换热器选型 【范文十篇】
换热器选型
范文一：湄洲湾职业技术学院
毕业设计（论文）
列管式换热器的选型（循环有机液的冷却）
化学工程系
应用化工技术
应用化工 091
毕业设计（论文）任务书
5) 换热面积的核算。分别按关联式求出管内、外传热膜系数，估计污垢热阻，求出总传热速率常数K，得出所需传热面积A，将A与A实际进行比较，若A实际比A大15%左右则设计成功；若A比A实际还大，则需再设参数，重新设计，直到A实际比A大15%左右
1.列管式换热器的设计 .............................. 1 引言 ............................................. 1 2 .换热器设计方案选定 ............................. 1
2.1试算并初选换热器规格 ..................................................................................................... 1
2.1.1确定流体通入的空间 .............................................................................................. 1 2.1.2确定流体的定性温度，物性数据，并选择列管换热器的型式 .......................... 1 2.1.3 计算热负荷Q，按管间有机液计算 ..................................................................... 2 2.1.4计算平均温差，并确定壳程数 .............................................................................. 2 2.1.5初选换热器规格具体参数 ...................................................................................... 2 2.2换热面积核算 ..................................................................................................................... 3
2.2.1计算管程对流传热系数α计算壳程对流穿热系数α0i ......................................... 3 2.2.2确定污垢热阻 .......................................................................................................... 3 2.2.4核算传热面积 .......................................................................................................... 3 2.3管程和壳程压力降的核算 ................................................................................................. 3
2.3.1计算管程压强降 ...................................................................................................... 3 2.3.2计算壳程压降 .......................................................................................................... 4 2.4壳程及管程的外部接管 ..................................................................................................... 4
3.符号说明 ........................................ 4 4.设计结果汇总表 .................................. 5 5．设计自评： .................................... 6 6．工艺流程图及设备工艺条件图 .................... 6 7．参考书目： .................................... 7 8．致谢： ........................................ 7
1.列管式换热器的设计
摘要：确定设计方案，包括选择换热器的类型、流程安排；确定物性参数，包括定性温度、
定性温度下的物性参数；估算传热面积，包括热负荷、平均传热温度差、传热面积、冷却水用量；确定工艺结构尺寸，包括管径和管内流速、管程数、平均传热温度差校正及壳程数、传热管排列和分程方法、壳体内径、折流板、其它附件、接管；换热器核算，包括传热能力核算、壁温核算、换热器内流体的流动阻力。
关键字:物性参数
换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器的应用广泛，日常生活中取暖用的暖气散热片、汽轮机装置中的凝汽器和航天火箭上的油冷却器等，都是换热器。它还广泛应用于化工、石油、动力和原子能等工业部门。它的主要功能是保证工艺过程对介质所要求的特定温度，同时也是提高能源利用率的主要设备之一。由于制造工艺和科学水平的限制，早期的换热器只能采用简单的结构，而且传热面积小、体积大和笨重，如蛇管式换热器等。随着制造工艺的发展，逐步形成一种管壳式换热器，它不仅单位体积具有较大的传热面积，而且传热效果也较好，长期以来在工业生产中成为一种典型的换热器。
2 .换热器设计方案选定
2.1试算并初选换热器规格 2.1.1确定流体通入的空间
与有机液相比，水易结垢，且对流传热系数一般较大，所以冷却水走换热器管程，有机液走换热器壳程。
2.1.2确定流体的定性温度，物性数据，并选择列管换热器的型式
1计算热负荷
?2.261?103?(65?50)?W 3600
2计算两流体的平静温度差
Q?WhCph(T1?T2)?
暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为
WcCpc?4.178?103
t2=t1+⊿t=25+16.2=41.2℃
有机液的定性温度Tm=(T1+T2)/2=(65+50)/2=57.5（℃） 水的定性温度tm=(t1+t2)/2=(25+41.2)/2=33.1（℃） 两流体的温差Tm-tm=57.5-33.1=24.4（℃）
由于两流体温差不大于50℃，故选用固定管板式换热器。
表1两流体在定性温度下的物性数据如下：
2.1.3 计算热负荷Q，按管间有机液计算
Q=WhCP(T1-T2)=4×103 ×(65-50)/.33(W) 水耗量为:
W=Q/(t2-t1). CP
=/20000 ×(41.2-25)／×103=10.02(kg/s)
2.1.4计算平均温差，并确定壳程数
逆流温差R=?tm?
?t2??t1(50?25)?(65?41.2)
??27.5 ℃ ?t2(50?25)
(65?41.2)?t1
R=(T1-T2)/（t2-t1）=(65-50)/(41.2-25)=0.93
P=(t2-t1）/(T1-t1) =(41.2-25)/(65-25)=1.08
按单壳程，双管程进行计算，对逆流传热温差△tm／进行校正 由R 和P查温度差校正系数图，得＆△t=0.97>0.8，可行 ∴△tm=＆△t×△tm／=0.99×27.5=26.675(℃)
＆△t=0.97>0.8,故可选用单壳程列管换热器。
初步估计一个总传热速率常数K估，计算传热面积A估，确定管程数根据管内为水,壳程为有机液,K值范围为290～698Ｗ／m2. ℃ ， 初选
Ｋ估＝450Ｗ／m2.℃ 则估算传热面积为：
A估＝Ｑ／Ｋ估△tm＝3.78×105/450×26.675=31.5（m2）
取管内水流速度为0.9 m/s2选用Φ25*2.5mm，管中心距t=32mm 单程管数为n/=Vs/0.785di2u= WC /ρ×0.785×0.022×0.9=32 单程管长为l=S/лd0 n/=31.5/3.14×0.025×32=12.5m
所以选择管长为标准管长L=6m,
管程数NP=l/L=12.5/6≈2(管程) 传热管总根数n=32×2=64（根)
管子的三角形排列
2.1.5初选换热器规格具体参数
表2换热器具体参数： 换热器的实际传热面积：
A实际=nлd(L-0.1)=94×3.14×0.025×(6-0.1)=43.5m2 该换热器要求的总传热系数为：
K实际=Q/A实际△tm=3.78×10/43.5×26.675=326Ｗ／m. ℃
2.2换热面积核算
2.2.1计算管程对流传热系数α计算壳程对流穿热系数α0i
WC==5.57 （kg/s）
Vc=WC/ρc=5.57/6（m3/s）
Ai= n/2×л×di2/4=94/2×0.785×0.022=0.014758（m2）
ui=Vc/Ai=0.758=0.38(m/s)
Rei= di uiρi/μ=0.02×0.38×=7551(湍流) Pri= CPμ/λ=4.187×103×1×10-3/0.621=6.74 αi=0.023（λ/di）Re0.8Pr0.4
=0.023×（0.621/0.02）×（（6.74）0.4
=1935（W/m.℃）
换热器中心附近管排中流体流通截面积为
A0=hD(1-d0/t)=0.6×0.4×(1-0.025/0.032)=0.05m2
h—折流挡板间距，取600mm。D-壳体直径 通过管子排列计算出D=0.4m。t—管中心距，对Φ25×2.5mm的管子，t=32mm
Wh=40000Kg/h=11.11kg/s
Vh= Wh/ρ=11.11/950=0.0117m3/s U0= Vh /A0=0.=0.2（m/s) 由正三角形排列
de=4(√3t2/2-лd02/4)/ лd0=4[√3(0.032)2/2-3.14×(0.025) 2/4]/3.14×0.025=0.0202m Re0= de U0ρ/μ=0.×950/0.742×10-3=5221 Re0在2×103～１×１０6范围内，故可以用下式计算α0
α0＝(０.３６×λ/de)（Re0）０.５５Pr０（u/uw）0.14
=0.36×0.172/0.0202×(×(2.261×103×0.742×10-3/0.172)1/3×1.05=771（W/m.℃）
2.2.2确定污垢热阻
1）确定污垢热阻：根据经验水的污垢热阻为Rsi=0.00026m2.℃/W 有机物的污垢热阻可取Rs0=0..℃/W 2）求总传热系数
