多流程板式热交换器的选型计算设计

可拆卸板式换热器是由许多冲压有波纹薄板按一定间隔，四周通过垫片密封，并用框架和压紧螺旋重叠压紧而成，板片和垫片的四个角孔形成了流体的分配管和汇集管，同时又合理地将冷热流体分开，使其分别在每块板片两侧的流道中流动，通过板片进行热交换。

板式换热器由于板片波纹表面的特殊作用，使流体沿着狭窄弯曲的通道流动其速度的大小方向不断的改变，致使流体在不大的流速下，激起了强烈端动，因而加快了流体边界层的破坏，强化了传热过程，有效地提高了传热能力。并使其具有结构紧凑、金属耗量低、操作灵活性大、热损失小、安装、检查拆洗方便、耐腐性强、使用寿命长等突出优点。

流程指板式换热器内一种介质同一流动方向的一组并联流道，而流道指板式换热器内，相邻两板片组成的介质流动通道。一般情况下，将若干个流道按并联或串联的费那个是连接起来，以形成冷、热介质通道的不同组合。

板式换热器的流程是由许多板片按一定工艺及需方技术工作要求组装而成的。板片间形成网状通道四个角孔形成分配管和汇合管，密封垫把冷热介质密封在换热器里，同时又合理的将冷热介质分开而不致混合。在通道里面冷热流体间隔流动，可以逆流也可以顺流，在流动过程中冷热流体通过板壁进行热交换。板式换热器的流程组合形式很多，都是采用不同的换向板片和不同组装来实现的，流程组合形式可分为单流程，多流程和汽液交换流程，混合流程形式。

流程组合形式应根据换热和流体阻力计算，在满足工艺条件要求下确定。尽量使冷、热水流道内的对流换热系数相等或接近，从而得到最佳的传热效果。因为在传热表面两侧对流换热系数相等或接近时传热系数获得较大值。虽然板式换热器各板间流速不等，但在换热和流体阻力计算时，仍以平均流速进行计算。由于“U”形单流程的接管都固定在压紧板上，拆装方便。

ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司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艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司致力于为全球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艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司已发展成为可拆式板式换热器领域的全球领导者。

ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司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艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司提供的换热器配件或接受ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司的维护服务（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艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司都能为您提供板式换热器领域的系统解决方案。

热交换器设计说明书

结构设计 管箱设计 参照标准GB151-2014 壳体内径DN=450mm，材料为Q235,许用应力[δ]=125Mpa,壳体厚度δ=8mm，采用卷制。 接管 管程接管：Ф159×8，无缝钢管，材料为10号钢，L=100mm。 壳程接管：Ф219×8，无缝钢管，材料为10号钢，L=100mm。 管板 固定管板材料为Q235 Pg=1.6Mpa，厚度b=40mm。 具体尺寸(:mm) DN D D1 D2 D3 D4 D5 d2 450 565 530 500 447 487 450 18 螺栓规格数量 b f b P s P t M16 24 30 40 0.6 1.0

折流板 选取弓形折流板，上下缺口，材料Q235，缺口高度h=112.5mm，板间距l s =237.5mm, 进出口板间距L s,i =l s,o =260mm，厚度δ=6mm，外径D b=446.5mm，折流板数目9，经 计算换热与结构均符合要求。 拉杆 材料为Q235，选用Ф=16的拉杆4根，具体位置及装配方式见装配图，一端与管板采用螺纹连接，另一端用螺母固定在折流板上。 封头 选用材料为16Mn的椭圆形标准封头，取壁厚8mm。 H=137 h=25 D i =450 分程隔板 选用材料Q235，厚度为8mm,宽450mm，长489mm，一端为和封头形状相同的圆冠，另一端为平面，分程隔板焊于管箱内。 支座(JB-T4712.1-2007） DN450 120包角焊制，单筋，带垫板 L 1 b 1 δ 1 δ 2 b 3 δ 3 弧长 b 4 δ 4 e L 2 420 120 8 8 96 8 540 200 6 48 290

