列管式換熱器設計

『壹』 列管式換熱器設計

2、設計方案的選擇 2．1換熱器型式的選擇 在乙醇精餾過程中塔頂一般採用的換熱器為列管式換熱器，故初步選定在此次設計中的換熱器為列管式換熱器。 列管式

『貳』 煤油冷卻器的設計（列管式換熱器）

換熱器設計步驟
1、工藝計算:

1>按流體種類、冷卻流體的流量、進出口溫度、工作壓力等計算出需要傳遞的熱量。
2>根據流體的腐蝕性及其它特性選擇管子和殼體的材料。並根據材料加工特性,流體的流量、壓力、溫度,換熱管與殼體的溫度,需要傳遞熱量的多少,造價的高低及檢修清洗方便等因素,決定採用哪一種類型的管殼式換熱器。
3>確立流體的流動空間,即確定管程與殼程內分別是什麼介質
4>確定參與換熱器的兩種流體的流向,使並流、逆流還是錯流。並計算出流體的有效平均溫差.
5>根據經驗初選傳熱系數K,並估算所需傳熱面積A。
6>根據計算出傳熱面積A,參照我國管殼式換熱器標准系列，初步確定換熱器的基本參數（管徑、管程數、管子根數、管長、管子排列方式、折流元件等的型式及布置、殼體直徑等結構參數）。
7>根據確定的標准系列尺寸，進行傳熱系數的校核和阻力降的計算。最後按標准選用換熱器或者進行機械設計。
2、機械設計計算
機械設計計算包括：（1）殼體和管箱壁厚的計算
（2）管子與管板連接結構設計
（3）殼體與管板連接結構設計
（4）管板厚度計算
（5）折流板、支持板等零部件的結構設計
（6）換熱管與殼體在溫差和流體壓力聯合作用下的應力計算
（7）管子拉脫力和穩定性校核
（8）判斷是否需要膨脹節，如需要，則選擇膨脹節結構形式，並進行有關的計算。
（9）接管、接管法蘭、容器法蘭、支座等的選擇及開孔補強設計

『叄』 列管式換熱器的工藝設計

給5分就想招人幫你做這個，5千差不多，人的知識那麼不值錢啊？你爸是李剛吧，這都不會做，怎麼進的公司啊？鄙視你！

『肆』 有相變的列管式換熱器如何設計

有相變的列管式換熱器如何設計幫你搞定.

『伍』 列管式換熱器設計(水冷卻甲苯)

去看一下換熱器設計手冊,海川化工論壇有下載.

『陸』 列管式換熱器的設計

產品名稱來：列管式源換熱器
產品介紹：列管式換熱器（又名列管式冷凝器），按材質分為碳鋼列管式換熱器，不銹鋼列管式換熱器和碳鋼與不銹鋼混合列管式換熱器三種，按形式分為固定管板式、浮頭式、U型管式換熱器，按結構分為單管程、雙管程和多管程，傳熱面積1～500m2，可根據用戶需要定製。
產品名稱：浮頭式標准系列換熱器
產品介紹：浮頭式換熱器其一端管板與殼體固定，而另一端的管板可以在殼體內自由浮動。殼體和管束對熱膨脹是自由的，故當兩種介質的溫差較大時，管束與殼體之間不會產生溫差應力。浮頭端設計成可拆結構，使管束可以容易地插入或抽出，這樣為檢修和清洗提供了方便。這種形式的換熱器特別適用於殼體與換熱管溫差應力較大，而且要求殼程與管程都要進行清洗的工況。 http://www.lygzhfj.com/hrq/huanreqi-6.html

『柒』 列管式換熱器設計 進出口溫度怎麼確定呢還有流速

看題目知道苯乙烯介質在換熱器中是個降溫過程，所以循環冷卻水的出口溫度不回可高於苯乙烯的出口溫答度。循環冷卻水宜用常溫凈水代替，進口水溫設置在20度吧，出口水溫設置在50度。然後計算苯乙烯的質量流量和它所需要吸收的熱量。用這個熱量Q/4.2/(50-20)=水的流量。假設一個推薦流速，然後計算管徑，得出進出水管口直徑，換熱器內的流速要計算換熱器的流通截面積後，才能計算水的流速，是一個迭代計算過程，一次計算是得不到合理的結果的。計算時要考慮設備的造價和冷卻水的用量。