Ｋ=１／（１／α0＋Rs0＋δd0／λdm+Rsid0/di+ d0/αi di） =1/[1/771+0..)/(45×0.26×0.025/0.015+0.025/()]
=376（Ｗ／m2.℃)
2.2.4核算传热面积
A=Q/k△tm=/(376×26.578)=37.7m2 所选择的换热器的面积裕度为:
(A实际-A)/A=(43.5-37.8)/37.7=15.1%＞15% 则该换热器传热面积的裕度符合要求。
2.3管程和壳程压力降的核算 2.3.1计算管程压强降
∑⊿pi=(⊿p1+⊿p2)FtNpNs 前已算出ui=0.38m/s
Rei=7551(湍流)
取碳钢管壁粗糙度ε为0.2mm,则ε/d=0.2/20=0.01, 由内摩差系数查图查得λ=0.042 则：
⊿p1=λLρui 2/2 di =0.042×6×1000×(0.38)2/2×0.02=910（Pa） ⊿p2=3×ρui 2/2=3×1000×(0.38)2/2=216.6（Pa） 对于Φ25×2.5 mm的管子, Ft=1.5,且Np=2, Ns=1
∑⊿pi=(⊿p1+⊿p2)FtNpNs=(910+216.6)×1.5×2×1=3379（Pa）
2.3.2计算壳程压降
∑⊿p0=(⊿p1/+⊿p2/)FsNs 其中Fs=1.15(液体) , Ns=1
⊿p1/=Ff0nc(NB+1) ρu02/2 管子正三角形排列,取F=0.5
对于正三角形排列NTC
=1.1（NT）0.5 =（94）0.5≈11 折流挡板数NB=L/ h-1=6/0.6-1=9（块）
A0=h(D- NTC do )=0.6×(0.4-9×0.025)=0.105(㎡) U0= Vh /A0=×950×0.105=0.11(m/s)
Re0= de U0ρ/μ=0.025×0.11×950/0.742×10-3= fo=5Re0-0.228=0.774
∴⊿p1/=Ff0NTC(NB+1)ρu02/2=0.5×0.774×11×(9+1)×950×0.112/2=244（Pa） ⊿p2/=NB(3.5-2h/D)ρu02/2=9×(3.5-2×0.6/0.4)×950×0.112/2=25.86（Pa） ∑⊿p0=(⊿p1/+⊿p2/)FsNs=(244+25.86)×1.15×1 =250.86（Pa）
由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强降均满足要求,故所选换热器合适。
2.4壳程及管程的外部接管
壳程流体进出口接管：取接管内有机液流速为5.6 m/s，则接管内径为
d1=√4Wh/лu=√4××× m 取标准管径为50mm
管程流体进出口接管：取接管内水流为0.6 m/s，则接管内径为
d2=√4Wh/лu=√4Wh/лu=√4×××0.6=0.14 m 取标准管径为140mm
3.符号说明
Tm—有机液的定性温度
tm--水的定性温度 Q—热负荷
Wh—热流体的流量
WC—水耗量
CP—流体比热, kJ/kg.℃
T1—热流体进口温度, ℃
T2—热流体出口温度, ℃ t1—冷流体进口温度, ℃
t2—冷流体出口温度, ℃ △tm—逆流温度, ℃
＆—修正系数
Ｋ-传热系数, Ｗ／m×℃
A估—估计传热面积,m2
A实际—实际传热面积, m
n—单程管数 l—单程管长, m
L—标准管长,m
D—公称直径, mm T—管心距, mm
PN—公称压力, Pa A0—换热器实际换热面积,m2
K0—基于换热器外表面积的总传热系数, Ｗ／m2. ℃
Ai—列管面积, m2
Vc—冷流体流量, m3/s ρ—流体密度, kg/m3
ui—冷流体流速, m/s Re—雷诺数
Pr—普朗特数 α—流体传热系数, Ｗ／m2×℃
A0—换热器外表面换热面积, m2 Vh—热流体流量, m3/s
de—当量直径, mm Rsi—管内流体流体污垢热阻, Ｗ／m2. ℃ Rs0—管外流体流体污垢热阻, Ｗ／m2. ℃
∑⊿pi—压强降,Pa
ε—粗糙度,mm λ—传热系数,Ｗ／m2×℃
Ft—结垢校正系数
Ns—壳程数
Fs—壳程压强降的结垢矫正系数,无因次 NB—折流挡板数
NTC—横过管束中心线的管子数，NT为管子总数
4.设计结果汇总表
流体在换热器内的压降大小主要决定于系统的运行压力，而系统的运行压力是靠输送设备提供的。换热器内流体阻力损失（压力降）越大，要求输送设备的功率就越大，能耗就越高。对于无相变的换热，流体流速越高，换热强度越大，可使换热面积减小，设备紧凑，制作费低，而且有利于抑制污垢的生成，但流速过高，也有不利的一面，压力降增大，泵功率增加，对传热管的冲蚀加剧。因此，在换热器的设计中有个适宜流速的选取和合理压力降的控制问题。一般经验，对于液体，在压力降控制在0.01～0.1MPa之间，对于气体，控制在0.001～0.01MPa之间。
5．设计自评：
在教师下达设计任务后，通过上网和多方查阅资料手册，经过近一个月左右时间紧张有序的设计后，终于完成了列管式换热器的设计和校核。通过工艺计算，计算出所需要的一些参数，如总换热面积为37.7m2，换热管管数为64根。这些为后续的选型设计奠定了良好的基础。本次设计是课堂所学知识的全面应用与考查，既涉及到化工工艺方面，又涉及到设备设计等方面的内容。正因为如此，这次我能顺利完成任务，离不开老师、同学的支持和帮助，同时在完成此次过程中，我也学到了许多书本以外的知识。通过课程设计，让我对以前学习的各科知识有了更系统的理解。比如《化工原理》等课程。这些专业知识必将为我今后实习、就业奠定良好的基础。总之，此次设计让我受益匪浅。
6．工艺流程图及设备工艺条件图
根据设计结果，可选择其它形式的列管换热器。
热流体有机液（65℃）经泵进入换热器壳程，冷却至50℃后，进入反应器循环使用。冷流体水25（℃）经泵进入换热器管程进行热交换。工艺流程如图所示：
7．参考书目：
[1] 李殿宝．化工原理 [M]. 大连：大连理工大学出版社，2005
[2] 谭天恩．化工原理（上）[M]. 北京：化学工业出版社，1994
[3] 杨祖荣．化工原理[M]. 北京：高等教育出版社，2004
[4] 贾绍义．化工原理课程设计[M]. 天津：天津大学出版社，2002
通过这三个月来的忙碌和学习，本次毕业论文设计已接近尾声，作为一个大专生的毕业设计，由于经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方，在这里衷心感谢指导老师的督促指导，以及一起学习的同学们的支持，让我按时完成了这次毕业设计。最后，我要向在百忙之中抽时间对本设计进行审阅，评议和参加本人论文答辩的老师表示诚挚的感谢！但作为一个专科生的毕业论文，由于经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方，水平有限，敬请各位老师批评和指正，我将在以后的学习中和工作中不断的改进，让自己所学的知识更好地发挥运用。
在这次毕业论文过程当中，陈正升老师对该论文从选题，构思到最后定稿的各个环节给予指导和帮助，亲切关怀和悉心指导使我得以最终完成毕业论文。在学习中,老师们严谨的治学态度、丰富渊博的知识、敏锐的学术思维、精益求精的工作态度以及侮人不倦的师者风范是我终生学习的楷模，老师们的高深精湛的造诣与严谨求实的治学精神，将永远激励着我。
最后，我要向百忙之中抽时间对本文进行审阅，评议和参与本人论文答辩的各位老师表示感谢。
范文二：换热器基础知识
一、传热原理
传热，即热量的传递，是自然界中普遍存在的物理现象。凡是有温度差存在 的物系之间，就会导致热量从高温处向低温处的传递的传热过程。 解决传热问题，都需要从总的传热速率方程出发，即：
式中：Q--冷流体吸收或热流体放出的热流量，W；
K--传热系数， A--传热面积， ；
--平均传热温差，℃。 1.1 传热的基本方式 根据热量传递机理的不同， 传热基本方式有三种， 即热传导、 对流和辐射。 · 热传导： 1.1.1 热传导又称导热。是指热量从物体的高温部分向同一物体的低温部分、 或者从一个高温物体向一个与它直接接触的低温物体传热的过程。 · 对流传热： 1.1.2 对流传热是依靠流体的宏观位移， 将热量由一处带到另一处的传递现象。 在化工生产中的对流传热，往往是指流体与固体壁面直接接触时的热量传递。 · 辐射传热： 1.1.3 又称为热辐射，是指因热的原因而产生的电磁波在空间的传递。物体将 热能变为辐射能，以电磁波的形式在空中传播，当遇到另一物体时，又被全部 或部分地吸收而变为热能。 作为换热设备，我们主要关心的热传导和对流传热。
二、对流传热
传热的基本方程式： Q=kAΔt 式中：Q----对流传热的热流量，W； A----对流传热面积，m2; Δt----壁面温度与壁面法向上流体的（对数）平均温度之差，℃； k----比例系数，称为表面传热系数，W/（m?.℃）
三、板式换热器计算
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。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· ℃)； T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，℃； T2,t2--
----热、冷流体的出口温度，℃。 （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相 加和计算。
潜热（相变焓）是指在温度保持不变的条件下，1kg 物质在从某一个相转变 为另一个相的相变过程中所吸入或放出的热量。是一状态量。因任何物质在仅吸 入(或放出)潜热时均不致引起温度的升高(或降低)，这种热量对温度变化只起潜 在作用，故名。其值不仅因物质种类不同而异，而且也与温度或压力密切相关。 按相变过程种类的不同，有气化潜热、熔化潜热和升华潜热等。同种物质在温度
相同、方向相反的相变过程中所吸入或放出的潜热，其量值必相等，如气化潜热 总是等于凝结潜热。 潜热的热量公式：Q 潜热的单位为 KJ/KG
3.1 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。
热长(F) 热长和一侧的温度差和对数平均温差相关联。 F = dt/LMTD 以下四个介质的物理性质影响的传热 密度、粘度、比热容、导热系数 总传热系数 总传热系数是用来衡量换热器传热阻力的一个参数。传热阻力主要是由传热 板片材料和厚度、 污垢和流体本身等因素构成。 单位： W/m? ℃ or kcal/h,m? ℃. 压力降 压力降直接影响到板式换热器的大小，如果有较大的允许压力降，则可能减 少换热器的成本，但会损失泵的功率，增加运行费用。一般情况下，在水水换热 情况下，允许压力降一般在 20-100KPa 是可以解接受的。
污垢系数 和管壳式换热器相比，板式换热器中水的流动是处于高湍流状态，同一种 介质的相对于板式换热器的污垢系数要小的多。 在无法确定水的污垢系数的情况 下，在计算时可以保留 10%的富裕量。 计算方法 热负荷可以用下式表示： Q = m ·cp ·dt Q = k ·A ·LMTD Q = 热负荷 (kW) m = 质量流速 (kg/s) cp = 比热 (kJ/kg ℃) dt = 介质的进出口温度差 (℃) k = 总传热系数 (W/m2 ℃) A = 传热面积 (m2) LMTD = 对数平均温差 总的传热系数用下式计算：