板式换热器选型计算书

目录 1、目录 1 2、选型公式 2 3、选型实例一（水－水） 3 4、选型实例二（汽－水） 4 5、选型实例三（油－水） 5 6、选型实例四（麦芽汁－水） 6 7、附表一（空调采暖，水－水）7 8、附表二（空调采暖，汽－水）8 9、附表三（卫生热水，水－水）9 10、附表四（卫生热水，汽－水）10 11、附表五（散热片采暖，水－水）11 12、附表六（散热片采暖，汽－水）12

板式换热器选型计算 1、选型公式 a 、热负荷计算公式：Q=cm Δt 其中：Q=热负荷（kcal/h ）、c —介质比热（Kcal/ Kg.℃）、m —介质质量流量（Kg/h ）、Δt —介质进出口温差（℃）（注：m 、Δt 、c 为同侧参数） ※水的比热为1.0 Kcal/ Kg.℃ b 、换热面积计算公式：A=Q/K.Δt m 其中：A —换热面积（m 2）、K —传热系数（Kcal/ m 2.℃） Δt m —对数平均温差 注：Ｋ值按经验取值（流速越大，Ｋ值越大。水侧板间流速一般在0.2～0.8m/s 时可按上表取值，汽侧 板间流速一般在15m/s 以时可按上表取值） Δt max - Δt min T1 Δt max Δt min Δt max 为（T1-T2’）和（T1’-T2）之较大值 Δt min 为（T1-T2’）和（T1’-T2）之较小值 T T1’ c 、板间流速计算公式： T2 其中V —板间流速（m/s ）、q----体积流量（注意单位转换，m 3/h – m 3/s ）、 A S —单通道截面积（具体见下表）、n —流道数 2、板式换热器整机技术参数表： 计压力1.0Mpa 、垫片材质EPDM 、总换热面积为9 m 2 板式换热器。 注：以上选型计算方法适用于本公司生产的板式换热器。 选型实例一（卫生热水用：水-水） Ln Δt m =

热交换器的选型和设计指南

热交换器的选型和设计指南

目录 1 概述 (1) 2 换热器的分类及结构特点。 (1) 3 换热器的类型选择 (2) 4 无相变物流换热器的选择 (11) 5 冷凝器的选择 (13) 6 蒸发器的选择 (14) 7 换热器的合理压力降 (17) 8 工艺条件中温度的选用 (18) 9 管壳式换热器接管位置的选取 (19) 10 结构参数的选取 (19) 11 管壳式换热器的设计要点 (23) 12 空冷器的设计要点 (32) 13 空冷器设计基础数据 (35)

1 概述 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。 2 换热器的分类及结构特点。 表 2－1 换热器的结构分类

3 换热器的类型选择 换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。在某一种场合下性能很好的换热器，如果换到另一种场合可能传热效果和性能会有很大的改变。 因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型，是很重要的。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有: 1) 热负荷及流量大小 2) 流体的性质 3) 温度、压力及允许压降的范围 4) 对清洗、维修的要求 5) 设备结构、材料、尺寸、重量 6) 价格、使用安全性和寿命 在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。针对不同的工艺条件及操作工况，我们有时使用特殊型式的换热器或特殊的换热管，以实现降低成本的目的。因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时，还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。 3.1管壳式换热器 管壳式换热器的应用范围很广，适应性很强，其允许压力可以从高真空到41.5MPa，温度可以从-100°C以下到 1100°C高温。此外，它还具有容量