『捌』 化工原理列管式換熱器課程設計

轉載，供參考：列管式換熱器的設計和選用（1） 列管式換熱器的設計和選用應考慮的問題
◎ 冷、熱流體流動通道的選擇
具體選擇冷、熱流體流動通道的選擇
在換熱器中，哪一種流體流經管程，哪一種流經殼程，下列幾點可作為選擇的一般原則：
a) 不潔凈或易結垢的液體宜在管程，因管內清洗方便。
b) 腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕。
c) 壓力高的流體宜在管內，以免殼體承受壓力。
d) 飽和蒸汽宜走殼程，因飽和蒸汽比較清潔，表面傳熱系數與流速無關，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（ ）的流體一般以殼程為宜，因在殼程Re>100即可達到湍流。但這不是絕對的，如流動阻力損失允許，將這類流體通入管內並採用多管程結構，亦可得到較高的表面傳熱系數。
f) 若兩流體溫差較大，對於剛性結構的換熱器，宜將表面傳熱系數大的流體通入殼程，以減小熱應力。
g) 需要被冷卻物料一般選殼程，便於散熱。
以上各點常常不可能同時滿足，應抓住主要方面，例如首先從流體的壓力、防腐蝕及清洗等要求來考慮，然後再從對阻力降低或其他要求予以校核選定。
◎ 流速的選擇
常用流速范圍流速的選擇
流體在管程或殼程中的流速，不僅直接影響表面傳熱系數，而且影響污垢熱阻，從而影響傳熱系數的大小，特別對於含有泥沙等較易沉積顆粒的流體，流速過低甚至可能導致管路堵塞，嚴重影響到設備的使用，但流速增大，又將使流體阻力增大。因此選擇適宜的流速是十分重要的。根據經驗，表4.7.1及表4.7.2列出一些工業上常用的流速范圍，以供參考。
表4.7.1 列管換熱器內常用的流速范圍流體種類流速 m/s管程殼程一般液體
宜結垢液體
氣 體0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
表4.7.2 液體在列管換熱器中流速（在鋼管中）液體粘度 最大流速 m/s>1500
1000～500
500～100
100～53
35～1
>10.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4◎ 流動方式的選擇
流動方式選擇流動方式的選擇
除逆流和並流之外，在列管式換熱器中冷、熱流體還可以作各種多管程多殼程的復雜流動。當流量一定時，管程或殼程越多，表面傳熱系數越大，對傳熱過程越有利。但是，採用多管程或多殼程必導致流體阻力損失，即輸送流體的動力費用增加。因此，在決定換熱器的程數時，需權衡傳熱和流體輸送兩方面的損失。
當採用多管程或多殼程時，列管式換熱器內的流動形式復雜，對數平均值的溫差要加以修正，具體修正方法見4.4節。
◎ 換熱管規格和排列的選擇
具體選擇 換熱管規格和排列的選擇
換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面積越大。因此，對於潔凈的流體管徑可取小些。但對於不潔凈或易結垢的流體，管徑應取得大些，以免堵塞。考慮到製造和維修的方便，加熱管的規格不宜過多。目前我國試行的系列標准規定採用 和 兩種規格，對一般流體是適應的。此外，還有 ，φ57×2.5的無縫鋼管和φ25×2, 的耐酸不銹鋼管。
按選定的管徑和流速確定管子數目，再根據所需傳熱面積，求得管子長度。實際所取管長應根據出廠的鋼管長度合理截用。我國生產的鋼管長度多為6m、9m，故系列標准中管長有1.5，2，3，4.5，6和9m六種，其中以3m和6m更為普遍。同時，管子的長度又應與管徑相適應，一般管長與管徑之比，即L/D約為4～6。
管子的排列方式有等邊三角形和正方形兩種（圖4.7.11a，圖4.7.11b）。與正方形相比，等邊三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，表面傳熱系數大。正方形排列雖比較鬆散，傳熱效果也較差，但管外清洗方便，對易結垢流體更為適用。如將正方形排列的管束斜轉45°安裝（圖4.7.11c），可在一定程度上提高表面傳熱系數。
圖4.7.11 管子在管板上的排列
◎ 折流擋板
折流擋板間距的具體選擇折流擋板
安裝折流擋板的目的是為提高管外表面傳熱系數，為取得良好的效果，擋板的形狀和間距必須適當。
對圓缺形擋板而言，弓形缺口的大小對殼程流體的流動情況有重要影響。由圖4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都會產生"死區"，既不利於傳熱，又往往增加流體阻力。

