用多台组合使用，管程分程隔板采取上图中的丁字型结构，其主要优点是布管紧密。
2）管子和传热面积
采用25×的无缝钢管，材质20号钢，长3m，管长和管径都是换热器的标准管子尺寸。
管子总数为352根，其传热面积为：
3）管子排列方式
上图十字形走廊是为了装设分程隔板，故有壳程流体的泄漏和旁流的问题。共有
356个管孔，其中4个为装设拉杆用。
4）壳体
壳体内径：；材质Q235 A钢；
壳体厚度（式6-1）：
t w<100℃
=
C=2mm(厚度附加量见GB150)
P=(p为设计压力要大于工作压力)
实取
5)管板
根据表5-8 查取
管板上开孔数与孔间距与管排列应一致。
6）折流板
因为无相变，采用通用的弓形折流板。Q235 A钢板。
拱高：h=140mm;
板间距：B=230mm；
板数：n B=12块；
板厚：（依据表4-12）;
卧式布置，水平切口流动方向。
7）拉杆
选取Q235 A钢，12，共8根（依据表5-10）
8)封头
根据压力容器设计规范采用材质为Q235的标准形状椭圆封头。在满足强度要求条件下，取壁厚；曲面高度：
D为封头的平均直径；直边高度，。
9）进、出管
（a）管程进、出口管
ρw2<3300取取W N2=1750 ㎏/㎡·s，得进、出口流通面积为：
进出口管道直径：
取用：114×4mm的热轧钢管或水输送管。
(b)壳程进、出口管：
ρw2<2200取取壳程浸出口管处质量流速W N2=1000 ㎏/㎡·s，得进、出口流通面积为：
管程进出口管径为：
取用70×3mm的热轧钢管或水输送管
10）其它：
容器法兰和进、出口法兰及底座均可根据设计规范取用或计算，热补偿计算参照本章5-5节进行；
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
标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （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）选取经验传热系数 （7）计算传热面积 （8）查换热器标准系列，获取其基本参数 （9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤 （10）校核有效平均温度差 （11）校核传热面积 （12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 非标准系列化列管式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （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（9）选取管长 （10）计算管数 （11）校核管内流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径和壳程挡板形式及数量等 （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。 甲苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列） 一、设计任务 1.处理能力： 2.376×104t/a正戊烷； 2.设备形式：立式列管式冷凝器。 二、操作条件 1.正戊烷：冷凝温度51.7℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器； 2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度32℃； 3.允许压降：不大于105Pa； 4.每天按330天，每天按24小时连续运行。 三、设计要求 选择适宜的列管式换热器并进行核算。 附：正戊烷立式管壳式冷却器的设计——工艺计算书（标准系列）
管壳式换热器传热设计说明书 设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程（表压），壳程压力为（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。 2、设计计算过程： （1）热力计算 1)原始数据： 过冷却水进口温度t1′=145℃； 过冷却水出口温度t1〞=45℃； 过冷却水工作压力P1=（表压） 冷水流量G1=80000kg/h； 冷却水进口温度t2′=20℃； 冷却水出口温度t2〞=50℃； 冷却水工作压力P2= Mp a（表压）。改为冷却水工作压力P2= Mp 2)定性温度及物性参数： 冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃； 冷却水的密度查物性表得ρ2= kg/m3； 冷却水的比热查物性表得C p2= kJ/kg.℃ 冷却水的导热系数查物性表得λ2= W/m.℃ 冷却水的粘度μ2=×10－6 Pa·s； 冷却水的普朗特数查物性表得P r2=； 过冷水的定性温度℃； 过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3； 过冷水的比热查物性表得C p1=kg.℃； 过冷水的导热系数查物性表得λ1=m.℃； 过冷水的普朗特数查物性表得P r2； 过冷水的粘度μ1=×10－6 Pa·s。 过冷水的工作压力P1= Mp a（表压） 3)传热量与水热流量 取定换热器热效率为η=； 设计传热量： 过冷却水流量： ； 4)有效平均温差 逆流平均温差：