其中： k=总传热系数(W/m2 ℃) α1
= 一次测的换热系数(W/m2 ℃) α2 = 一次测的换热系数(W/m2 ℃) δ=传热板片的厚度(m) λ=板片的导热系数 (W/m ℃) R1、R2 分别是两侧的污垢系数 (m2 ℃/W) α1、α2 可以用努赛尔准则式求得。
污垢系数(℃.m2./W)
软化水或蒸馏水
城市用软水
城市用硬水
处理过的冷却水
沿海或港湾水
大洋的海水
水、运河水
机器夹套水
3.2 传热效率和传热单元数法
在传热计算中，传热速率方程和热流量衡算式将换热器和换热物流的各 参数关联起来。 当已知工艺物流的流量、 出温度时， 进、 可根据前面介绍的方法， 计算平均传热温差△tm 及热流量 Q,从而求得所需的传热面积 A，此类问题即前 面提及的设计型计算问题。 然而，当给定两物流的流量、进口温度以及传热面积、传热系数 K 时，却难 以采取解析方法直接确定两流体的出口温度。往往需采用试差方法求解。此类问 题即前面所提及的操作型计算问题。对此，若采用 1955 年由凯斯和伦敦导出的
传热效率及传热单元数法，则能避免试差而方便地求得其解。 ? 传热效率 假设冷、热两流体在一传热面为无穷大的间壁换热器内进行逆流换热，其 结果必然会有一端达到平衡， 或是热流体出口温度降到冷流体的入口温度；或是 冷流体的出口温度升到热流体的入口温度，如图中(b)及(c)所示。然而究竟哪一 侧流体能获得最大的温度变化 （T1-t1） 这将取决于两流体热容量流率(mCp)的相 ， 对大小。由热流量衡算式得：
可见， 只有热容量流率相对小的流体才有可能获得较大的温度变化，将该流 体的热容量流率以(mCp)min 表示，而相对大的热容量流率表示为(mCp)max。
(a)传热实际情况
(b)冷流体 Cpcmc 相对小的理论极 限情况
(c)热流体 Cpcmc 相对小的理论极 限情况
将换热器实际热流量 Q 与其无限大传热面积时的最大可能传热量 Qmax 之比， 称为换热器的传热效率 ε。
逆流 当 较小时
并流 其温度变化最大的依然是热容量流率较小的流体， 最大可能的传热温差 仍为 T1-t1。故具有相同的传热效率定义式。
? 传热单元数
在换热器中，取微元传热面积，由热流量衡算和传热速率方程可得：
对于热流体：
为传热单元数 取 为常数，则有
对于冷流体：
多个换热器串联
传热单元数物理意义： 全部温差变化相当于多少平均 ，NTU 数值上表示 单位传热推动
力引起的温度变化；表明了换热器传热能力的强弱。
? 传热效率与传热单元数的关系
换热器中传热
效率与传热单元数的关系可根据热流量衡算及传热速率方程 导出。 热容量流率比
不同流型，不同结构，则关系不同。
在传热单元数相同时，逆流时换热器的传热效率总是大于并流时。 已知 R 和 NTU，可求得 ，进而求 和 ，可避免试差计算
四、不锈钢牌号的比较
类 别 中国 Cr13 型 1Cr17Ni2 9Cr18 马氏体不锈 0Cr17Ni4Cu4Nb 钢 1Cr12Ni3MoWV 2Cr12MoVNbN 2Cr12NiMoWV 双相钢 00Cr18Ni5Mo3Si2 00Cr22Ni5Mo3N 00Cr25Ni6Mo2N 00Cr25Ni7Mo3N 00Cr25Ni6Mo3CuN 铁素体 0Cr13 0Cr18Ni9Ti 00Cr19Ni10 奥氏体不锈 0Cr17Ni12Mo2 钢 0Cr17Ni14Mo2 00Cr19Ni13Mo3 316L 317L SUS312L SUS317L 316 SUS316 SAF SS 321 304L SUS410S SUS321 SUS304L SAF S31803 XM32 SUH600 SUH616 3RE60 329J3L1 329J1L1R-4 329J4L SAF2507 SAF2205 DIN1.PH SUH630 美国 410 431 440C 日本 SUS410 SUS431 SUS440c 欧洲 SAF2301 SAF2321
ZG00Cr19Ni10 ZG00Cr17Ni14Mo2 0Cr25Ni20 00Cr20Ni18Mo6CuN
CF3 CF3M 310S S31254
SCS19A SCS16A SUS310S 254SMO
江苏唯益换热器有限公司
选型设计技术参数表
型:B3-190-130X
_________________________________________________________________________
LNG (99% CH4) Mass flow rate kg/s 19.05
Fluid Condensed/Vapourized kg/s 0.00
Inlet temperature ?XC 10
Outlet temperature(vapor/liquid) ?XC
Operating pressure (In/Out) bar
Pressure drop kPa 7.2
Velocity Connection (CH) m/s 0.227
Heat Exchanged kW 400
Heat Transfer Area m2 48.64 (total)
O.H.T.C service W/(m2*K) 478.2
Fouling Resistance * 10000 m2*K/W 0.0
Mean Temperature Difference K 12.5
Relative direction of the fluids
Countercurrent
No. of. Units
No. of plates
130 (each unit)
No. of effective plates
Number of passes
Plate material / thickness
AISI 316 L/ 0.40 mm
_______________________________________________________________________
价格：RMB: 30000
（含税含运费）
交货期：款到后15个工作日
性能取决于客户数据的准确性,客户设备供应能力以及产品的匹配。
地 址：江苏省丹阳市埤城镇
电 话：1 传 真：2
联系人：韩维哲
邮编：212311
工业用换热器选型
摘要：换热器是工业生产过程中的重要设备之一，一般可按用途、热量传递方式等进行分类。按用途可分为热交换器、冷凝器、蒸发器，加热器及冷却器五大类；按热量传递方式则可分为混合式换热器、蓄热式换热器、间壁式换热器等。在生产过程中，要充分考虑生产需求选择适宜的换热器。
关键词：换热器；类型；对比
换热器作为热力系统中的重要设备之一，在工业生产过程中，被应用于加热或冷却流体，经过换热器的相互换热转换，达到回收热量、降低冷却水的消耗，它是节能降耗，提高工业生产经济效益的高效能换热设备，是炼油、化工生产中不可缺少的重要设备，并在动力、原子能、冶金及食品等其他工业生产中被广泛应用。
换热器的分类方法有很多，现将几种常见的分类方法介绍如下：
按用途分类
按用途来说，一般可分为热交换器、冷凝器、蒸发器，加热器及冷却器五大类。热交换器指利用两种不同温度的介质进行热量交换，使其中一种介质降温，而另一种介质升温，以满足各自不同的需要；冷凝器则指两种不同温度的介质在进行热交换过程中，其中一种介质由汽态冷凝成液态的换热器；蒸发器，与冷凝器正好相反，是指其中一种介质由液态蒸发成汽态；加热器单纯地完成介质升温的操作过程，冷却器是通过冷却剂将另一种介质降温的换热过程。在生产过程中，根据不同的需要选择不同作用的换热器，以适应生产的需求。
按热量传递方式分类
换热量传递方式可分为混合式换热器、蓄热式换热器、间壁式换热器。
混合式换热器
混合式换热器是利用冷热两种介质通过直接混合的作用进行热量交换的热交换器，其结构简单，造价便宜，一般呈塔状，如冷水塔、造粒塔、气流干燥装置、流化床等。因此，凡允许流体相互混合的场合，都可采用这种换热器。如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却等，混合式换热器被广泛应用于化工和治金企业、动力工程、空气调节工程等生产部门当中。混合式热交换器可分为冷却塔、气体洗涤塔、喷射式热交换器等。
冷却塔是指利用自然通风或机械通风的方法，将高温的水进行冷却降温，
范文五：4.1.1 选择换热器的类型
两流体温度变化情况：热流体进口温度80℃，出口温度60℃；冷流体（循环水）进口温度32℃，出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却，热流体为热水，为不易结垢和清洁的流体。冬季操作时进口温度会降低，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较小，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。
4.1.2 流动空间及流速的测定
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，热水走壳程。选用25×2.5的碳钢管，根据表三——管内流速取u i=1.0m/s。 .
4.2确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程热水的定性温度为
T=80?60=70（℃） 2
管程流体的定性温度为
t=32?40=36 (℃) 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。
水在70℃下的有关物性数据如下：
密度 ?0?977.8kg/m3
定压比热容cp0?4.187kJ/(kg?℃）
导热系数 ?0?0.6676 W/(m?℃）
黏度 ?0?40.61?10?5Pa?s
循环冷却水在36℃下的物性数据：
密度 ?i?993.6kg/m3
定压比热容cpi?4.174kJ/(kg?℃）
导热系数 ?i?0.627 W/(m?℃）
黏度 ?i?71.39?10?5Pa?s
4.3计算总传热系数
4.3.1 热流量
m0?=25252.5(kg/h) 330?24
Qo?mocpoto
?.187?(80?60) ?kJ/h
4.3.2 平均传热温差
?tm??t1??t2(80?40)?(60?32)??33.6℃ ?t180?40lnln60?32?t2
4.3.3 冷却水用量
Qo??63324.9kg/h cpi?ti4.174?(40?32)
4.3.4 总传热系数 K
管程传热系数
?i?0.02?1.0?993.6
??diui?i?i?0.02i?di???i????0.8?cp?i????i????0.4
0.?390.8?4.17??.8?5??0.??
?30W5/m2?℃0.4??
壳程传热系数
假设壳程的传热系数
?o?290W/m2?℃
污垢热阻(根据表一表二选取)
Rsi?0.?℃/W
Rso?0.?℃/W
管壁的导热系数??45W/m?℃?
K?1 ooo?Rsi??Rso??ididi?di?o??
?1 0.25?0.0251?0.??0.?0.?0.0225290
?121.8W/m2?℃ ??