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

热交换器设计计算

热交换器设计计算 一、基本参数 管板与管箱法兰、壳程圆筒纸之间的连接方式为e 型 热交换器公称直径DN600，即D i =600mm 换热管规格φ38?2，L 0=3000mm 换热管根数n=92 管箱法兰采用整体非标法兰 管箱法兰/壳体法兰外直径D f =760mm 螺柱孔中心圆直径D b =715mm 壳体法兰密封面尺寸D 4=653mm 二、受压元件材料及数据 以下数据查自GB 150.2—2011； 管板、法兰材料：16Mn 锻件 NB/T 47008—2010 管板设计温度取 10℃ 查表9，在设计温度100℃下管板材料的许用应力： =t r σ][178Mpa （δ≤100mm ） 查表B.13，在设计温度100℃壳体/管箱法兰/管板材料的弹性模量： Mpa 197000 E E E p f f ===’’’ 壳程圆筒材料：Q345R GB 713 壳程圆筒的设计温度为壳程设计温度 查表2，在设计温度100℃下壳程圆筒材料的许用应力： =t c σ][189Mpa （3mm ＜δ≤16mm ） 查表B.13，在设计温度10℃下壳程圆筒材料的弹性模量Mpa 197000E s = 查表B.14在金属温度20℃~80℃范围内，壳程圆筒材料平均线膨胀系数： ℃） （α??=mm /mm 10137.15-s 管程圆筒材料：Q345R GB 713 管程圆筒的设计温度为壳程设计温度 按GB/T 151—2014 中7.4.6.1规定，管箱圆筒材料弹性模量，当管箱法兰采用长颈对焊法兰时，取管箱法兰的材料弹性模量，即Mpa 197000E h = 换热管材料：20号碳素钢管 GB 9948 换热管设计温度取100℃ 查表6，在设计温度100℃下换热管材料的许用应力Mpa 147σ][t t =（δ≤16mm ） 查表B.3，设计温度100℃下换热管材料的屈服强度Mpa 220R t eL =（δ≤16mm ）

板式换热器选型与计算方法

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：

换热器的选型和设计指南全

热交换器的选型和设计指南 2换热器的分类及结构特点。...................... 3换热器的类型选择......................... 4无相变物流换热器的选择....................... 5冷凝器的选择............................ 6蒸发器的选择........................... 7换热器的合理压力降......................... 8工艺条件中温度的选用....................... 9管壳式换热器接管位置的选取..................... 10结构参数的选取.......................... 11管壳式换热器的设计要点...................... 12空冷器的设计要点........................ 13空冷器设计基础数据........................

1概述 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。 2换热器的分类及结构特点。 表2-1换热器的结构分类

3换热器的类型选择 换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。在某一种场合下性能很好的换热器，如果换到另一种场合可能传热效果和性能会有很大的改变。 因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型，是很重要的。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有： 1）热负荷及流量大小 2）流体的性质 3）温度、压力及允许压降的范围 4）对清洗、维修的要求 5）设备结构、材料、尺寸、重量 6）价格、使用安全性和寿命 在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。针对不同的工艺条件及操作工况，我们有时使用特殊型式的换热器或特殊的换热管，以实现降低成本的目的。因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时，还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。 3.1 管壳式换热器 管壳式换热器的应用范围很广，适应性很强，其允许压力可以从高真空到 41.5MPa,温度可以从-100 ° C以下到1100° C高温。此外，它还具有容量大、结构简单、造价低廉、清洗方便等优点，因此它在换热器中是最主要的型式。 3.2 特殊型式的换热器 特殊型式的换热器包括有：板式换热器、空冷器、多管式换热器、折流杆式换热器、板翅式换热器、螺旋板式换热器、蛇管式换热器和热管换热器等。它们的使用