根据式（3-20）计算参数p、R: 参数P： 参数R： 换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=； 有效平均温差： 5)管程换热系数计算： 附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃； 初选传热面积： m2； 选用φ25×无缝钢管作换热管； 管子外径d0=m； 管子内径d i=×=0.02 m； 管子长度取为l=3 m； 管子总数： 取720根管程流通截面积： m2 管程流速： m/s 管程雷诺数： 湍流管程传热系数：（式3-33c） 6)结构初步设计： 布管方式见图所示: 管间距s=0.032m（按GB151,取）； 管束中心排管的管数按所给的公式确定： 取20根；
1．设计题目及设计参数 (1) 1.1设计题目：满液式蒸发器 (1) 1.2设计参数： (1) 2设计计算 (1) 2.1热力计算 (1) 2.1.1制冷剂的流量 (1) 2.1.2冷媒水流量 (1) 2.2传热计算 (2) 2.2.1选管 (2) 2.2.2污垢热阻确定 (2) 2.2.3管内换热系数的计算 (2) 2.2.4管外换热系数的计算 (3) 2.2.5传热系数 K计算 (3) 2.2.6传热面积和管长确定 (4) 2.3流动阻力计算 (4) 3．结构计算 (5) 3.1换热管布置设计 (5) 3.2壳体设计计算 (5) 3.3校验换热管管与管板结构合理性 (5) 3.4零部件结构尺寸设计 (6) 3.4.1管板尺寸设计 (6) 3.4.2端盖 (6) 3.4.3分程隔板 (7) 3.4.4支座 (7) 3.4.5支撑板与拉杆 (7) 3.4.6垫片的选取 (7) 3.4.7螺栓 (8) 3.4.8连接管 (9) 4．换热器总体结构讨论分析 (10) 5．设计心得体会 (10) 6．参考文献 (10)
1．设计题目及设计参数 1.1设计题目：105KW 满液式蒸发器 1.2设计参数： 蒸发器的换热量Q 0=105KW ； 给定制冷剂：R22； 蒸发温度：t 0=2℃，t k =40℃， 冷却水的进出口温度： 进口1t '=12℃; 出口1 t " =7℃。 2设计计算 2.1热力计算 2.1.1制冷剂的流量 根据资料【1】，制冷剂的lgp-h 图：P 0=0.4MPa ，h 1=405KJ/Kg ，h 2=433KJ/Kg ， P K =1.5MPa ，h 3=h 4=250KJ/Kg ，kg m 04427.0v 3 1=，kg m v 3 400078.0= 图2-1 R22的lgP-h 图 制冷剂流量s kg s kg h h Q q m 667 .0250 4051054 10=-= -= 2.1.2冷媒水流量 水的定性温度t s =（12+7）/2℃=9.5℃,根据资料【2】附录9，ρ=999.71kg/m 3 ,c p =4.192KJ/(Kg ·K)
知识点4－4 传热过程计算 【学习指导】 1．学习目的 通过本知识点的学习，掌握换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算。在传热计算的两种方法中，重点掌握平均温度差法，了解传热单元数法及应用场合。 2．本知识点的重点 换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算，用平均温度差法进行传热计算。 3．本知识点的难点 传热单元数法。 4．应完成的习题 4-4 在某管壳式换热器中用冷水冷却热空气。换热管为φ25×2.5 mm的钢管，其导热系数为45 W/(m·℃)。冷却水在管程流动，其对流传热系数为2600 W/(m2·℃)，热空气在壳程流动，其对流传热系数为52 W/(m2·℃)。试求基于管外表面积的总传热系数以及各分热阻占总热阻的百分数。设污垢热阻可忽略。 4-5 在一传热面积为40m2的平板式换热器中，用水冷却某种溶液，两流体呈逆流流动。冷却水的流量为30000kg/h，其温度由22℃升高到36℃。溶液温度由115℃降至55℃。若换热器清洗后，在冷、热流体量和进口温度不变的情况下，冷却水的出口温度升至40℃，试估算换热器在清洗前壁面两侧的总污垢热阻。假设： （1）两种情况下，冷、热流体的物性可视为不变，水的平均比热容为4.174 kJ/(kg·℃)； （2）两种情况下，αi、αo分别相同；