4.4计算传热面积
Q587.4?103
S'???143.53m2 K?tm121.8?33.6
考虑15%的面积裕度，
S?1.15?S'?1.15?143.53?165.1m 2
4.5工艺结构尺寸
4.5.1 管径和管内流速
选用?25?2.5传热管(碳钢),取管内流速ui?1.0m/s
4.5.2 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
按单程管计算,所需的传热管长度为
L?di2u?3600? ?56.3?57（根）20.785?0.02?1.0S49.6??11.1m ?dons3.14?0.025?57
按单程管设计,传热管过程,宜采用多管程结构。现取传热管长L?6m，
则该换热器管程程数为
Np?L11.1??（管程）2 l6
传热管总根数N?57?2?114
4.5.3平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
80?60?2.5 40?32
40?32?0.167
按单壳程, 2管程结构,温差校正系数应查附图六——对数平均温度校正系
但R?2.5的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同
平均传热温差
?tm???t?t'm?0.95?33.6?32.0℃
范文六：项目任务书
项目名称：换热器选型与维护
项目总经理:姚 方
专业：化学工程与工艺
班级： 11化工本（1）
项目组成员：周健波 胡明镜 朱勇
一、 工作任务 ................................................................................................................................. 3 二、 计算......................................................................................................................................... 3
1. 管路的计算 .......................................................................................................................... 4
1.1 管径的计算 ................................................................................................................ 4 1.2 雷诺准数 .................................................................................................................... 4 1.3 杨程的计算 ................................................................................................................ 4 2. 换热器的选型及计算步骤 .................................................................................................. 5 3. 核算压力降 .......................................................................................................................... 6
3.1 管程压力降 ................................................................................................................ 6 3.2 壳程压力降 ................................................................................................................ 7 4. 核算总传热系数 .................................................................................................................. 8
4.1 管程对流传热系数
............................................................................................... 8
4.2 壳程对流传热系数 .................................................................................................... 8
4.3 污垢热阻 .................................................................................................................... 8 4.4 总传热 ........................................................................................................................ 8
三、 设备的选择 ............................................................................................................................. 9
1. 选择合适的离心泵 .............................................................................................................. 9 2. 选择适当的真空表 .............................................................................................................. 9 3. 压力表的选择 ...................................................................................................................... 9 四、 设备一览表 ........................................................................................................................... 10 五、 开停车程序 ........................................................................................................................... 11
1. 开车前的准备 .................................................................................................................... 11 2. 开车程序 ............................................................................................................................ 11
2.1 机组启动步骤 .......................................................................................................... 11 2.2 机组启动 .................................................................................................................. 11 2.3 停车 .......................................................................................................................... 11
六、 换热器操作步骤 ................................................................................................................... 12
1. 换热器原理 ........................................................................................................................ 12 2. 换热器的开停步骤 ............................................................................................................ 12
2.1 开车步骤 .................................................................................................................. 12 2.2 停车步骤 .................................................................................................................. 13 3. 操作注意事项 .................................................................................................................... 13
一、工作任务
某学校化工系想提高学生的知识面和动手能力，所以准备建造一个DSC操作中心，其中一套是在常压下，水蒸气发生气液两相的转变的设备。
在一管壳式换热器中，用冷水将常压下饱和水蒸气冷凝成饱和液态水。水蒸气的质量流量为742Kg/h，常压下气传热为2258.4KJ/Kg，冷却水的进口温度为25℃，出口温度为35℃，流量为40149Kg/h。水的平均比热容为4.174 KJ/Kg·℃，总传热系数为500W/m?·℃
假定流体输送流量为15m3/h，输送温度为250C，
因为一般来说，液体流速的范围是0.5-3.0m/s，故取本任务中水的流速为1.5m/s
查书中附录(P338)得，在250C下，水的密度为997.0kg/m3,黏度系数为90.50×10-5Pa·s
1.管路的计算
1.1管径的计算
0.073?1?997.090.5?
1.2雷诺准数
0.073?1?997.090.5?10
因为输送管路选用的是PPR管φ90mm×8.2mm，，查书中图1-27(P52)
0.0188得摩擦系数?? 1.3杨程的计算
以贮水槽液面为1-1截面，以高位计量槽入口处截面为2-2截面
Wupupe1122
2ggg2gg伯努利方程：
式中：因贮水槽和入口截面处与大气相通，则 P??0
因贮水槽截面比管道截面大得多，在体积流量相同的情况下，贮水槽内水的
u1?0 流速比管内流速就小得多，故贮水槽内水的流速可忽略不计，即
查书中表1-29（P60）得，一个内径为70mm的截止阀的当量长度为22m；一个
内径为70mm的自动调节阀可视为全开闸阀，其当量长度为58m；一个内径为70mm的标准弯头的当量长度为4m,异径接口的当量长度有些复杂，进口阻力系数为0.5 故即ΣLe?22?2﹢4?2?58＝110m；
hf?0.0188??1?????15.6m
?15.62?He?6?
He?19.7mHe?19.7m
2.换热器的选型及计算步骤
水蒸气的质量流量为742Kg/h，常压下气传热为2258.4KJ/Kg，冷却水的进口温度为25℃，出口温度为35℃，流量为40149Kg/h。水的平均比热容为4.174 KJ/Kg·℃，总传热系数为500W/m?·℃ Q=Ws×Cp×Δt==*10^3*10/W Wc=Q/(Cpc(t2-t1))=0/4.174*10?*10=40149Kg/h
?t1??t275?65??75?C?t175
Q=75/65=1.154 -25)/(100-25)=0.133
由图4-19查的所以
?tm??tm1??t?75?0.933?70
K=500W/（m·℃）则 假设
可以选择换热器为
G325Ⅳ-2.5-13.8型换热器，有关参数见附录
S??n?dL?40?3.14?0.025?(4.5?1)?13.8m2
若选用该型号的换热器，要求过程的总传热系数为
?482W/(m2??C)
3.核算压力降
3.1管程压力降
?(?p1??p2)FtNsNp
其中，Ft=1.4,Np=4.Ns=1
管程流通面积：
n?40di2??(0.02)2??3.14?10?3m24Np44
diui?0.02?1.78?995.780.07?10
查表得?=0.0215
?P1???P2?3
995.7?1.782
??Pi?()?1.4?4?45489pa
995.7?1.782
3.2壳程压力降
?(?P1??P2)FsNs
其中Fs=1.0， Ns=1
?P1?Ffonc(NB?1)
因为管子为正三角形斜转60°排列，所以
取折挡板间距为h=0.15m
壳程流通面积Ao=h(D-ncdo)=0.15(0.325-7*0.025）=0.0225m?
Re=4469 Fo=0.736
?P1=5400Pa
?P2=5222Pa
?P0=()*1*1=10622Pa
可以表明，管程和壳程压力降都能满足。
4.核算总传热系数
4.1管程对流传热系数?i
Rei=4.43*10^4
4.174?103?80.07?10?5
61.76?10?2
?(4.43?104)0.8?5.410.4?7275W/m2??C
61.76?10?2
4.2壳程对流传热系数
?o?0.0077(
?2?23?958.4?9.81?(2.37?10)?
?0.0077??2
?5??5.11?10????
?795W/?m2?℃?
4.3污垢热阻
Rsi?0.0002m2?℃/WRso?0.00017m2?℃/W
17?0.275?20
?540W/?m2?℃?
所以安全系数为（（540-482）/482）*100％=12.0％，故所选择的换热
器是合适的。
三、设备的选择
1.选择合适的离心泵
以流量Q=15m3/h，扬程He=26.04m在书中图2-28（P117）查到适合的水泵为IS型65-50-125水泵，该水泵的性能如下： 流量Q=15m3/h 扬程 He=20m 效率=68％
轴功率=3千瓦
材质是铸钢
转速为2900r/min
2.选择适当的真空表
（NPSH）r=3.0m
Pv=4.2474KPa
P=?gh=995.7?9.81?6=5.86?104Pa
P1?28.68kP
P真空度?Pa-P1=72.65kPa
3.压力表的选择
P=?gh=995.7?9.81?6=5.86?104Pa
四、设备一览表
设备名称 设备型号 数量 厂家
不锈钢罐 换热器 离心泵 压力真空表 普通压力表 温度计 PPR管 直接接头 标准弯头 自动液位计 自动调节阀 截止阀
JL-SC-Ⅳ-2.5-13.8 IS65-50-125 YZ-100 Y-100 wss-411双金属 90*8.2mm 90mm 90mm DJ PROPORTIONAL NC J11H-16C-25C
1广 州宇星机械设备有限公司
1江 苏金龙机械工业有限公司
1宜 兴市汇富机械设备有限公司2上 海冠丰泵业制造有限公司
2上 海宝侯实业有限公司
1杭 州鹳山仪表有限公司 2天 津市武清区衡仪仪表厂 40中 国联塑管业有限公司 5中 国联塑管业有限公司 10中 国联塑管业有限公司 1宁 波市鄞州大嵩锅炉仪表厂 2 广州市圣汉自控设备有限公司10温 州市龙湾永兴永豪阀门厂
公称 直径：325mm
管程数：4 公称
子根数：40根
换热面积：13.8m?