热交换器原理与设计

绪论 1. 2.热交换器的分类： 1）按照材料来分：金属的，陶瓷的，塑料的，是摸的，玻璃的等等 2）按照温度状况来分：温度工况稳定的热交换器，热流大小以及在指定热交换区域内的温度不随时间而变；温度工况不稳定的热交换器，传热面上的热流和温度都随时间改变。3）按照热流体与冷流体的流动方向来分：顺流式，逆流式，错流式，混流式 4）按照传送热量的方法来分：间壁式，混合式，蓄热式 恒在壁的他侧流动，两种流体不直接接触，热量通过壁面而进行传递。 过时，把热量储蓄于壁内，壁的温度逐渐升高；而当冷流体流过时，壁面放出热量，壁的温度逐渐降低，如此反复进行，以达到热交换的目的。 第一章 1.Mc1℃是所需的热量，用W表示。两种流体在热交换器内的温度变化与他们的热容量成反比；即热容量越大，流体温度变化越小。 2.W—对应单位温度变化产生的流动流体的能量存储速率。 4.顺流和逆流情况下平均温差的区别：在顺流时，不论W1、W2值的大小如何，总有μ＞０，因而在热流体从进口到出口的方向上，两流体间的温差△t总是不断降低；而对于逆流，沿着热流体进口到出口方向上，当W1＜W2时，μ＞０，△t不断降低，当W1＞W2时，μ＜０，△t不断升高。 5.P（定义式P12） 物理意义：流体的实际温升与理论上所能达到的最大温升比，所以只能小于1。 6.R—冷流体的热容量与热流体的热容量之比。（定义式P12） 7.从φ值的大小可看出某种流动方式在给定工况下接近逆流的程度。除非处于降低壁温的目的，否则最好使φ＞0.9，若φ＜0.75就认为不合理。 （P22 例1.1） 8.所谓Qmax是指一个面积为无穷大且其流体流量和进口温度与实际热交换器的流量和进口温度相同的逆流型热交换器所能达到的传热量的极限值。 9.实际传热量Q与最大可能传热量Qmaxε表示，即ε=Q/Qmax。意义：以温度形式反映出热、冷流体可用热量被利用的程度。 10.根据ε的定义，它是一个无因次参数，一般小于1。其实用性在与：若已知ε及t1′、t2′时，就可很容易地由Q=εW min(t1′-t2′)确定热交换器的实际传热量。 11.带翅片的管束，在管外侧流过的气体被限制在肋片之间形成各自独立的通道，在垂直于 流动方向上（横向）不能自由运动，也就不可能自身进行混合，

板式换热器的计算方法

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 * A3 F7 y& G7 S+ Q T2 = 热侧出口温度 3 s' _% s5 s. T" D0 q4 b t1 = 冷侧进口温度 & L8 ~: |; B: t2 M2 w$ z 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：0 B N/ I" A+ m0 z' H9 ~ （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；# Q/ p3 p: I4 ~0 N' I) W mh,mc-----热、冷流体的质量流量，kg/s；+ Z: I9 b- h9 h" r3 P) {/ ^ Cph,Cpc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)；6 L8 t6 b3 o& m/ n 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：& w3 v) j4 I4 R 一侧有相变化1 Y# e$ B6 c& z% C3 W- W* J 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

热交换器设计

热交换器设计 在采用一体化布置的高温气冷堆中，为了使预应力混凝土压力容器体积不致过大，蒸汽发生器应尽量紧凑，严格限制受热面空间布置，并要求其具有较高的功率密度。因此，一体化布置的高温气冷反应堆主要选用直流型多头螺旋管式蒸汽发生器。 本文从实际工程设计出发，对多头螺旋管式蒸汽发生器的设计进行了研究，提出了多头螺旋管束受热面结构的设计方法，推荐了螺旋管内外的传热系数和压降的计算关系式。根据所提出设计方法和螺旋管内外的传热系数和压降的计算关系式对260MW蒸汽发生器进行了设计计算。 由于螺旋管具有占地面积小、传热系数大、结构紧凑、易于清洗、污垢热阻小等优点，不仅在核反应堆，而且在直流锅炉、急冷锅炉、各种石油化工设备中的换热器，热交换器都有相当广泛的应用。因此本文得到的结果不仅适用于高温气冷反应堆的蒸汽发生器，而且适用于各种工业设备中的螺旋管式换热器和螺旋管式热交换器。 - I -

- II - 主要符号表 英 文 字 母 pf c 液体比热，W /kg ℃； D 螺旋直径，m ； c D 中心柱直径，m ； d D 套筒直径，m ； d 管子外径，m ； i d 管子内径，m ； aeff n i F F F ,, 所示的修正系数，无因次； G 质量流速，kg/sm 2； H 管束高度，m ； h 螺旋管导程，m ； mac h 对流放热系数，W/m 2℃； mic h 核沸腾放热系数，W/m 2℃； f K 液体的导热系数，W/m ℃； L 螺旋管长度，m ； M 头数，个； Nu 努塞尔特数，无因次； g Nu 汽相努塞尔特数，无因次； n 轴向方向管子排数，个； w g ,Pr 管壁温度确定的汽相pr 数，无因次； Pr 普朗特数，无因次； Re 雷诺数，无因次；

