30平方列管換熱器

㈠ 列管換熱器計算方法

進水量×水的比熱＝吸熱量
換熱面積＝吸熱量/對數溫差/傳熱系數
蒸汽量=吸熱量/2133.6

列管換熱器也稱管殼式換熱器，是以封閉在殼體中管束的壁面作為傳熱面的間壁式換熱器。這種換熱器結構較簡單，操作可靠，可用各種結構材料（主要是金屬材料）製造，能在高溫、高壓下使用，是目前應用最廣的類型。

管殼式換熱器http://www.caishenyeye.com/chanpin/chanpin_126_616.html
管殼式換熱器由殼體、傳熱管束、管板、折流板（擋板）和管箱等部件組成。殼體多為圓筒形，內部裝有管束，管束兩端固定在管板上。進行換熱的冷熱兩種流體，一種在管內流動，稱為管程流體；另一種在管外流動，稱為殼程流體。為提高管外流體的傳熱分系數，通常在殼體內安裝若干擋板。擋板可提高殼程流體速度，迫使流體按規定路程多次橫向通過管束，增強流體湍流程度。換熱管在管板上可按等邊三角形或正方形排列。等邊三角形排列較緊湊，管外流體湍動程度高，傳熱分系數大；正方形排列則管外清洗方便，適用於易結垢的流體。

㈡ 請問30平方列管式換熱器 用於酒精蒸餾塔冷凝 多少錢

碳鋼的差不多一萬五左右

㈢ 列管換熱器的換熱管數量和管徑是怎麼計算的,!

先算總換熱需要，再算內外兩介質的傳熱系數和管壁的傳熱系數，然後根回據換熱面積答決定管數和管徑，其中管徑是有規范的。

換熱器是將熱流體的部分熱量傳遞給冷流體的設備，是換熱器的元件之一，置於筒體之內，用於兩介質之間熱量的交換。

換熱管在管板上的排列形式主要有正三角形、正方形和轉角正三角形、轉角正方形。換熱管中心距宜不小於1.25倍的換熱管外徑，最常用的換熱管中心距間下表。 常用的換熱管中心距 （mm）：

而由上表可知，換熱器中的換熱管數目由換熱板面積、換熱管外徑及換熱管間中心距三項共同決定。

㈣ 直徑600高2000,33平方列管換熱器,用多大管徑多少條

無縫管系列直徑（外徑）219、273、325、377、426、516. 卷管系列直徑（內徑）200、250、300、350、400、450、.500、600、700、800、900、1000. 具體可參照GB151《鋼制列管換熱器》.

㈤ 關於列管式換熱器的傳熱管排布

GB151上5.6.3.2相規定換熱管中心距離一般不宜小於1.25倍的換熱管外徑，常用的換熱管外徑（mm）-管心距（mm）：10-13，12-16，14-19,16-22,19-25,20-26，22-28,25-32,30-38,32-40,38-44,38-48,45-57,50-64,55-70,57-72。

㈥ 列管換熱器的換熱面積如何計算

兩管板內側間距離內所有換熱管的外表面積之和。 F=n*L*3.14*D
n=管子數量
L=兩管板內側間距離
D=換熱管外直徑

㈦ 跪求列管式換熱器換熱面積

這個我以前設計過，我是學化工的，你這個設計，冷熱流體都是水是么？
具體過程我想你的書上都有吧，我們用的教材是天大的，我可以就你這個數據幫你算下，選擇一個換熱器，過程還得你自己補下，因為我不知道你用的是什麼教材，具體什麼格式~~~不過這個很復雜的，得核對K和Re
根據你的數據可以算出φ△t=0.92，殼層數為1。
然後我計算了一下，得到了你需要的換熱器的參數如下：
殼直徑0.436m，管程流通面積0.0116m^2，換熱面積16.9m^2，折流板間距0.6m管子總根數74，管子長度3m，管程2，管子外徑0.025m，內徑0.02m，可得到得富裕面積為超出27%，內壓強降為67.65Pa，外壓強降為59.05Pa。在要求內
這個計算真的挺繁瑣的，我給你算好了，你照我給你找好的換熱器做吧~~
這么辛苦，把分給我唄~~~呵呵，如果還有什麼不懂的地方找我~~~~期望能給你帶來幫助！！！~~~~~（註：我用的是天大最新版的）

㈧ 求列管換熱器的計算

列管式換熱器的設計計算
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【關鍵詞】列管式換熱器
【論文摘要】列管式換熱器的設計計算