换热管长度：4m 压力：2.5MPa
n=2900r/min,扬程20米，效率百分之68，轴功率3千瓦,必需气蚀余量3.0米 测量范围：-0.1-0.15MPa 精度等级：1.6级
测量范围：-0.1-0.15MPa 精度等级：1.6级
测量范围：0-500℃ 精度等级：1.5级
五、开停车程序
1.开车前的准备
（1）全面检查设备、管道、阀门、仪表、测量用具是否完好无损。
（2）检查电源、水源是否处于正常供应状态。
（3）检查阀门是否处于应开应关状态。
（4）一切准备就绪，准备开车。
2.开车程序
2.1机组启动步骤
（1）检查电源是否已送，是否已备开车条件；
（2）打开注水阀，打开排气阀以排尽泵内的空气。
2.2机组启动
水泵充满水以后，即可按电动机启动按扭，机组启动，观察压力
表、真空表是否正常，如无异常情况，缓慢打开出水管阀门，直至进
入正常运转状态。
1.关闭孔板流量计
2.缓慢关闭出水管路阀门
3.关闭电动机
4.做好泵体清洁卫生和保养工作。
六、换热器操作步骤
1.换热器原理
换热器实现物料间热量传递，通过传导、对流传热方式，将低温流体
加热或把高温流体冷却，把液体气化成蒸气或把蒸汽冷却成液体的加
热、冷却、蒸发、冷凝等传热过程并收集、再利用热量等，换热器在
化工、炼油、动力、核能和其它工业中都有普遍应用。
2.换热器的开停步骤
2.1开车步骤
a.检查换热器上的各连接螺栓是否拧紧，各法兰、阀门螺栓是否拧
紧，仪表、阀门等是否齐全好用，
b.在走气体介质管程/壳程中，打开排水阀，排放积水，放尽后逐一
c.先打开冷介质放空阀，再打开冷介质进入阀，待器内空气排尽关
放空阀。而后打开热介质入口阀，缓慢或逐次的通入。做到先预热后
加热，防止骤冷骤热对换热器寿命的影响，投入流体应干净、以防结
d.调节冷、热介质的流量，达到工艺要求（不超设备参数）。如：温
度、压力等，并定时分析冷热介质的温度、压力等参数变化情况。
在操作过程中，若为蒸汽过热器，则应及时排放冷凝液，以免形成水
击，造成设备损坏。影响换热效果。
f.定时检查换热器及设备本体连接处是否有损，或出现跑冒滴漏情况，
以及在运行过程中换热器有无振动现象。若有应立即排除。
2.2停车步骤
在停车时，应先停热介质，后停冷介质，并将管、壳程内的液体排
除干净，以防换热器冻裂和锈蚀。
3.操作注意事项
（1）换热器新安装或检修后必须经试压后才可以使用。
（2）换热器在开工时，要先通冷流再通热流，在停工时要先停热流
再停冷流。
（3）换热器不允许单向受热，浮头式换热器不允许两程温差过大。
（4）蒸汽加热器在停工吹扫时，必须先脱净存水，然后慢慢通气，
防止水击。
（5）换热器次扫时，一侧通气，另一侧要放空，以免憋压损坏。
（6）启用过程中，冷却水排气阀应保持打开状态，以便排出全部空
气，启用结束后应关闭。
（7）保持持管网的清洁，无论是在工作前还是工作完成后，我们都
必须要对管网中进行清洁处理，这样做的目的是为了避免发生换热器
堵塞的现象。还要注意及时对除污器以及过滤器的清洗，让整个工作
顺利完成。
（8）严重把关软化水，对于任何一种水质把关，这一点是相当重要，
在进行对软化水水质处理的前提下，首先要认真检查系统中的水和软
化罐水质问题，如果确定合格就可以进行注入处理。
（9）新系统检验，对于一些新系统来说，不能马上与换热器进行
交替使用，首先把新的系统在指定的时间段运行，让它有了一个运行
模式后，这个时候方可以把换热器并入系统中使用，这样做的目的完
全是为了避免管网中的杂质破坏换热器设备。
范文七：工业用换热器选型
摘要：换热器是工业生产过程中的重要设备之一，一般可按用途、热量传递方式等进行分类。按用途可分为热交换器、冷凝器、蒸发器，加热器及冷却器五大类；按热量传递方式则可分为混合式换热器、蓄热式换热器、间壁式换热器等。在生产过程中，要充分考虑生产需求选择适宜的换热器。
关键词：换热器；类型；对比
换热器作为热力系统中的重要设备之一，在工业生产过程中，被应用于加热或冷却流体，经过换热器的相互换热转换，达到回收热量、降低冷却水的消耗，它是节能降耗，提高工业生产经济效益的高效能换热设备，是炼油、化工生产中不可缺少的重要设备，并在动力、原子能、冶金及食品等其他工业生产中被广泛应用。
换热器的分类方法有很多，现将几种常见的分类方法介绍如下： 按用途分类
按用途来说，一般可分为热交换器、冷凝器、蒸发器，加热器及冷却器五大类。热交换器指利用两种不同温度的介质进行热量交换，使其中一种介质降温，而另一种介质升温，以满足各自不同的需要；冷凝器则指两种不同温度的介质在进行热交换过程中，其中一种介质由汽态冷凝成液态的换热器；蒸发器，与冷凝器正好相反，是指其中一种介质由液态蒸发成汽态；加热器单纯地完成介质升温的操作过程，冷却器是通过冷却剂将另一种介质降温的换热过程。在生产过程中，根据不同的需要选择不同作用的换热器，以适应生
产的需求。
按热量传递方式分类
换热量传递方式可分为混合式换热器、蓄热式换热器、间壁式换热器。
混合式换热器
混合式换热器是利用冷热两种介质通过直接混合的作用进行热量交换的热交换器，其结构简单，造价便宜，一般呈塔状，如冷水塔、造粒塔、气流干燥装置、流化床等。因此，凡允许流体相互混合的场合，都可采用这种换热器。如气体的洗涤与冷却、循环水的冷却等，混合式换热器被广泛应用于化工和治金企业、动力工程、空气调节工程等生产部门当中。混合式热交换器可分为冷却塔、气体洗涤塔、喷射式热交换器等。
冷却塔是指利用自然通风或机械通风的方法，将高温的水进行冷却降温，从而实现水流的循环使用，提高系统的使用效益的目的。一般在热力发电厂或核电站的循环水中使用冷却塔进行水体降温，并在实际生产过程中得到广泛应用。
气体洗涤塔是利用液体吸收气体混合物中的某些组成部分，进行气体增湿或干燥等。一般来讲，气体洗涤塔常被用作冷却气体，冷却液体则以水居多。如空调工程中被广泛使用的喷淋室，就是利用这个原因，对空气进行冷却，则进还进行加热处理等。由于气体洗涤塔对水质要求较高，且占地面积较大，因此在建筑工程中已不再作为常用换热器，而仅作为加湿设备使用。而纺织厂、卷烟厂等以
调节湿度为主要目的的生产基地仍广泛使用。
喷射式热交换器是利用压力的作用将流体由喷管中喷出，形成较高的速度，低压流体被引入混合室与射流直接接触，从而达到热传导过程，随后进行扩散管，最后以同一压力和温度传输出来。 蓄热式换热器
蓄热式换热器也被称作回热式换热器，是指冷热流体通过交替作用，与由固体制成的蓄热体相接触，当热流体通过的时候，将热量积蓄在蓄热体中，然后让冷流体通过，把热量带走。蓄热式换热器由于其结构紧凑、价格相对便宜、单位体积传热面积大，因此在气－气热交换中被广泛应用，如石油化工生产中的原料气转化和空气余热转化。
回转蓄热式换热器的蓄热体一般采用成型板片或金属丝网组成的扇形柜，外层由金属壳体密封，以每分1至4的速度进行连续换热。一般用耐火砖等砌成火格子，在换热过程中可分为两个阶段：第一阶段是热气体通过火格子，并将热量传导至火格子进行贮存的过程；第二阶段是冷气体通过火格子，接受火格子中储存的热量而达到被加热的过程。这两个交换阶段通过交替进行，被常用于冶金工业，如炼钢平炉的蓄热室等。在煤气炉的空气预热器或燃烧室中也被广泛应用。
但是由于通过两种流体的交换，不可避免地造成一小部分流体相互融合，使流体“污染”。因此蓄热式换热器一般应用于对介质混合要求较低的环境当中。
（三）间壁式换热器
两种不同温度的流体在固定的壁面面相隔的空间里流动，通过壁面导热和壁表面对流换热进行热量的传递，这种换热装备被称为间壁式换热器。间壁式换热器可使参加换热的流体不会混合，在传递过程中可稳定地进行。其传热面大多采用导热性较好的金属制作而成，也有些出于防腐等需要，使用非金属，如石墨，聚四乙烯等制作而成，是工业制造行业中最为广泛使用的一种换热器。
间壁式换热器又可分为夹套式换热器、沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、套管式换热器等几种。
夹套式换热器是指容器外壁安装夹套制成，结构相对简单，但由于受到容器壁面的限制，其传热系统相对不高。一般为提高传热系数，会使釜内液体受热均匀，可在其中安装搅拌器。当夹套中通过冷却水或加热剂的时候，也可在夹套中设置螺旋隔板等物，以增加湍流，提高夹套一侧的给热系数。也可在釜内安装蛇管，这种换热器被广泛应用于反应过程中的加热和冷却。
沉浸式蛇管换热器是通过将金属管弯绕形成与容器相适应的形
状，并使换热管沉浸在容器的液体中。蛇管换热器结构简单，可承受较高的压力，一般由耐腐蚀的材料制作而成，但由于容器内的液体湍动速度较低，管外的热系数较小。在生产过程中会采用在容器内安装搅拌器等来提高蛇管传热器的传热系数。
喷淋式换热器则是指换热管成排地固定在钢架结构上，热流体通过在管内流动，而冷却水则在上方通过喷淋装置均匀淋下，使流体
冷却。喷淋式换热管由于管外由一层湍动程度较高的液膜覆盖，因此其管外给热系数较沉浸式大很多。且由于喷淋式换热器多数放置于空气流通之处，冷却水在蒸发会带走一部分热量，因此可达到降低冷却水温度、增加传热推动力的作用，由于这个特点，喷淋式换热器又被视为沉浸式蛇管换热器的“升级”作品。
套管式换热器是由直径不同的直管制成同心套管，并由u形弯头连接而成。在套管式换热器中一种流体在管内流通，而另一种则通过环隙，这种者都可获得较高的流速，因而传热系数较大。在套管换热器中，由于两种流体可逆向流动，对数平均推力较大。套管式换热器的结构相对简单，可承受较大压力，使用方便。由于套管式换热器传热面积可根据需要进行适当增减，选择两管的管径，两流体便可获得适当的流速，而且可严格逆流。因此在超高压的生产过程中，如在3000大气压的高压聚乙烯生产中被广泛使用。
但是，由于套管式换热器的接头较多，接头处如果不做好处理，极易发生，且单位换热器的传热面积较小，因此适用于流量不大，传热面积也不大，但对压强要求较高的场合。
三、结语：
总之，要根据生产的需要，选择合适的换热器产品，在使用过程中要特别注意防止漏油，正确使用，以延长换热器的使用寿命，提高生产效率，真正达到对经济效益的有效提高。
参考文献：
[1]维亚洲,杨军飞,周春田.板式热交换器与管式热交换器的比较
分析[j].包装与机械.2008(29)
[2]赵孝保,张学济,赵磊.管壳式换热器计算机辅助设计与优化设计[j].能源研究与利用, 2007（3）
[3] 钱颂文.换热器设计手册[m].北京:化学工业出版社, 2002.