a.切除過少b.切除適當 c.切除過多
圖4.7.12擋板切除對流動的影響
擋板的間距對殼體的流動亦有重要的影響。間距太大，不能保證流體垂直流過管束，使管外表面傳熱系數下降；間距太小，不便於製造和檢修，阻力損失亦大。一般取擋板間距為殼體內徑的0.2～1.0倍。我國系列標准中採用的擋板間距為：
固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七種
浮頭式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八種。（2）流體通過換熱器時阻力的計算
換熱器管程及殼程的流動阻力，常常控制在一定允許范圍內。若計算結果超過允許值時，則應修改設計參數或重新選擇其他規格的換熱器。按一般經驗，對於液體常控制在104～105Pa范圍內，對於氣體則以103～104Pa為宜。此外，也可依據操作壓力不同而有所差別，參考下表。換熱器操作允許壓降△P換熱器操作壓力P(Pa)允許壓降△P<105 (絕對壓力)
0～105 (表壓)
>105 (表壓)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力計算式求得。
具體計算公式管程阻力損失
管程阻力損失可按一般摩擦阻力計算式求得。但管程總的阻力 應是各程直管摩擦阻力 、每程回彎阻力 以及進出口阻力 三項之和。而 相比之下常可忽略不計。因此可用下式計算管程總阻力損失 ：

式中 每程直管阻力 ；
每程回彎阻力 ；
Ft－結構校正系數，無因次，對於 的管子，Ft=1.4，對於 的管子Ft=1.5；
Ns－串聯的殼程數，指串聯的換熱器數；
Np－管程數；
由此式可以看出，管程的阻力損失（或壓降）正比於管程數Np的三次方，即
∝
對同一換熱器，若由單管程改為兩管程，阻力損失劇增為原來的8倍，而強制對流傳熱、湍流條件下的表面傳熱系數只增為原來的1.74倍；若由單管程改為四管程，阻力損失增為原來的64倍，而表面傳熱系數只增為原來的3倍。由此可見，在選擇換熱器管程數目時，應該兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。
◎ 殼程阻力
對於殼程阻力的計算，由於流動狀態比較復雜，計算公式較多，計算結果相差較大。
埃索法計算公式殼程阻力損失
對於殼程阻力損失的計算，由於流動狀態比較復雜，提出的計算公式較多，所得計算結果相差不少。下面為埃索法計算殼程阻力損失的公式：

式中 -殼程總阻力損失， ；
-流過管束的阻力損失， ；
-流過折流板缺口的阻力損失， ；
Fs-殼程阻力結垢校正系數，對液體可取Fs=1.15，對氣體或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-殼程數；
又管束阻力損失
折流板缺口阻力損失
式中 -折流板數目；
-橫過管束中心的管子數，對於三角形排列的管束， ；對於正方形排列的管束， ， 為每一殼程的管子總數；
B-折流板間距，m；
D-殼程直徑，m；
-按殼程流通截面積或按其截面積 計算所得的殼程流速，m/s；
F-管子排列形式對壓降的校正系數，對三角形排列F=0.5，對正方形排列F=0.3，對正方形斜轉45°，F=04；
-殼程流體摩擦系數，根據 ，由圖4.7.13求出（圖中t為管子中心距），當 亦可由下式求出：