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

热交换器原理与设计题库考点整理史美中

热交换器原理与设计 题型：填空20％名词解释（包含换热器型号表示法）20％ 简答10％计算（4题）50％ 0 绪论 ?热交换器：将某种流体的热量以一定的传热方式传递给他种流体的设备。(2013-2014学年第二学期考题[名词解释]) ?热交换器的分类：按照热流体与冷流体的流动方向分为：顺流式、逆流式、错流式、混流式 ?按照传热量的方法来分：间壁式、混合式、蓄热式。(2013-2014学年第二学期考题[填空]) 1 热交换器计算的基本原理（计算题） ?热容量（W＝Mc）：表示流体的温度每改变1℃时所需的热量?温度效率（P）：冷流体的实际吸热量与最大可能的吸热量的比率(2013-2014学年第二学期考题[名词解释]) ?传热有效度（ε）：实际传热量Q与最大可能传热量Q max之比 2 管壳式热交换器 ?管程：流体从管内空间流过的流径。壳程：流体从管外空间流过的流径。 ?<1-2>型换热器：壳程数为1，管程数为2 ?卧式和立式管壳式换热器型号表示法（P43）(2013-2014学年第二学期考题[名词解释])

记：前端管箱型式:A——平盖管箱B——封头管箱 壳体型式:E——单程壳体 F——具有纵向隔板的双程壳体 H——双分流 后盖结构型式:P——填料函式浮头 S——钩圈式浮头 U——U 形管束 ?管子在管板上的固定：胀管法和焊接法 ?管子在管板上的排列：等边三角形排列（或称正六边形排列）法、同心圆排列法、正方形排列法，其中等边三角形排列方式是最合理的排列方式。(2013-2014学年第二学期考题[填空]) ?管壳式热交换器的基本构造：⑴管板⑵分程隔板⑶纵向隔板、折流板、支持板⑷挡板和旁路挡板⑸防冲板 ?产生流动阻力的原因：①流体具有黏性，流动时存在着摩擦，是产生流动阻力的根源；②固定的管壁或其他形状的固体壁面，促使流动的流体内部发生相对运动，为流动阻力的产生提供了条件。 ?热交换器中的流动阻力：摩擦阻力和局部阻力 ?管壳式热交换器的管程阻力：沿程阻力、回弯阻力、进出口连接管阻力 ?管程、壳程内流体的选择的基本原则：（P74） 管程流过的流体：容积流量小，不清洁、易结垢，压力高，有腐蚀性，高温流体或在低温装置中的低温流体。(2013-

热交换器的选型和设计指南(20210201124748)

热交换器的选型和设计指南 1概述 (2) 2换热器的分类及结构特点。 (2) 3换热器的类型选择 (3) 4无相变物流换热器的选择 (12) 5冷凝器的选择 (14) 6蒸发器的选择 (15) 7换热器的合理压力降 (18) 8工艺条件中温度的选用 (19) 9管壳式换热器接管位置的选取 (19) 10结构参数的选取 (20) 11管壳式换热器的设计要点 (23) 12空冷器的设计要点 (31) 13空冷器设计基础数据 (34)

1概述 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2换热器的分类及结构特点。 表2- 1换热器的结构分类

3换热器的类型选择 换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。在某一种场合下性能很好的换热器，如果换到另一种场合可能传热效果和性能会有很大的改变。 因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型，是很重要的。换热器选型时需要考虑的 因素是多方面的，主要有： 1）热负荷及流量大小 2）流体的性质 3）温度、压力及允许压降的范围 4）对清洗、维修的要求 5）设备结构、材料、尺寸、重量 6）价格、使用安全性和寿命 在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、 安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。针对不同的工艺条件及操作工况，我们有时使用特殊型式的换热器或特殊的换热管，以实现降低成本的目的。因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时，还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。 3.1管壳式换热器 管壳式换热器的应用范围很广，适应性很强，其允许压力可以从高真空到41.5MPa,温度可以从-100 °C以下到1100 °C高温。此外，它还具有容量大、结构简单、造价低廉、清洗方