范文八：换热器的选型和设计指南
一、 概述 1. 选型原则
2. 工艺参数的选取 3. 计算方法 4. 结构设计
二、 分类及结构特点 1. 按照换热器作用原理分类
1.1 间壁式换热器（冷热流体不允许混合的场合各种管式和板式换热） 1.2 直接接触式换热器（凉水塔、洗涤塔、文氏管、喷射冷凝器） 1.3 蓄热式换热器
1.4 中间载热体式换热器 2. 按照换热器用途分类 2.1 加热器 2.2 预热器 2.3 过热器 2.4 蒸发器 2.5 再沸器 2.6 冷却器 2.7 冷凝器
3. 按换热器传热面形状和结构分类 3.1 管式换热器 3.2 板式换热器 3.3 特殊形式换热器
4. 按换热器所用材料分类 4.1 金属材料换热器 4.2 非金属材料换热器
三、 选型需要考虑的因素
1. 热负荷（显热+潜热的变化量） 2. 流体流量的大小 3. 流体的性质
4. 流体在换热器中的温度及温度的变化 5. 流体允许的压降 6. 对清洗、维修的要求 7. 设备结构的制造与材料 8. 价格、使用安全性与寿命 9. 技术经济指标的分析
3.1 管壳式换热器的选型 3.1.1. 适用范围
①压力：允许压力从高真空~41.5MPa，Pmax=60MPa，F≤5000m2 ②温度：-100℃~1100℃ （-270℃≤tmax≤1450）
3.1.2. 容量大、结构简单、坚固耐用、造价低廉、用材广泛、清洗方便、适应性强
3.1.3. U形管，适用于管、壳壁面温差较大，壳程易结垢管程清洁不易结垢及高温高压、腐蚀性强的场合，即高温高压腐蚀性强的介质走管内，密封易解决。
压降较大时选3较理想；对于10 翅片式空冷器选择条件：①水供应困难②水质不好，如结垢腐蚀③水热引起热污染，一般工艺出口温度较高＞65℃（即＞大气环境温度15~20℃），比列管式经济；工艺物料＜50℃用水冷。
3.3 结构参数的选取
3.3.1. 两端封头(TEMA型号代码符合
TEMA壳体换热器类型
流体在管内每通过管束一次称为一个管程，每通过壳体一次称为一个壳程。单壳程单管程换热器称1-1型换热器，两壳程四管程换热器称为2-4型换热器，如下图所示：
2-4型换热器
为提高管内流体速度：在两端封头设置适当隔板
为提高管外流体速度：在壳体内安装纵向隔板使流体多次通过壳体空间
各类换热器管程数限制 表1.3
换热器类型 管程数限制 U型管式 任意偶数，分程隔板只装在换热器前端 固定管板式 任意数，前、后两端均有分程隔板 拔出封头式 任意偶数，对于单程管，必须在浮头端
加密封节；一般不用于单管程换热器
带外密封套环的浮头式 单管程或双管程，因为尾部没有分程隔
带双开卡环的浮头式 任意偶数，单管程时浮头端要加装密封
带填料函的浮头式 任意数
壳内径 最大管程数 ＜250 4 250~510 6 510~760 8 760~0 12
①有相变 ②无相变
3.3.4. 合理压降
管壳式换热器、空冷器和套管式换热器 表1.5
气体和蒸汽（高压） 气体和蒸汽（低压） 气体和蒸汽（常压） 蒸汽（真空）
蒸汽（真空冷凝塔） 液体
F型壳体，壳侧压降
压降值 35-70Kpa 15-35Kpa 3.5-14Kpa ＜3.5Kpa 0.4-1.6Kpa 70-170Kpa 35-70Kpa
气体和蒸汽 液体
3.3.5 冷介质温度
①冷却水温度≤60℃，高于工艺物流冰点5℃。 ②温差：高温端△t≥20℃
低温端△t≥5℃
③工艺冷热流体换热时，低温端△t≥20℃。 3.3.6. 加热
被加热介质若有冷凝液，水合物，其出口温度必须高于露点或冰点5-10℃。 3.3.7. 接管位置
①被加热、蒸发：从下向上 ②被冷凝：从上向下 被冷却介质视接管经济 3.3.8. 结构参数
①换热管直径小紧凑，但压降增大，Φ19~25，汽液相时Φ32，直接加热时Φ76。 ②换热管长度通常用6米
③无相变换热器时，对于大面积换热可选用8~9米
④增加管束长度一是传热系数增加，二是在相同传热面积时，可减少管程，三是单位面积传热面比较低。但长管束一方面增加承重钢平台材料，另一方面增加占地及检修面积。
⑤翅片管：当光管的管外总阻力与管内阻力之比≥3时，要采用外翅片管，例如用蒸汽加热的再沸器，预热器，水冷器，及处理有机流体的冷凝器中。 ⑥当传热壁面两侧热膜系数都很小时，宜用两面带翅的。 ㈠ 折流板 型式：
①圆缺型、环盘型（压降小）、孔流型（压降大，但适用于清洁流体） ②其中圆缺型又分单圆，双圆缺、三圆缺。 折流板圆缺位置： ①无相变的对流传热，水平放置则壳体流体与管束不平行流动，也减少了壳程底部液体沉积。
②有悬浮物或结垢严重的流体使用的卧式换热器中，用圆缺板垂直型。
板翅式换热器
压降值 5-20Kpa 20-55Kpa
折流板圆缺高度：
①单圆缺型折流板的开口高度为直径的10~45%
②双圆缺型折流板的开口高度为直径的15~25%，两者一般取20~30%。
折流板间距：壳体直径的30~50%，最小折流板间距为壳体直径的1/5，并＞50m/m，亦最大折流板间距为壳体直径的1/2，并≤TEMA规定的最大无支撑直管跨距的0.8倍。 ㈡ 折流杆
避免大圆缺小间距和小圆缺大间距。β取值0.9~0.92。 ㈢ 防旁流设施 ①密封条 ②盲管
③缓冲挡板
3.4 管壳式换热器的设计要点 3.4.1. 选型（见3.1）
3.4.2. 计算换热面积，初选换热器型号 ①根据换热任务，计算传热量
②确定流体在换热器中的流动途径
③确定流体在换热器中两端的温度，计算定性温度，确定在定性温度下流体物性 ④计算平均温度差，并根据温度差校正系数不小于0.8的原则，确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温
⑤根据两流体的温差和设计要求，确定换热器的型式
⑥依据换热流体的性质及设计经验，选取总传热系数值K（选） ⑦依据总传热速率方程，初步算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸或按照系列标准选择设备规格 3.4.3. 计算管壳压降
若压降不符合要求，要调整流速，再确定管程和折流挡板间距 3.4.4. 核算总传热系数 计算管、壳对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K(计算)然后与K（选）比较，若K计/K选=1.15~1.25则初选的换热器合适。 3.4.5. 计算要点说明
3.4.5.1 冷热流体的热平衡方程式：
Qreq??WCP?T?hot??WCp?t?cold
?A??T??F??t?K
换热器计算时还要加5%的散热，换热器面积还要有10%的余地。 传热速率方程式：
?R?h?h?Rf?Rw
式中：hi、ho 管内管外两流体的传热膜系数
两流体的污垢热阻
Rw 金属壁面热阻 3.4.5.2 计算类型
①物性数据：冷热流体的进出口温度，定性温度下的密度，比热容，粘度，导热系数，表面张力
②工艺数据：冷热流体的流量，进出口温度，进口压力，允许压降，及污垢系数 ③结构数据：使其结构最优，尺寸最小
④壳体形式：管程数，管子类型，管长，管子排列，壳内径 ⑤折流挡板型式：冷热流体流动通道方式 计算前先确定下列基本参数 ①管长（3、5、6、7.2、9） ②管间距（1.25-1.5管外径）
③流向角 管子排列角（30°，45°，60°，90°） ④换热管外径及管壁厚（19、25） 校核计算项目： ①管程数
②壳内径/管数
③折流板间距/折流板数 型式 ④管长/管间距 ⑤流向角
⑥管内径/壁厚 最终计算
①总体设计尺寸 ②热阻大小
③设计余量：水流速＞1.5m/s时，不必余量太大，否则流速降低，换热系数下降 ④压降的利用和分布---要增加在提高K上
压降来源：㈠ 进出口管口处，不宜消耗在此，控制占总压降的30%以下。
㈡ 横向管束错流，有利于传热
㈢ 防冲板、分布器流速，在压降允许范围内，尽量提高，因为提
高流速以获得较大的K和较小的污垢热阻。
⑤有效平均温差 3.4.6 调整设计方案
㈠ 传热系数为控制因素时： 提高壳侧传热系数的方法
①使用低翅片（提高流动状态）
②减少换热管外径和管间距（提高壳侧流速） ③提高壳侧流体速度（减少折流板间距） ④选用F型G型（壳侧多分流） 提高管侧给热系数 ①减少管外径 ②增加管长