列管式換熱器的設計計算
� 1． 流體流徑的選擇
� 哪一種流體流經換熱器的管程，哪一種流體流經殼程，下列各點可供選擇時參考(以固定管板式換熱器為例)
� (1) 不潔凈和易結垢的流體宜走管內，以便於清洗管子。
(2) 腐蝕性的流體宜走管內，以免殼體和管子同時受腐蝕，而且管子也便於清洗和檢修。
(3) 壓強高的流體宜走管內，以免殼體受壓。
(4) 飽和蒸氣宜走管間，以便於及時排除冷凝液，且蒸氣較潔凈，冷凝傳熱系數與流速關系不大。
(5) 被冷卻的流體宜走管間，可利用外殼向外的散熱作用，以增強冷卻效果。
(6) 需要提高流速以增大其對流傳熱系數的流體宜走管內，因管程流通面積常小於殼程，且可採用多管程以增大流速。
(7) 粘度大的液體或流量較小的流體，宜走管間，因流體在有折流擋板的殼程流動時，由於流速和流向的不斷改變，在低Re(Re>100)下即可達到湍流，以提高對流傳熱系數。
� 在選擇流體流徑時，上述各點常不能同時兼顧，應視具體情況抓住主要矛盾，例如首先考慮流體的壓強、防腐蝕及清洗等要求，然後再校核對流傳熱系數和壓強降，以便作出較恰當的選擇。
2. 流體流速的選擇
增加流體在換熱器中的流速，將加大對流傳熱系數，減少污垢在管子表面上沉積的可能性，即降低了污垢熱阻，使總傳熱系數增大，從而可減小換熱器的傳熱面積。但是流速增加，又使流體阻力增大，動力消耗就增多。所以適宜的流速要通過經濟衡算才能定出。
此外，在選擇流速時，還需考慮結構上的要求。例如，選擇高的流速，使管子的數目減少，對一定的傳熱面積，不得不採用較長的管子或增加程數。管子太長不易清洗，且一般管長都有一定的標准；單程變為多程使平均溫度差下降。這些也是選擇流速時應予考慮的問題。
3. 流體兩端溫度的確定
若換熱器中冷、熱流體的溫度都由工藝條件所規定，就不存在確定流體兩端溫度的問題。若其中一個流體僅已知進口溫度，則出口溫度應由設計者來確定。例如用冷水冷卻某熱流體，冷水的進口溫度可以根據當地的氣溫條件作出估計，而換熱器出口的冷水溫度，便需要根據經濟衡算來決定。為了節省水量，可使水的出口溫度提高些，但傳熱面積就需要加大；為了減小傳熱面積，則要增加水量。兩者是相互矛盾的。一般來說，設計時可採取冷卻水兩端溫差為5～10℃。缺水地區選用較大的溫度差，水源豐富地區選用較小的溫度差。
4. 管子的規格和排列方法�
選擇管徑時，應盡可能使流速高些，但一般不應超過前面介紹的流速范圍。易結垢、粘度較大的液體宜採用較大的管徑。我國目前試用的列管式換熱器系列標准中僅有φ25×2.5mm及φ19×mm兩種規格的管子。
管長的選擇是以清洗方便及合理使用管材為原則。長管不便於清洗，且易彎曲。一般出廠的標准鋼管長為6m，則合理的換熱器管長應為1.5、2、3或6m。系列標准中也採用這四種管長。此外，管長和殼徑應相適應，一般取L/D為4～6(對直徑小的換熱器可大些)。
如前所述，管子在管板上的排列方法有等邊三角形、正方形直列和正方形錯列等，如第五節中圖4－25所示。等邊三角形排列的優點有:管板的強度高；流體走短路的機會少，且管外流體擾動較大，因而對流傳熱系數較高；相同的殼徑內可排列更多的管子。正方形直列排列的優點是便於清洗列管的外壁，適用於殼程流體易產生污垢的場合；但其對流傳熱系數較正三角排列時為低。正方形錯列排列則介於上述兩者之間，即對流傳熱系數(較直列排列的)可以適當地提高。�
管子在管板上排列的間距 (指相鄰兩根管子的中心距)，隨管子與管板的連接方法不同而異。通常，脹管法取t=(1.3～1.5)do，且相鄰兩管外壁間距不應小於6mm，即t≥(d+6)。焊接法取t=1.25do。
5. 管程和殼程數的確定� 當流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數很多時，有時會使管內流速較低，因而對流傳熱系數較小。為了提高管內流速，可採用多管程。但是程數過多，導致管程流體阻力加大，增加動力費用；同時多程會使平均溫度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面積減少，設計時應考慮這些問題。列管式換熱器的系列標准中管程數有1、2、4和6程等四種。採用多程時，通常應使每程的管子數大致相等。
管程數m可按下式計算，即:
� (4-121)�
式中�u―――管程內流體的適宜速度， m/s；
� u′―――管程內流體的實際速度， m/s。�

圖4-49串聯列管換熱器 當殼方流體流速太低時，也可以採用殼方多程。如殼體內安裝一塊與管束平行的隔板，流體在殼體內流經兩次，稱為兩殼程，如前述的圖4-47和圖4-48所示。但由於縱向隔板在製造、安裝和檢修等方面都有困難，故一般不採用殼方多程的換熱器，而是將幾個換熱器串聯使用，以代替殼方多程。例如當需二殼程時，則將總管數等分為兩部分，分別安裝在兩個內徑相等而直徑較小的外殼中，然後把這兩個換熱器串聯使用，如圖4-49所示。

6. 折流擋板�
安裝折流擋板的目的，是為了加大殼程流體的速度，使湍動程度加劇，以提高殼程對流傳熱系數。
第五節的圖4－26已示出各種擋板的形式。最常用的為圓缺形擋板，切去的弓形高度約為外殼內徑的10～40％，一般取20～25％，過高或過低都不利於傳熱。
兩相鄰擋板的距離(板間距)h為外殼內徑D的(0.2～1)倍。系列標准中採用的h值為:固定管板式的有150、300和600mm三種；浮頭式的有150、200、300、480和600mm五種。板間距過小，不便於製造和檢修，阻力也較大。板間距過大，流體就難於垂直地流過管束，使對流傳熱系數下降。
�擋板切去的弓形高度及板間距對流體流動的影響如圖3-42所示。
�7. 外殼直徑的確定�
換熱器殼體的內徑應等於或稍大於(對浮頭式換熱器而言)管板的直徑。根據計算出的實際管數、管徑、管中心距及管子的排列方法等，可用作圖法確定殼體的內徑。但是，當管數較多又要反復計算時，作圖法太麻煩費時，一般在初步設計時，可先分別選定兩流體的流速，然後計算所需的管程和殼程的流通截面積，於系列標准中查出外殼的直徑。待全部設計完成後，仍應用作圖法畫出管子排列圖。為了使管子排列均勻，防止流體走"短路"，可以適當增減一些管子。�
另外，初步設計中也可用下式計算殼體的內徑，即: �� (4-122)
式中 �D――――殼體內徑， m；
� t――――管中心距， m；
� nc―――－橫過管束中心線的管數；
� b′―――管束中心線上最外層管的中心至殼體內壁的距離， 一般取b′=(1～1.5)do。
nc值可由下面的公式計算。
管子按正三角形排列時: (4-123)
管子按正方形排列時: (4-124)
式中n為換熱器的總管數。
�按計算得到的殼徑應圓整到標准尺寸，見表4-15。�
8．主要構件�
封頭 封頭有方形和圓形兩種，方形用於直徑小的殼體(一般小於400mm)，圓形用於大直徑 的殼體。
緩沖擋板 為防止殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊，可在進料管口裝設緩沖擋板。
�導流筒 殼程流體的進、出口和管板間必存在有一段流體不能流動的空間(死角)，為了提 高傳熱效果，常在管束外增設導流筒，使流體進、出殼程時必然經過這個空間。�
放氣孔、排液孔 換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以排除不凝性氣體和冷凝液等。�
接管尺寸 換熱器中流體進、出口的接管直徑按下式計算，即:

��式中Vs--流體的體積流量， /s；
� �u --接管中流體的流速， m/s。
流速u的經驗值為:�
對液體 u=1.5～2 m/s
對蒸汽 u=20～50 m/s�
對氣體 u=(15～20)p/ρ (p為壓強，單位為atm ；ρ為氣體密度，單位為kg/)�
9． 材料選用�
列管換熱器的材料應根據操作壓強、溫度及流體的腐蝕性等來選用。在高溫下一般材料的機械性能及耐腐蝕性能要下降。同時具有耐熱性、高強度及耐腐蝕性的材料是很少的。目前 常用的金屬材料有碳鋼、不銹鋼、低合金鋼、銅和鋁等；非金屬材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不銹鋼和有色金屬雖然抗腐蝕性能好，但價格高且較稀缺，應盡量少用。
�10． 流體流動阻力(壓強降)的計算
� (1) 管程流體阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對於多程換熱器，其總阻力 Δpi等於各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。一般進、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為: �
� （4-125）��
式中 �Δp1、Δp2------分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，N/；�
� Ft-----結垢校正因數，無因次，對於φ25×2.5mm的管子， 取為1.4，對φ19×2mm的管子，取為1.5；
� � Np-----管程數；
� � Ns-----串聯的殼程數。�
上式中直管壓強降Δp1可按第一章中介紹的公式計算；回彎管的壓強降Δp2由下面的經驗公式估算，即:
�� �� (4-126)
(2) 殼程流體阻力 現已提出的殼程流體阻力的計算公式雖然較多，但是由於流體的流動狀況比較復雜，使所得的結果相差很多。下面介紹埃索法計算殼程壓強Δpo的公式，即:
� � (4-127)
式中 Δp1′-------流體橫過管束的壓強降，N/；
�Δp2′-------流體通過折流板缺口的壓強降，N/；�
�Fs --------殼程壓強降的結垢校正因數，無因次，對液體可取 1.15，對氣體或可凝蒸氣 可取1.0
而 (4-128)
(4-129)
式中 F----管子排列方法對壓強降的校正因數，對正三角形排列F=0.5，對正方形斜轉45°為0.4，正方形排列為0.3；
� fo----殼程流體的摩擦系數，當Reo＞500時，
nC----橫過管束中心線的管子數；
�� NB----折流板數；� �
h ----折流板間距，m；�
uo----按殼程流通截面積Ao計算的流速，而。
一般來說，液體流經換熱器的壓強降為 0.1～1atm，氣體的為0.01～0.1atm。設計時，換熱器的工藝尺寸應在壓強降與傳熱面積之間予以權衡，使既能滿足工藝要求，又經濟合理。
�三、 列管式換熱器的選用和設計計算步驟
� 1． 試算並初選設備規格�
(1) 確定流體在換熱器中的流動途徑。�
(2) 根據傳熱任務計算熱負荷Q。��
(3) 確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管式換熱器的型式；計算定性溫度，並確定在定性 溫度下流體的性質。
�(4) 計算平均溫度差，並根據溫度校正系數不應小於0.8的原則，決定殼程數。�
(5) 依據總傳熱系數的經驗值范圍，或按生產實際情況，選定總傳熱系數K選值。�
(6) 由總傳熱速率方程�Q＝KSΔtm，初步算出傳熱面積S，並確定換熱器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列標准選擇設備規格。�
2． 計算管、殼程壓強降� 根據初定的設備規格，計算管、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工 藝要求。若壓強降不符合要求，要調整流速，再確定管程數或折流板間距，或選擇另一規格的設備，重新計算壓強降直至滿足要求為止。�
3． 核算總傳熱系數� 計算管、殼程對流傳熱系數αi 和αo，確定污垢熱阻Rsi和Rso，再計算總傳熱系數K'，比較K得初始值和計算值，若K'/K＝1.15～1.25，則初選的設備合適。否則需另設K選值，重復以上計算步驟 。�
通常，進行換熱器的選擇或設計時，應在滿足傳熱要求的前提下，再考慮其他各項的問題。它們之間往往是互相矛盾的。例如，若設計的換熱器的總傳熱系數較大，將導致流體通過換熱器的壓強降(阻力）增大，相應地增加了動力費用；若增加換熱器的表面積，可能使總傳熱系數和壓強降降低，但卻又要受到安裝換熱器所能允許的尺寸的限制，且換熱器的造價也提高了。
此外，其它因素(如加熱和冷卻介質的用量，換熱器的檢修和操作)也不可忽視。總之，設計者應綜合分析考慮上述諸因素，給予細心的判斷，以便作出一個適宜的設計。

㈨ 列管換熱器換熱面積計算公式是什麼

兩管板內側間距離內所有換熱管的外表面積之和。 F=n*L*3.14*D 。其中，n=管子數量 ，L=兩管板內版側間距離，D=換熱權管外直徑。

㈩ 列管式換熱器設計

常用換熱管規格有ø19×2mm, ø25×2mm(不銹鋼）, ø25×2.5mm（碳鋼）,

排列方式：正方形直列 正方形錯列
三角形直列 三角形錯列
同心圓排列

年處理量：6000kg/h，
煤油從140℃－40 ℃
循環水入口溫度：30 ℃－40 ℃

煤油壓力：0.3MPa
循環水壓力：0.4MPa
由於循環冷卻水較易結垢，為便於水垢清洗，應使循環水走管程，油走殼程，選用Ф25×2.5的碳鋼管，管內流速取0.5m/s。
殼程油的定性溫度為：
T＝90℃
管程流體的定性溫度為：
t＝35 ℃