（3）忽略壁面热阻和热损失。 4-6 在套管换热器中用水冷却油，油和水呈并流流动。已知油的进、出口温度分别为140℃和90℃，冷却水的进、出口温度分别为20℃和32℃。现因工艺条件变动，要求油的出口温度降至70℃，而油和水的流量、进口的温度均不变。若原换热器的管长为1m，试求将此换热器管长增至若干米后才能满足要求。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内油和水的比热容为常数。 4-7 冷、热流体在一管壳式换热器中呈并流流动，其初温分别为32℃和130℃，终温分别为48℃和65℃。若维持冷、热流体的初温和流量不变，而将流动改为逆流，试求此时平均温度差及冷、热流体的终温。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内冷、热流体的比热容为常数。 4-8 在一管壳式换热器中，用冷水将常压下的纯苯蒸汽冷凝成饱和液体。已知苯蒸汽的体积流量为1600 m3/h，常压下苯的沸点为80.1℃，气化潜热为394kJ/kg。冷却水的入口温度为20℃，流量为35000kg/h，水的平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。总传热系数为450 W/(m2·℃)。设换热器的热损失可忽略，试计算所需的传热面积。 4-9 在一传热面积为25m2的单程管壳式换热器中，用水冷却某种有机物。冷却水的流量为28000kg/h，其温度由25℃升至38℃，平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。有机物的温度由110℃降至65℃，平均比热容为1.72 kJ/(kg·℃)。两流体在换热器中呈逆流流动。设换热器的热损失可忽略，试核算该换热器的总传热系数并计算该有机物的处理量。 4-10 某生产过程中需用冷却水将油从105℃冷却至70℃。已知油的流量为6000kg/h，水的初温为22℃，流量为2000kg/h。现有一传热面积为10 m2的套管式换热器，问在下列两种流动型式下，换热器能否满足要求： （1）两流体呈逆流流动； （2）两流体呈并流流动。 设换热器的总传热系数在两种情况下相同，为300 W/(m2·℃)；油的平均比热容为1.9 kJ/(kg·℃)，水的平均比热容为4.17kJ/(kg·℃)。热损失可忽略。
目录 任务书 (2) 摘要 (4) 说明书正文 (5) 一、设计题目及原始数据 (5) 1.原始数据 (5) 2.设计题目 (5) 二、结构计算 (5) 三、传热计算 (7) 四、阻力计算 (8) 五、强度计算 (9) 1.冷却水水管 (9) 2.制冷剂进出口管径 (9) 3.管板 (10) 4支座 (10) 5.密封垫片 (10) 6.螺钉 (10) 6.1螺钉载荷 (10) 6.2螺钉面积 (10) 6.3螺钉的设计载荷 (10) 7.端盖 (11) 六、实习心得 (11) 七、参考文献 (12) 八、附图
广东工业大学课程设计任务书 题目名称 35KW 壳管冷凝器 学生学院 材料与能源学院 专业班级 热能与动力工程制冷xx 班 姓 名 xx 学 号 xxxx 一、课程设计的内容 设计一台如题目名称所示的换热器。给定原始参数： 1. 换热器的换热量Q= 35 kw; 2. 给定制冷剂 R22 ; 3. 制冷剂温度 t k =40℃ 4. 冷却水的进出口温度 '0132t C =" 0136t C = 二、课程设计的要求与数据 1）学生独立完成设计。 2）换热器设计要结构合理，设计计算正确。(换热器的传热计算, 换热面积计 算, 换热器的结构布置, 流体流动阻力的计算)。 3）图纸要求：图面整洁、布局合理，线条粗细分明，符号国家标准，尺寸标注规范，使用计算机绘图。 4）说明书要求： 文字要求：文字通顺，语言流畅，书写工整，层次分明，用计算机打印。 格式要求： （1）课程设计封面；（2）任务书；（3）摘要；（4）目录；（5）正文，包括设计的主要参数、热力计算、传热计算、换热器结构尺寸计算布置及阻力计算等设计过程；对所设计的换热器总体结构的讨论分析；正文数据和公式要有文献来源编号、心得体会等；（6）参考文献。 三、课程设计应完成的工作 1）按照设计计算结果，编写详细设计说明书1份； 2）绘制换热器的装配图1张，拆画关键部件零件图1～2张。
换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K= 0011 h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。