③变换流动分布
㈡ 压力降成为控制因素时：
降低壳侧压力降
①使用双圆缺折流板或管窗内部排管 ②选用J型壳体，无隔板分流 ③增加管间距
④改变流向角 45°/90° 降低管侧压力降 ①增大管径 ②减少管长
㈢ 温度推动力为限制因素时 ①选用纯逆流型 ②增加壳程数
③减少管侧流体量
㈣ 减少振动---降低扰动频率或增加自然频率 ①减小管子跨距长度 ②减小壳侧流体速度 ③改变折流板型式 ④降低壳体流速 ⑤增加折流板厚度
⑥将板与折流板孔之间的间距调到最小 ⑦折流板材料不应比管子硬 ⑧使用壁厚管并使管子紧固 ⑨采用解滞隔板
⑩堵塞所有旁路流和流程分隔滞流 ㈤ 冷热流体通道的选择
①不洁净和结垢的液体宜走管程，因管内清洗方便
②腐蚀性流体宜走管程，避免管束和壳体同时受到腐蚀 ③压强高的流体宜走管内，以免壳体承受压力 ④饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较干净，给热系数与流速无关且冷凝液易排出
⑤被冷却的流体宜走壳程，便于散热 ⑥若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将给热系数大的流体通入壳程，以减少热应力
⑦流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re＞100即可达到湍流，但不是绝对的，如果流体流动阻力损失允许，将这种流体通入管内，并采用多管程结构，反而能得到更高的给热系数。
2 传热过程名词定义
3 换热器选型
附图 管壳式换热器型式
为指导公司工艺设计人员合理地进行换热器的选型，特制定本导则。 1.2 范围
适用于石油化工装置工艺设计中换热器的选型。
2 传热过程名词定义
无相变过程
在整个传热过程中不发生相变化，只有显热传递。 2.1.1 加热
用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 2.1.2 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。 2.1.3 换热
用工艺流体加热或冷却另外一工艺流体的过程。 2.2 沸腾过程
在传热过程中存在着相的变化—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。 2.2.1 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。 2.2.2 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。 2.3
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。
2.3.1 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。 2.3.2 有不凝汽的冷凝
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。
3 换热器选型
3.1 换热器的分类和选择 3.1.1 换热器的分类
3.1.2 换热器的选择原则
根据工艺条件，采用图3.1.2进行初步的换热器选型。
图3.1.2 换热器型式初选图⑴
注：本图及其它图中的压力均指绝压。
3.2 无相变管壳式换热器的分类和选择 3.2.1 分类
常用的有以下三类：
1） 固定管板换热器（管侧可以清洗）；
2） U型管换热器（壳侧可以清洗）；
3） 浮头式换热器（管侧、壳侧均可以清洗）。 3.2.2 管壳式换热器中流体位置的选择
1） 易结垢的流体在管内，便于清洗，如冷凝器的冷却水一般走管内；
2） 流量小的流体在管内，可以采用多管程，以便选择理想流速； 3） 腐蚀性强的流体，尽可能在管内； 4） 压力高的流体在管内；
5） 两流体温差大时，给热系数大的流体在管间，以减小管壁和壳体壁间的温差；
6） 与外界温差大的流体在管内；
7） 饱和蒸汽的冷凝在壳侧，因为冷凝过程对流速和结垢无要求，且便于冷凝液的排放；
8） 粘度大的流体一般在壳侧，因为低Re数时，壳侧的给热系数比管内高； 9） 给热系数低的流体在壳侧，可采用低翅片管强化传热。 3.2.3 选择
表3.2.3 无相变换热器的选型 图3.2.3 无相变换热器的选择
无相变换热器的选型⑵
② 表3.2.3中用词从优到劣的排序（表3.3.2、表3.4亦同）：
很好 → 好 → 尚好 → 尚可 → 小心（要用心设计） → 危险（由于相对缺少实验数据） → 差（即操作性能差）。
无相变换热器的选择⑴
3.3 再沸器的分类、特点和选型
表3.3.1 再沸器的型式及特性 表3.3.2 再沸器的选型 图3.3.1 再沸器的选择 图3.3.2 再沸器的选择
图3.3.3 再沸器的选择
再沸器的型式及特性⑴
表3.3.2 再沸器的选型⑵
图3.3.1 再沸器的选择⑴
注：* — 大热负荷时选用。
再沸器的选择⑵
再沸器的选择
3.4 冷凝器的型式、特点和选型
表3.4 冷凝器的型式和特点 图3.4 冷凝器的选择
冷凝器的型式和特点⑵
冷凝器的选择⑴
3.5 高效换热器的特点及选型
3.5.1 高效换热器是指传热效率比普通换热器更高的传热设备，它的特点是由于强化了传热，导致传热面积减少，热强度提高。尤其在低温差，低Re数（高粘度，小流量）时，更具优越性。
主要强化途径：
改变流体的传热机理或流态，如增加扰动，减薄层流边界层等手段，以达到提高给热系数较低一侧流体的传热，或同时提高两侧流体的给热系数（均较低时）；
通过扩展表面，增加传热表面积（如翅片管，螺纹管等）；
采取措施减轻结垢程度。如弹簧在线清洗，壁面加防垢涂层或加大流体对壁面的冲刷，减少死区，防止污垢沉积。
强化措施可以单独采用，也可以复合在一起。应视具体问题灵活掌握。 3.5.2 无相变时的强化
管外 — 采用螺旋槽管、螺纹管、翅片管（包括横翅和纵翅）等； 2）
管内 — 加内插物（湍流促进器）、内波纹管和纵翅管等； 3）
管内、外同时强化 — 用缩放管、螺旋扁管及外螺纹内波纹管等； 4）
管间支撑物 — 如折流杆、螺旋形折流挡板等；
改变流道的几何形状 — 如采用板式换热器、板翅式换热器、螺旋板换热器等。
3.5.3 沸腾时的强化
高热通量管 — 沸腾表面采用喷涂多孔表面，特别适用于低温差沸腾传热； 2）
T型翅片管 — 用机加工方法改变沸腾表面状态，以增加汽化核心和传热面积等。
3.5.4 冷凝时的强化
改变冷凝表面的物理性质 — 通过加滴状冷凝促进剂，冷凝表面镀贵金属（金、银等）和涂高分子材料，冷凝液在表面张力的作用下使冷凝过程呈滴状冷凝；
低翅片管（或螺纹管等）— 达到增加传热面积和改变冷凝液的分布，从而强化冷凝传热。
参 考 资 料
Design Report No.18:Selection of Heat Exchanger Equipment 2）
Design Manual Volume 2
化工单元操作设计手册 第四章 换热器设计 4） 化工单元操作设计资料 第三章 传热 5）
Hydrocarbon Processing, 1992.10
附图：管壳式换热器型式
范文十：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 Wq—换热量 K —传热系数 m2 W 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： BR35 F=36m2 北京市华都换热设备厂 工艺水 低温冷却 水系统 流量 m /h 计算结果 实测结果 59 63
冷冻水 进水温 度 ℃ 6 7 出水温 度 ℃ 11 22
进水温 度 ℃ 28 22
出水温 度 ℃ 17 17
压降 MPa 0.03 0.04
流量 m /h 130 21
压降 MPa 0.06
北京市华都换热设备厂 工艺水 高温水 进水温 度 ℃ 90 90 出水温 度 ℃ 70 36
40℃热水 系统 流量 m /h 计算结果 实测结果 6 10
进水温 度 ℃ 10 33
出水温 度 ℃ 40 39
压降 MPa 0.