列管式换热器的设计计算

2.4 列管换热器设计示例 某生产过程中，需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 （2）流动空间及流速的确定 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取u i=0.5m/ｓ。 2．确定物性数据 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(℃) 管程流体的定性温度为(℃) 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 油在90℃下的有关物性数据如下： 密度ρo=825 kg/m3 定压比热容c po=2.22 kJ/(kg·℃) 导热系数λo=0.140 W/(m·℃) 粘度μo=0.000715 Pa·s 循环冷却水在35℃下的物性数据： 密度ρi=994 kg/m3 定压比热容c pi=4.08 kJ/(kg·℃) 导热系数λi=0.626 W/(m·℃) 粘度μi=0.000725 Pa·s 3．计算总传热系数 （1）热流量 Q o=W o c poΔt o=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW) （2）平均传热温差 (℃) （3）冷却水用量 (kg/h)

板式换热器选型计算

板式换热器选型计算 板式换热器是一种高效紧凑型热交换设备，它具有传热效率高、阻力损失小、结构紧凑、拆装方便、操作灵活等优点，目前广泛应用于冶金、机械、电力、石油、化工、制药、纺织、造纸、食品、城镇小区集中供热等各个行业和领域，因此掌握板式换热器的选型计算对每个工程设计人员都是非常重要的。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，以下就三种算法的特点进行简要的说明。 一、手工简易算法 计算公式： F=Wq/(K*△T) 式中 F —换热面积 m2 Wq—换热量 W K —传热系数 W/m2·℃ △T—平均对数温差℃ 根据选定换热系统的有关参数，计算换热量、平均对数温差，设定传热系数，求出换热面积。选定厂家及换热器型号，计算板间流速，通过厂家样本提供的传热特性曲线及流阻特性曲线，查出实际传热系数及压降。若实际传热系数小于设定传热系数，则应降低设定传热系数，重新计算。若实际传热系数大于设定传热系数，而实际压降大于设定压降，则应进一步降低设定传热系数，增大换热面积，重新计算。经过反复校核，直到计算结果满足换热系统的要求，最终确定换热器型号及换热面积大小。这种算法的优点是计算简单，步骤少，时间短；缺点是结果不准确，应用范围窄。造成结果不准确的原因主要是样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线是一定工况条件下的曲线，而设计工况可能与之不符。此外样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线仅为水―水换热系统，在使用中有很大的局限性。 以下给出佛山显像管厂总装厂房低温冷却水及40℃热水两套换热系统实例加以说明采用手工简易算法得出的计算结果与实测结果的差别：

换热器复习题

换热器复习题 一、选择题 1、高压容器的设计压力范围P为：（） （a）P≥10MPa(b)1.6≤P＜10MPa(c)10≤P＜100MPa(d) P≥100 2、容器标准化的基本参数有：（） (a)压力Pa(b)公称直径DN(c)内径(d)外径 3、为了防止管子与管板连接处产生不同程度的泄漏，应采用哪一种管板：（） （a）平管板(b)薄管板(c)椭圆管板(d)双管板 4、下列哪一种换热器在温差较大时可能需要设置温差补偿装置？（） (a)填料函式换热器(b)浮头式换热器（c）固定管板式换热器 5、管壳式换热器属于下列哪种类型的换热器？（） （a）混合式换热器(b)间壁式换热器(c)蓄热式换热器(d)板面式换热器 6、U形管换热器的公称长度是指：（） (a)U形管的抻开长度(b)U形管的直管段长度(c)壳体的长度 (d)换热器的总长度 7、换热管规格的书写方法为（） （a）内径×壁厚(b)外径×壁厚(c)内径×壁厚×长(d)外径×壁厚×长