管壳式换热器课程设计 一、管壳式换热器的介绍 管壳式换热器是目前应用最为广泛的换热设备，它的特点是结构坚固、可靠高、适应性广、易于制造、处理能力大、生产成本低、选用的材料范 围广、换热面的清洗比较方便、高温和高压下亦能应用。但从传热效率、结构的紧凑性以及位换热面积所需金属的消耗量等方面均不如一些新型 高效率紧凑式换热器。管壳式换热器结构组成：管子、封头、壳体、接管、 管板、折流板；如图1－1所示。根据它的结构特点，可分为固定管板式、 浮头式、U形管式、填料函和釜式重沸器五类。 二、换热器的设计 2.1设计参数 参数名称壳程管程 设计压力（MPa） 2.6 1.7 操作压力（MPa） 2.2 1.0/0.9（进口/出口） 设计温度（℃） 250 75
操作温度（℃） 220/175(进口、出口) 25/45(进口/出口) 流量（Kg/h） 40000 选定 物料（-）石脑油冷却水 程数（个） 1 2 腐蚀余度（mm） 3 - 2.2设计任务 1. 根据传热参数进行换热器的选型和校核 2.对换热器主要受压原件进行结构设计和强度校核，包括筒体、前端封头管箱、外头盖、封头、法兰、管板、支座等。 3.设计装配图和重要的零件图。 2.3热工设计 2.3.1基本参数计算 2.3.1.1估算传热面积 -=220-45=175 -=175-25=150 因为,所以采用对数平均温度差 算术平均温度差：= P= R= 查温差修正系数表得 因此平均有效温差为0.82 放热量 考虑换热器对外界环境的散热损失,则热流体放出的热量将大于冷流体吸收的热量，即：
取热损失系数,则冷流体吸收的热量： 由可的水流量： ==31372.8 这里初估K=340W/(),由稳态传热基本方程得传热面积： =16.55 2.3.1.2由及换热器系列标准，初选型号及主要结构参数 选取管径卧式固定管板式换热器，其参数见上表。从而查《换热器设计手 册》表1-2-7，即下表 公称直径管程数管子根数中心排管管程流通换热面积换热管长 换热管排列规格及排列形式： 换热管外径壁厚：d=50mm 排列形式：正三角形 管间距： =32mm 折流板间距： 2.1.1.3实际换热面积计算 实际换热面积按下式计算 2.2计算总传热系数，校核传热面积 总传热系数的计算 式中：——管外流体传热膜系数，W/(m2·K)； ——管内流体传热膜系数，W/(m2·K)；
第10章 传热过程分析与换热器的热计算 课堂讲解 课后作业 【10-3】一卧式冷凝器采用外径为25mm ，壁厚1.5mm 的黄铜管做成热表面。已知管外 冷凝侧的平均传热系数 )/(700520K m W h ?=，管内水侧平均的表面传热系数)/(30042K m W h i ?=。试计算下列两种情况下冷凝器按管子外表面面积计算的总传热系数 (1) 管子内外表面均是洁净的 (2) 管内为海水，流速大于1m/s ，结水垢，平均温度小于50℃，蒸汽侧有油。 【解】 【10-13】一台1-2型壳管式换热用来冷却11号润滑油。冷却水在管内流动，C t C t ?="?='502022，，流量为3kg/s ；热油入口温度为600C ，)/(3502K m W k ?=。试计算： (1) 油的流量； (2) 所传递的热量； (3) 所需的传热面积。 【10-17】在一逆流式水-水换热器中，管内为热水，进口温度100,=t ℃出口温度为 80,,=t ℃；管外流过冷水，进口温度20,2=t ℃，出口温度70,,2=t ℃；总换热量KW 350=Φ， 共有53根内径为16mm 、壁厚为1mm 的管子。管壁导热系数()k m w */40=λ，管外流体的表面传热系数()k m w h */15000=，管内流体为一个流程。假设管子内、外表面都是洁净的。试确定所需的管子长度。 【解】计算管内平均换热系数。 ()908010021=+=f t ℃ ()()95.1Pr ,*/68.0,*/109.3146==?=-k m w s m Kg u λ ()()()28.4330/60ln 701002080=---=?m t ℃， ,38.8,2dL n A m A π== 本题中冷热流体总温差为43.3℃，管外冷流体侧占68﹪，管内侧约占32﹪，故不必考虑温差的修正。 【10-22】欲采用套管式换热器使热水与冷水进行热交换，并给出s kg q C t s kg q C t m m /0233.0,35,/0144.0,2002211=?='=?='。取总传热系数为2225.0),/(980m A K m W k =?=，试确定采用顺流与逆流两种布置时换热器所交换的热量、冷却水出口温度及换热器的效能。 【10-27】一台逆流式换热器刚投入工作时在下列参数下运行：360,1=t ℃，300,, 1=t ℃，