流量 m /h 9 1
压降 MPa 0.008
二、 手工标准算法 计算方法与步骤 （一）工艺条件 热介质 进出口温度℃ 流量 Th1 m3/h Th2 Qh △ Ph
压力损失（允许值） MPa 冷介质 进出口温度℃ 流量 Tc1 m3/h
Tc2 Qc △ Pc
压力损失（允许值） MPa （二）物性参数
物性温度 介质重度 介质比热 导热系数 运动粘度 普朗特数
Th=(Th1+Th2)/2 γ h Cph
λ h ν h Prh
Tc=(Tc1+Tc2)/2 γ c Cpc λ c ν c Prc
Kg/m3 KJ/kg·℃ W/m·℃ m2/s
（三）平均对数温差（逆流） △ T=((Th1-Tc2)-(Th2-Tc1))/ln((Th1-Tc2)/(Th2-Tc1)) 或△ T=((Th1-Tc2)+(Th2-Tc1))/2 （四）计算换热量 Wq=Qh*γ h*Cph*(Th1-Th2)=Qc*γ c*Cpc*(Tc2-Tc1) （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) Wl—角孔流速 Q —介质流量 D —角孔直径 （六）定型设备参数 单板换热面积 单通道横截面积 板片间距 平均当量直径 传热准则方程式 压降准则方程式 Nu—努塞尔数 m/s m3/h m （样本提供） s f l de Nu=a*Reb *Pr m Eu=x*Rey Eu—欧拉数 m2 m2 m m (d ≈ 2*l) ≤ 3.5～ 4.5m/s W （分子等于零）
a.b.x.y—板形有关参数、指数 Re—雷诺数 Pr—普朗特数 m —指数 （七）拟定板间流速初值 热介质 m=0.3 Wh 或 Wc 冷介质 m=0.4
Wc=Wh*Qc/Qh W 取 0.1～ 0.4m/s （八）计算雷诺数 Re=W*de/ν W —计算流速 de—当量直径 ν —运动粘度 （九）计算努塞尔数 Nu=a*Reb *Pr m （十）计算放热系数 α =Nu*λ /de α —放热系数 λ —导热系数
（纯逆流时）
m/s m m2/s
W/m2·℃ W/m·℃
分别得出 α h、 α c 热冷介质放热系数 （十一）计算传热系数 K=1/(1/α h+1/ α c+rp+rh+rc) rp—板片热阻 rh—热介质污垢热阻 rc—冷介质污垢热阻 （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) Q—流量 f—单通道横截面积 W—板间流速 （十四）计算换热器程数 N=(Fm/s+1)/(2*n) s—单板换热面积 （十五）计算实际换热面积 N 为≥ 1 的整数 m2 （圆整为整数） m3/h m2 m/s W/m2·℃
0.·℃ /W 0.0000172 ～ 0.·℃ /W 0.0000258 ～ 0.·℃ /W
F=(2*N*n-1)*s （十六）计算欧拉数 Eu=x*Re y （十七）计算压力损失
（纯逆流）
△ P=Eu*γ *W 2 *N*10-6 MPa γ —介质重度 W—板间流速 N—换热器程数 Kg/m3 m/s
选定厂家，根据角孔流速确定换热器型号，从手册查出在设计工况下冷、热介质的各种物理 参数，根据厂家样本提供的传热经验公式及流阻经验公式，初步设定流体的板间流速，求出 雷诺数，经计算得出传热系数及压力损失，在实际换热面积不小于理论换热面积的前提下， 若压力损失大于许用值，则应进一步降低初定的板间流速，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 算结果准确，应用范围广；缺点是计算复杂，步骤多，时间长。 三、 计算机算法 利用计算机进行板式换热器选型计算，充分发挥了计算机运算速度快的特长，一 个计算在微机上几秒钟内就能完成，且结果的准确性是手算难以达到的。板换厂家选型 计算软
件中存贮了计算所需的不同水温时水的各种物理参数及板式换热器定型设备的 所有参数， 设计人员在计算机上进行计算时只需输入工艺条件 （如水量、 水温、 压降等） 就能马上得出计算结果，这为设计人员提供了极大的方便。计算人员还可以输入不同的 工艺条件 （如水量、 水温相同， 压降不同等） 或更换换热器型号以得出不同的计算结果， 通过对结果的比较、优化，最终选定既经济合理又性能可靠的板式换热器。 设计人员在要求板换厂家提供板式换热器选型计算书时，除了向板换厂家提供换 热系统的换热量（或液体流量）、冷热介质的进出水温、压力损失外，还应该提供污垢 系数（亦称污垢热阻）。压力损失、污垢系数的设定值对选型是非常重要的。压力损失 设定值过大，换热面积减小，虽然节省了设备一次性投资，但使换热系统的能量消耗增 加、维护清洗费用增加、设备运行时间缩短；压力损失设定值过小，换热面积增大，造
成设备一次性投资增加。要达到既节省了一次性投资，又使能量消耗、维护清洗费用达 到一个合理值，最佳的压力损失为 0.03MPa。污垢系数因换热介质不同而不同，设计人 员不应为了安全而盲目将污垢系数取大，污垢系数最大不超过 0.·℃ /W。以 下给出常用介质板式换热器的污垢系数： 液体的种类 软水或蒸馏水 低硬度的工业用水 高硬度的工业用水 处理过的冷却塔循环水 润滑油 植物油 有机溶剂 污垢系数（ m2·℃ /W） 0.....0000172— 0..0000172— 0..0000086— 0.000026
以下分别给出瑞典舒瑞普公司及北京华海换热器厂对某一换热系统的计算结果， 并对结果进行分析和比较： 计算条件 工艺水 冷冻水 Q=25m3/h Tc1=5℃ Th1=25 ℃ Tc2=10℃ Th2=20℃ 压力损失 0.05MPa
污垢系数 0.1 m2·℃ /kW
瑞典舒瑞普公司计算结果 工艺水流量（ m3/h） 工艺水进口温度（℃） 工艺水出口温度（℃） 工艺水平均温度（℃） 工艺水容重（ Kg/m3） 工艺水比热（ KJ/Kg·℃） 工艺水导热系数（ W/m·℃） 工艺水运动粘度（ 10-6·m2 /s） 工艺水压力损失（ MPa） 25.0 25.0 20.0 22.5 996.7 4.189 0.608 1.027 0.05 冷冻水流量（ m3/h） 冷冻水进口温度（℃） 冷冻水出口温度（℃） 冷冻水平均温度（℃） 冷冻水容重（ Kg/m3） 冷冻水比热（ KJ/Kg·℃） 冷冻水导热系数（ W/m·℃） 冷冻水运动粘度（ 10-6·m2 /s） 冷冻水压力损失（ MPa） 24.9 5.0 10.0 7.5 .207 0.585 1.285 0.05
工艺水角孔直径（ mm） 工艺水角孔流速（ m/s） 工艺水板间流速（ m/s） 工艺水雷诺数 平均对数温差（℃） 换热量（ kW） 换热面积（ m2） 换热器型号 板片材
料 垫片材料
70 1.80 1.00 .4 2.52 GX-12 AISI 316 NBR(S)
冷冻水角孔直径（ mm） 冷冻水角孔流速（ m/s） 冷冻水板间流速（ m/s） 冷冻水雷诺数 污垢系数（ m2·℃ /kW） 传热系数（ W/m2·℃） 换热器程数 板片总数 板片厚度（ mm） 最高工作压力（ MPa）
70 1.80 1.00
北京华海换热器厂计算结果 工艺水流量（ m3/h） 工艺水进口温度（℃） 工艺水出口温度（℃） 工艺水平均温度（℃） 工艺水容重（ Kg/m3） 工艺水比热（ KJ/Kg·℃） 工艺水导热系数（ W/m·℃） 工艺水运动粘度（ 10-6·m2 /s） 工艺水压力损失（ MPa） 工艺水角孔直径（ mm） 工艺水角孔流速（ m/s） 工艺水板间流速（ m/s） 工艺水雷诺数 平均对数温差（℃） 25.0 25.0 20.0 22.5 997.1 4. 0.89 0.05 70 1.80 0.42
冷冻水流量（ m3/h） 冷冻水进口温度（℃） 冷冻水出口温度（℃） 冷冻水平均温度（℃） 冷冻水容重（ Kg/m3） 冷冻水比热（ KJ/Kg·℃） 冷冻水导热系数（ W/m·℃） 冷冻水运动粘度（ 10-6·m2 /s） 冷冻水压力损失（ MPa） 冷冻水角孔直径（ mm） 冷冻水角孔流速（ m/s） 冷冻水板间流速（ m/s） 冷冻水雷诺数 污垢热阻（ m2·℃ /kW） 8.08 5.0 20.4 12.7 999.7 4. 1.31 0.02 70 0.58 0.13 828 0.1
换热量（ kW） 换热面积（ m2） 换热器型号 板片材料 垫片材料
144.7 7.6 BR20 SUS 304 EPNM
传热系数（ W/m2·℃） 换热器程数 板片总数 板片厚度（ mm） 最高工作压力（ MPa）
从计算结果可以看出， 舒瑞普公司在计算中采用温度设定值不变， 通过调整污垢系数， 改变传热系数来满足传热方程 F=Wq/(K*△ T)。 北京华海换热器厂在计算中采用污垢系数设 定值不变，通过调整冷冻水出口温度，改变平均对数温差及传热系数来满足传热方程 F=Wq/(K*△ T)。换热面积的确定在多数情况下取决于设计工况的压力损失设定值。北 京华海换热器厂通过增加板片数量使流道数增加、降低板间流速来满足设计工况对压力损 失的要求。舒瑞普公司不仅可以通过增加板片数量来降低压力损失，而且在板片数量不变 的前提下通过改变板片的组合也能在一定范围内降低压力损失，这主要依赖于舒瑞普公司 先进的板片设计， 它使得舒瑞普公司所选用的板式换热器跟设计工况比较接近， 而且换热面 积取值较小。 北京华海换热器厂选型计算结果的主要特点是与实际工况比较接近， 它会在自 控要求很高的换热系统中，为正确选择自控阀提供较为准确的数据。 板式换热器不同于其它设备的最显箸特点是它的非标准化，每个设备厂的模具都 是自行开发的，各有各的特点。因此同一换热系统的板式换热器面积
大小会因设备厂家 的不同而发生变化，这一点设计人员因在设计说明中加以提醒，否则业主在板式换热器 面积不变的前提下更换设备厂家，将会产生异想不到的后果。
(1)求热负荷 Q
Q=G．ρ．ＣP．Δt
(2)求冷热流体进出口温度
t2=t1+ Q /G ．ρ ．ＣP
(3)冷热流体流量
Ｇ= Q / ρ ．ＣP ．(t2-t1
(4)求平均温度差 Δtm
Δtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)或 Δtm=(T１-t2)+(T2-t1)/2
(5)选择板型
若所有的板型选择完，则进行结果分析。
(6)由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin，Ｎmax
Ｎmin = Q / Kmax ．Δtm ．F P ．β
Ｎmax = Q / Kmin ．Δtm ．F P ．β
(7)取板片数 N（Ｎmin≤Ｎ≤Ｎmax ）
若 N 已达Ｎmax，做（5）。
(8)取 N 的流程组合形式，若组合形式取完则做（7）。
(9)求 Re，Nu
Re = W ．de / ν
Nu =a1．Rea2．Pra3
(10)求 a，K 传热面积Ｆ
a = Nu ．λ / de
K= 1 / 1/ah+1/ ac+γc+γc+δ/λ0
F= Q /K ．Δtm ．β
(11)由传热面积Ｆ求所需板片数ＮＮ
ＮＮ= F/ Fp+ 2
(12)若 N＜NN，做（８）。
(13)求压降 Δp
Eu = a4．Rea5
Δp = Eu ．ρ．W 2 ．ф
(14) 若 Δp＞Δ 允，做（８）；
若 Δp≤Δ 允，记录结果 ，做（８）。
注: 1．（1）、（2）、（3）根据已知条件的情况进行计算。
2．当 T1-t2=T2-t1 时采用 Δtm = (T１-t2)+(T2-t1)/2
3．修正系数 β 一般 0.7～0.9。
4． 压降修正系数 ф ， 单流程 ф 度=1～1.2 ， 二流程、 三流程 ф=1.8～2.0， 四流程 ф=2.6～ 2.8。
5．a1、a2、a3、a4、a5 为常系数。
选型计算各公式符号的意义及单位