8、有某型号为： 2.59 8002004 1.625 BEM I ----的换热器，其中的200为（） （a）公称换热面积(b)换热器的公称长度(c)换热器公称直径 (d)管程压力为1000Kg/m2 9、折流板间距应根据壳程介质的流量、粘度确定。中间的折流板则尽量等距布置，一般最 小间距不小于圆筒内直径的（）。 (a)三分之一(b)四分之一(c)五分之一(d)六分之一 10、冷热两流体的对流给热系数h相差较大时，提高总传热系数K值的措施是() (a)提高小的h值；(b)提高大的h值；(c)两个都同等程度提高；(d)提高大的h值， 同时降低小的h值。 11、顺流式换热器的热流体进出口温度分别为100℃和70℃，冷流体进出口温度分别为 20℃和40℃，则其对数平均温差等于（） A．60.98℃B．50.98℃ C．44.98℃D．40.98℃

热交换器设计

2、设计方案的选择 2．1换热器型式的选择 在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器，故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器。 列管式换热器的型式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下冷凝，进口温度为76℃，出口温度为45。冷却介质为水，入口温度为24℃，出口温度为36℃，两流体的温度差不是很大，再根据概述中各种类型的换热器的叙述，综合以上可以选用固定管板式换热器。 2．2流体流速的选择 流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。因此，一般需通过多方面权衡选择适宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。 表1 管壳式换热器中常用的流速范围 流体的种类一般流体易结垢液体气体 流速，m/s 管程0.5 ~3.0 > 1.0 5.0 ~30 壳程0.2 ~1.5 > 0.5 3.0 ~15 表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速 液体粘度，mPa·s > 1500 1500 ~500 500 ~100 100 ~35 35 ~ 1 < 1 最大流速，m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4 表3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度 液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮 安全允许速度，m/s < 1 < 2 ~3 < 10 由于使用的冷却介质是井水，比较容易结垢，乙醇则不易结垢。水和乙醇的粘度都较小，参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为0.9m/s，壳程流速为7m/s。 2．3流体出口温度的确定 冷却介质水的入口温度24℃，出口温度为36℃，故，可以求得水的定性温度为：Tm=30℃ 热流体乙醇在饱和温度下冷凝，故可以确定入口温度和出口温度相同，故乙醇的定性温度Tm=60.5℃。

板式换热器选型计算

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

板式换热器的选型计算方法

1、压降控制 流体在流动中只有克服阻力才能前进,流速越大,阻力也越大。不同的板型或者统一板型不同板片结构参数,其阻力也不相同,阻力的大小直接关系到输送流体的泵或者风机的动力消耗和设备的投资费用。 如果将热侧允许压降设为0.05 MPa,则可以减少近10%的面积。因此,压降是影响换热换热器传热面积的影响因素之一。较大的集中供热项目一次网的压力损失基本确定在0.1 MPa左右是比较经济合理的。在此条件下得到的换热面积既可以满足运行工况的要求,也是最节约投资的。 由计算结果可以看出,允许压降适当计算面积可以减少近30%。 2、污垢热阻 污垢对传热、传质及流体流动带来负面影响,即随着污垢在传热表面上的积聚,流道表面的粗糙度增加,引起摩擦因数增大,并且流体的流通截面积减少,在相同的体积流量的情况下,流体流速增加,压力降增大。有人认为选取较大的污垢热阻比较可靠,其实这往往会带来更严重后果。这是因为在传热量一定的条件下,势必要加大传热面积或总平均温差,从而增加换热器成本。而传热面过大会导致热流体出口温度过低、冷流体出口温度过高,这不仅影响工艺要求,而且有时在运行中为避免此结果常将介质流速降低、致使壁面温度上升,这样反而促使污垢 更迅速地增长。 虽然换热面积没有减少,但是由于工况的污垢热阻较小,使得计算富裕量有很大增加。同样,不同的污垢热阻对换热面积影响也很大。设计换热器时,必须