第九章 传热过程分析和换热器计算 在这一章里讨论几种典型的传热过程，如通过平壁、圆筒壁和肋壁的传热过程通过分析 得出它们的计算公式。由于换热器是工程上常用的热交换设备，其中的热交换过程都是一些典型的传热过程。因此，在这里我们对一些简单的换热器进行热平衡分析，介绍它们的热计算方法，以此作为应用传热学知识的一个较为完整的实例。 9－1传热过程分析 在实际的工业过程和日常生活中存在着的大量的热量传递过程常常不是以单一的热量传递方式出现，而多是以复合的或综合的方式出现。在这些同时存在多种热量传递方式的热传递过程中，我们常常把传热过程和复合换热过程作为研究和讨论的重点。 对于前者，传热过程是定义为热流体通过固体壁面把热量传给冷流体的综合热量传递过程，在第一章中我们对通过大平壁的传热过程进行了简单的分析，并给出了计算传热量的公式 t kF Q ?=， 9－1 式中，Q 为冷热流体之间的传热热流量，W ；F 为传热面积，m 2；t ?为热流体与冷流体间的某个平均温差，o C ；k 为传热系数，W/(?2m o C)。在数值上，传热系数等于冷、热流体间温差t ?=1 o C 、传热面积A =1 m 2时的热流量值，是一个表征传热过程强烈程度的物理量。在这一章中我们除对通过平壁的传热过程进行较为详细的讨论之外，还要讨论通过圆筒壁的传热过程，通过肋壁的传热过程，以及在此基础上对一些简单的包含传热过程的换热器进行相应的热分析和热计算。 对于后者，复合换热是定义为在同一个换热表面上同时存在着两种以上的热量传递方式，如气体和固体壁面之间的热传递过程，就同时存在着固体壁面和气体之间的对流换热以及因气体为透明介质而发生的固体壁面和包围该固体壁面的物体之间的辐射换热，如果气体为有辐射性能的气体，那么还存在固体壁面和气体之间的辐射换热。这样，固体壁面和它所处的环境之间就存在着一个复合换热过程。下面我们来讨论一个典型的复合换热过程，即一个热表面在环境中的冷却过程，如图9－1所示。由热表面的热平衡可知，表面的散热热流应等于其与环境流体之间的对流换热热流加上它与包围壁面之间的辐射换热热流，即r c Q Q Q +=,式中 图9－1热表面冷却过程
第10章 传热过程分析与换热器的热计算 课堂讲解 课后作业 【10-3】一卧式冷凝器采用外径为25mm ，壁厚1.5mm 的黄铜管做成热表面。已知管外冷凝 侧的平均传热系数)/(700520K m W h ?=，管内水侧平均的表面传热系数 )/(30042K m W h i ?=。试计 (1)(2)【流动，t ?='202 (1)(2)(3)【80,,=℃； 根内径 为h 15000=度。 ?m t 的修正。 【10-22】欲采用套管式换热器使热水与冷水进行热交换，并给出s kg q C t s kg q C t m m /0233.0,35,/0144.0,2002211=?='=?='。取总传热系数为2225.0),/(980m A K m W k =?=，试确定采用顺流与逆流两种布置时换热器所交换的热量、冷却水出口温度及换热器的效能。 【10-27】一台逆流式换热器刚投入工作时在下列参数下运行：360,1=t ℃，300,,1=t ℃，30,2=t ℃，200,,2=t ℃，11c q m =2500W/K ，K=800() k m W ?2。运行一年后发现，在11c q m 、22c q m 、
及,1t 、, 2t 保持不变的情形下，冷流体只能被加热到162℃，而热流体的出口温度则高于300℃。试确定此情况下的污垢热阻及热流体的出口温度。 【解】不结垢时， ()2.210160/270ln 160270=-=?m t ℃，()2892.02.2108003003602500m t k A m =?-?=?Φ= K W c q c q m m /4.882170602500302003003601122==--=. 结垢后，()W t c q m 116471301624.882222=-?==Φδ。 又 1255030162,,,2,,211--t t q c q m ?m t k ,,1【r i 条件 即 由此得 【T ∞的气流 ε，∞=300K ， mc 解得T
管壳式换热器模拟计算（课本P40 2-5题） # include
Tmh=(Th1+Th20)/2; do{Tc20=Tc2; /*Tc2的迭代*/ Tmc=(Tc1+Tc20)/2; Cp1=(0.7072+(0.00147-0.00051*D2O1)*Tmc-0.318*D2O1)*(0.055*K+0.35) *4.18*1000; Cp2=(0.7072+(0.00147-0.00051*D2O2)*Tmh-0.318*D2O2)*(0.055*K+0.35) *4.18*1000; C=Wh*Cp2/(Wc*Cp1); Tc2=Tc1+C*(Th1-Th20); }while(fabs(Tc2-Tc20)>=0.1); Qh=Wh*Cp2*(Th1-Th2); Qc=Wc*Cp1*(Tc2-Tc1); Ai=3.14*Di*L*324; Si=0.25*3.14*Di*Di*324/2; Xc=1+Tmc/100.0; MD2O1=pow(D2O1,2); D1=0.942+0.248*Xc+0.174*MD2O1+0.0841/(Xc*D2O1)-0.312*Xc/D2O1-0.55 