因 ， 正比於 ，由式4.7.4可知，管束阻力損失 ，基本上正比於 ，即
∝
若擋板間距減小一半， 劇增8倍，而表面傳熱系數 只增加1.46倍。因此，在選擇擋板間距時，亦應兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。同理，殼程數的選擇也應如此。
圖4.7.13 殼程摩擦系數f0與Re0的關系列管式換熱器的設計和選用(續)（3）列管式換熱器的設計和選用的計算步驟
設有流量為去qm,h的熱流體，需從溫度T1冷卻至T2，可用的冷卻介質入口溫度t1，出口溫度選定為t2。由此已知條件可算出換熱器的熱流量Q和逆流操作的平均推動力 。根據傳熱速率基本方程：

當Q和 已知時，要求取傳熱面積A必須知K和 則是由傳熱面積A的大小和換熱器結構決定的。可見，在冷、熱流體的流量及進、出口溫度皆已知的條件下，選用或設計換熱器必須通過試差計算，按以下步驟進行。
◎ 初選換熱器的規格尺寸
◆ 初步選定換熱器的流動方式，保證溫差修正系數 大於0.8，否則應改變流動方式，重新計算。
◆ 計算熱流量Q及平均傳熱溫差△tm，根據經驗估計總傳熱系數K估，初估傳熱面積A估。
◆ 選取管程適宜流速，估算管程數，並根據A估的數值，確定換熱管直徑、長度及排列。 ◎ 計算管、殼程阻力
在選擇管程流體與殼程流體以及初步確定了換熱器主要尺寸的基礎上，就可以計算管、殼程流速和阻力，看是否合理。或者先選定流速以確定管程數NP和折流板間距B再計算壓力降是否合理。這時NP與B是可以調整的參數，如仍不能滿足要求，可另選殼徑再進行計算，直到合理為止。
◎ 核算總傳熱系數
分別計算管、殼程表面傳熱系數，確定污垢熱阻，求出總傳系數K計，並與估算時所取用的傳熱系數K估進行比較。如果相差較多，應重新估算。
◎ 計算傳熱面積並求裕度
根據計算的K計值、熱流量Q及平均溫度差△tm，由總傳熱速率方程計算傳熱面積A0，一般應使所選用或設計的實際傳熱面積AP大於A020%左右為宜。即裕度為20%左右，裕度的計算式為：
換熱器的傳熱強化途徑如欲強化現有傳熱設備，開發新型高效的傳熱設備，以便在較小的設備上獲得更大的生產能力和效益，成為現代工業發展的一個重要問題。
依總傳熱速率方程：

強化方法：提高 K、A、 均可強化傳熱。
◎提高傳熱系數K

熱阻主要集中於 較小的一側，提高 小的一側有效。
◆ 降低污垢熱阻
◆ 提高表面傳熱系數
提高 的方法：
無相變化傳熱：
1） 加大流速；
2）人工粗造表面；
3）擾流元件。 有相變化傳熱：
蒸汽冷凝 ：
1）滴狀冷凝，
2）不凝氣體排放，
3）氣液流向一致 ，
4）合理布置冷凝面，
5）利用表面張力 （溝槽 ，金屬絲）液體沸騰：
1）保持核狀沸騰，
2） 製造人工表面，增加汽化核心數。
◎ 提高傳熱推動力
加熱蒸汽P ，
◎ 改變傳熱面積A
關於傳熱面積A的改變，不以增加換熱器台數，改變換熱器的尺寸來加大傳熱面積A，而是通過對傳熱面的改造，如開槽及加翅片、以不同異形管代替光滑圓管等措施來加大傳熱面積以強化傳熱過程。

『玖』 列管式換熱器的設計工藝流程怎麼做

換熱器是實現化工生產過程中熱量交換和傳遞不可缺少的設備。在熱量交換中常有一些腐蝕性回、氧答化性很強的物料，因此，要求製造換熱器的材料具有抗強腐蝕性能。
完善的換熱器在設計或選型時應滿足以下基本要求：
（1） 合理地實現所規定的工藝條件；
（2） 結構安全可靠；
（3） 便於製造、安裝、操作和維修；
（4） 經濟上合理。
做這個設計首先要知道你的蒸氣溫度，是飽和水蒸汽他的壓力是多大，還有，要把多少水從多少溫度加熱到多少 溫度。這多是基本參數。不知道你這台換熱器加熱的水是用來做什麼的。採暖用水還是工藝用水。你應該提供一些參數