采用正确的界膜导热系数,同时还必须采用正确的污垢系数,即使正确地确定了界膜导热系数。如果污垢系数的确定不准确,对换热器的设计误差也很大。由于板式换热器具有容易清洗的优点,所以定期对换热器进行清洗必不可少。 3、面积富裕量 换热器换热面积富裕量定义为设计值比计算值高出的百分比。其主要考虑工艺条件的变化稳态和持续积垢引起的热阻变化,还有一些未知因素,如积垢预测误差、工艺计算误差等。将裕量分为工艺裕量、设备老化裕量和控制裕量3个参数,还有一些不可知的因素需要再另加一些裕量。文献[1]在换热器计算中没有提到富裕量应该取值的问题,只是通过例题说明只要满足计算换热面积大于所需换热面积就可以。 板式换热器设计中,常取10%的面积富裕量。由序号6和序号7可以看出,面积富裕量对换热器计算的影响因素也很大。 4、温差推动力 温度推动力也叫平均对数温差。在传热过程中,冷、热流体的温度差沿加热面是连续变化的。但是由于此温度差与冷、热流体的温度成线性关系,因此可以用换热器两端温差的某种组合(即对数平均温差)来表示。对数平均推动力恒小于算术平均推动力,特别是当换热器两端推动力相差悬殊时,对数平均值要比算术平均值小得多。当换热器一端两流体温差接近于0时,对数平均推动力将急剧减小。

板式换热器选型

板式换热器选型计算书 目录 1、目录 1 2、选型公式 2 3、选型实例一（水－水） 3 4、选型实例二（汽－水） 4 5、选型实例三（油－水） 5 6、选型实例四（麦芽汁－水） 6 7、附表一（空调采暖，水－水）7 8、附表二（空调采暖，汽－水）8 9、附表三（卫生热水，水－水）9 10、附表四（卫生热水，汽－水）10 11、附表五（散热片采暖，水－水）11 12、附表六（散热片采暖，汽－水）12

板式换热器选型计算 1、选型公式 a 、热负荷计算公式：Q=cm Δt 其中：Q=热负荷（kcal/h ）、c —介质比热（Kcal/ Kg.℃）、m —介质质量流量（Kg/h ）、Δt —介质进出口温差（℃）（注：m 、Δt 、c 为同侧参数） ※水的比热为1.0 Kcal/ Kg.℃ b 、换热面积计算公式：A=Q/K.Δt m 其中：A —换热面积（m 2）、K —传热系数（Kcal/ m 2.℃） Δt m —对数平均温差 K 值表： 介质 水—水 蒸汽-水 蒸汽--油 冷水—油 油—油 空气—油 K 2500～4500 1300~2000 700～900 500～700 175～350 25～58 注：Ｋ值按经验取值（流速越大，Ｋ值越大。水侧板间流速一般在0.2～0.8m/s 时可按上表取值，汽侧板 间流速一般在15m/s 以内时可按上表取值） Δt max -Δt min T1 Δt max Δt min Δt max 为（T1-T2’）和（T1’-T2）之较大值 Δt min 为（T1-T2’）和（T1’-T2）之较小值 T2’ T1’ c 、板间流速计算公式： q T2 A S n 其中V —板间流速（m/s ）、q----体积流量（注意单位转换，m 3 /h – m 3 /s ）、 A S —单通道截面积（具体见下表）、n —流道数 2、板式换热器整机技术参数表： BR0.05 BR0.1 BR0.25 BR0.3 BR0.35 BR0.5 BR0.7 BR1.0 BR1.35 最高使用压力Mpa 2.5 使用温度范围℃ -19~200 装机最大换热面积 5 15 30 65 80 120 220 350 500 最大流量m 3 /h 10 25 40 120 150 250 430 650 1730 标准接口法兰DN 25 40 65 80 100 125 150 250 350 单板换热面积m 2 0.051 0.109 0.238 0.308 0.375 0.55 0.71 1.00 1.35 平均流道截面积m 2 0.000494 0.000656 0.00098 0.00118 0.00119 0.001691 0.002035 0.0286 0.004 设备参考质量Kg 87 290 485 870 980 1800 2800 3700 7200 型号说明：BR0.3-1.0-9-E 表示波形为人字形、单板公称换热面积0.3m 2 、设计压力1.0Mpa 、垫片材质EPDM 、总换热面积为9 m 2 板式换热器。 注：以上选型计算方法适用于本公司生产的板式换热器。 选型实例一（卫生热水用：水-水） Ln Δt m = V= 型 号 设 备 参 数