6*exp(-Xc); rou1=1000*D1; ui=Wc/(rou1*Si); b1=log((log(90.0+1.22)/log(13+1.22)))/(log((50.0+273)/(100.0+273) )); a1=log(log(90+1.22))-b1*log(50.0+273); niu1=exp(exp(a1+b1*log(Tmc+273)))-1.22; yita1=niu1*rou1/1000000; Rei=Di*ui*rou1/yita1; ramda1=0.4213*(1-0.00054*Tmc)/D2O1/3.6; Pri=Cp1*yita1/ramda1; Hi0=0.027*pow(Rei,0.8)*pow(Pri,0.33)*ramda1/Di; Twi0=Tmc+Qc/(Hi0*Ai); do /*管壁内壁温的迭代*/ { niuwi=pow(e,pow(e,a1+b1*log(Twi0+273)))-1.22; Xwi=1+Twi0/100.0; Dwi=0.942+0.248*Xwi+0.174*MD2O1+0.0841/(Xwi*D2O1)-0.312*Xwi/D2O1-0.556*exp(-Xwi); rouwi=1000*Dwi; yitawi=niuwi*rouwi/1000000; Hi=Hi0*(pow((yita1/yitawi),0.14)); Twi=Tmc+Qc/(Hi*Ai); Twi0=Twi; }while(fabs(Twi-Twi0)>=0.5); Ao=3.14*Do*L*324; Smax=B*D*(1-Do/t);
第2章工艺计算 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 （9）选取管长 l （10）计算管数 N T （11）校核管内流速，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。
第2章工艺计算 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
河南理工大学课程设计管壳式换热器设计 学院：机械与动力工程学院 专业：热能与动力工程专业 班级：11-02班 学号： 姓名： 指导老师： 小组成员：
目录 第一章设计任务书 (1) 第二章管壳式换热器简介 (2) 第三章设计方法及设计步骤 (4) 第四章工艺计算 (5) 4.1 物性参数的确定 (5) 4.2核算换热器传热面积 (6) 4.2.1传热量及平均温差 (6) 4.2.2估算传热面积 (8) 第五章管壳式换热器结构计算 (10) 5.1换热管计算及排布方式 (10) 5.2壳体内径的估算 (12) 5.3进出口连接管直径的计算 (13) 5.4折流板 (13) 第六章换热系数的计算 (19) 6.1管程换热系数 (19) 6.2 壳程换热系数 (19) 第七章需用传热面积 (22) 第八章流动阻力计算 (24) 8.1 管程阻力计算 (24) 8.2 壳程阻力计算 (25) 总结 (27)
第一章设计任务书 煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140℃冷却冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于100kPa。 设计任务及操作条件 1、设备形式：管壳式换热器 2、操作条件 （1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃
第二章管壳式换热器简介 管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。 强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。 管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。 在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。 管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，导致管子弯曲、断裂或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，
第4章传热过程及换热器 4.1 化工生产中的传热过程及常见换热器 1．化工生产中的传热过程 系统内温度的差异使热量从高温向低温转移的过程称之为热量传递过程，简称传热过程。 化工生产中的传热过程比比皆是，所有化学反应都要在一定温度下进行，为了满足工艺条件，必须适当地供给热量或移走热量；单元操作中的蒸发、精馏、干燥等过程也需要按一定速率供给热量或移走热量；许多设备和管道都在高温或低温下运行，应尽量减少它们与外界的传热，需要保温；为节约能源、降低成本，化工企业需要热量回收和综合利用等。可见，传热过程不但为化工生产过程提供了必要的温度条件，保证了过程的热量平衡，满足了生产的要求，而且也是化学工业提高经济效益、保护环境的重要措施。通常，传热设备在化工企业设备投资中占很大比例，有些可达40%左右，所以传热过程是化工生产十分重要的单元操作之一。 化工生产对传热的要求有两类，一是要求热量的传递速率要高，如上述的化学反应的加热或冷却，目的是增大设备的传热强度、提高生产能力或减小设备尺寸、降低生产费用；另一类则是要求尽量避免热量传递，如设备和管道的保温、保冷，需要采用隔热等方法减小传热速率。 传热过程也分为定态传热和非定态传热两种，换热器传热面上各点温度不随时间而改变的过程称为定态传热，反之，称为不定态传热。工业生产中的连续换热操作多属于前者，间歇操作或连续操作的换热器开工之时多属于非定态传热。定态传热时传热速率亦不随时间而变化，即传热速率为常量。 工业上的传热过程中，冷流体和热流体的接触有三种方式。 ①直接接触式在某些传热过程中，例如热气体的直接水冷却及热水的直接空气冷却等，采用冷、热流体直接接触进行换热。这种方式传热面积大，设备亦简单。典型的直接接触式换热设备是由塔型的外壳及若干促进冷、热流体密切接触的内件（如填料）等构成。 ②间壁式在大多数情况下，工艺上不允许冷、热流体直接混合，而往往是将冷、
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 由式（5-39） 0.83=(1-exp[(1-0.6)*NTU])/(0.6-exp[(1-0.6)*NTU]) 可求出传热单元数NTU=2.71 则换热器的传热面积为 A = (m C p)min/K *NTU = 2375/470 * 2.71 = 13.7 m^2 讨论：由计算结果可见：采用两种方法计算传热面积，由于计算原理相同，计算结果十分接近。而对数平均温差法较为简单。 二、操作型计算 对于换热器的操作型计算，其特点是换热器给定，计算类型主要有以下两种：1．对指定的换热任务，校核给定的换热器是否适用。一般给定换热器的传热面
河南理工大学课程设计 管壳式换热器设计 学院：机械与动力工程学院专业：热能与动力 工程专业班级：11-02 班 学号： 姓名：指导老师： 小组成员： 目录 第一章设计任务书 (1) 第二章管壳式换热器简介 (2) 第三章设计方法及设计步骤 (4)
第四章工艺计算 (5) 物性参数的确定. (5) 核算换热器传热面积. (6) 传热量及平均温差 (6) 估算传热面积 (8) 第五章管壳式换热器结构计算 (10) 换热管计算及排布方式. (10) 壳体内径的估算. (12) 进出口连接管直径的计算. (13) 折流板 (13) 第六章换热系数的计算 (19) 管程换热系数. (19) 壳程换热系数. (19) 第七章需用传热面积 (22) 第八章流动阻力计算 (24) 管程阻力计算. (24) 壳程阻力计算. (25) 总结 (27) 第一章设计任务书 煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140℃冷却冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h ，且允许压强降不大于100kPa。设计任务及操作条件
1 、设备形式：管壳式换热器 2 、操作条件 （1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃
第二章管壳式换热器简介 管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。 强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。 管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。 在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。 管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，导致管子弯曲、断裂或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。根据所采用的补偿措施，管壳式换热器可以分为以下几种：固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器、双重管式换热器及填料函式换热器。