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换热器计算步骤

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

容器类型

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）认识换热流体的物理化学性质和腐化性能

（2）由热均衡计算的传热量的大小，并确立第二种换热流体的用量。

（3）确立流体进入的空间

（4）计算流体的定性温度,确立流体的物性数据

（5）计算有效均匀温度差，一般先按逆流计算，而后再校核

（6）选用管径和管内流速

（7）计算传热系数，包含管程和壳程的对流传热系数，因为壳程对流传热系数与壳径、

管制等构造相关，所以，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，而后再校核

（8）初估传热面积，考虑安全要素和初估性质，常采纳实质传热面积为计算传热面积

值的1.15～1。

25倍

（9）选用管长l0

（10）计算管数NT

（11）校核管内流速，确立管程数

（12）画出排管图，确立壳径Di和壳程挡板形式及数目等（13）校核壳程对流传热系数

（14）校核均匀温度差（15）校核传热面积

（16）计算流体流动阻力。

若阻力超出同意值，则需调整设计。

2.3确立物性数据

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℃状况下为蒸汽，所以在不考虑动工温度、压力不稳固的状况下，壳程物料应为蒸汽,故壳程不存在相变。

关于壳程不存在相变，其定性温度可取流体出入口温度的均匀值。

其壳程混淆气体的均匀温度为：

t=420295

357.5℃（2-1）

2

管程流体的定性温度:

T=310330

320℃

2

依据定性温度，分别查取壳程和管程流体的相关物性数据.

2.3.2物性参数

管程水在320℃下的相关物性数据以下：

【参照物性数据无机表1。

10.1】

表2—2

密度

ρi—=709。

7

㎏/m3

定压比热容

cpi=5。

495

kJ/㎏.K

热导率

λi=0.5507

W/m.℃

粘度

μi=85.49

μPa.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

密度

ρo=28.8

㎏/m3

定压比热容

cpo=3.033

kJ/㎏。

K

热导率

λo=0。

0606

W/m.℃

粘度

μo=22.45

μPa.s

普朗特数

Pr=1。

122

2.4估量传热面积

2。

4。

1热流量

依据公式（2-1）计算：

QWcpt【化原

4—31a】

（2-2）

将已知数据代入（2-1）得：

QWCt=60000×5。

495×103（330—310）/3600=1831666.67W

1p11

式中：

W1——工艺流体的流量，kg/h；

Cp1——工艺流体的定压比热容,kJ/㎏。

K；

t1—-工艺流体的温差，℃；

Q——热流量,W。

2.4.2均匀传热温差

依据化工原理4—45公式（2-2）计算：

t1

t2

（2—3）

tm

t1

ln

t2

按逆流计算将已知数据代入（2-3）得:

tm

t1t2

420330

310295

℃

t1

420

41.86

330

ln

ln

295

t2

310

式中：

tm——逆流的对数均匀温差，℃；

t1-—热流体出入口温差,℃;

t2-—冷流体出入口温差，℃;

可按图2—1中（b）所示进行计算。

图2-1列管式换热器内流型

2.4。

3传热面积

2

依据所给条件选定一个较为适合的K值，假定K=400W/m。

K则估量传热面积为：

Q

S（化工原理式4—43）（2—4）

Ktm

将已知数据代入（2-3）得:

S

Q1831666.67

109.39m2

K

tm40041.86

式中：

S——估量的传热面积，m2；

2

K——假定传热系数，W/m.℃；

tm——均匀传热温差，℃。

考虑的面积裕度,则所需传热面积为:

S'S1.15112.881.15125.8m2（2—5）

2。

4.4热流体用量

依据公式（2-4）计算：

由化工原理热均衡公式

Q

W

cpt

将已知数据代入（2—4）得:

Q

1831666.67

W2

t2

17392.68kg/h（2-6）

Cp2

3.033（420295）

式中Q——热流量，W；

cp2——定压比热容，kJ/㎏。

℃;

t2—-热流体的温差，℃；

W2—-热流体的质量流量，kg/h。

2。

5工艺尺寸

2。

5。

1管数和管长

1.管径和管内流速

依据红书表3-2

换热管规格

表2—4

资料

钢管标准

外径厚度

外径误差

壁厚误差

/（mmmm）

/mm

碳钢

GB8163

25

2

。

5

0.20

12%

10%

依据红书表3-4取管内流速ui1m/s

⒉管程数和传热管数

依红书3-9式nqv，可依据传热管内径和流速确立单管程传热管数

2

4du

qv

16.67

709.7

74.8

75

（根）

（2-7）

ns

2

0.022

1

4diui

4

式中qv——管程体积流量，

m3

；

s

n——单程传热管数目；

di——传热管内径,mm;

u—-管内流体流速，ms.

按单管程计算，依红书3-10，所需的传热管长度为

L

Ap

125.8

21.3m

（2-8

）

dons

0.025

75

式中L-—按单程管计算的传热管长度，m

Ap——传热面积，m2；

do--换热管外径，m.

按单管程设计，传热管过长，则应采纳多管程，依据本设计实质状况，采纳非标准

设计，现取传热管长l

6m,则该换热器的管程数为

Np

L

21.3

4

（管程）

（2-9）

l

3.56

6

传热管总根数

NT

ns

Np754

300（根）

（2

—10）

式中，d0——管子外径，m；

NT'-—传热管总根数，根；

d0——管子外径，m；

3。

换热器的实质传热面积,依照红书3—12，

Ad0lNT3.140.0256300141.3m2（2—11）

式中，NT换热器的总传热管数；

A换热器的实质传热面积。

2.5.2均匀传热温差校订及壳程数

采纳多管程损失部分传热温差，这类状况下均匀传热温差校订系数与流体出入口温

度相关，此中按红书3—13a3—13b

热流体的温差

T1

T2（2—12）

R

冷流体的温差

t2

t1

冷流体的温差

t2

t1（2—13）

P

两流体最先温差

T1

t1

将已知数据代入（2—12）和（2-13）得：

T1

T2

420

295

R

t1

330

0.75

t2

310

t2

t1

330

310

P

t1

420

0.22

T1

310

按单壳程，四管程构造，红书图3—7，查得校订系数[1]:

图2-2温差校订系数图

t0.96；

均匀传热温差按式（2-9）计算：

tm

tt塑（2-14）

将已知数据代入（2-9）得：

。

tmtt塑0.9641.8640.2C

式中：

tm—-均匀传热温差,℃;

t——校订系数；

t塑——未经校订的均匀传热温差，℃.

因为均匀传热温差校订系数大于0.8，同时壳程流量较大,故取单壳程适合。

传热管摆列方式:

采纳正三角形摆列

每程各有传热管75根，其前后官箱中隔板设置和介质的流通次序按化工设计3

—14选用

取管心距：

t1.28d0（2—15）

则管心距：

t1.28do1.282532mm

依据标准选用为32mm：

隔板中心到离其近来一排管中心距

s

t

32

22mm

6

6

—16）

2

2

（2

各程相邻传热管的管心距为2s=44mm。

每程各有传热管75根,其前后管箱中隔板设置和介质的流通次序按图2—4选用.

图2-3组合摆列法

图2-4隔板形式和介质流通次序

⒌壳体内径

采纳多管程构造，壳体内径可按式计算。

正三角形摆列，4管程，取管板利用率为

0.6~0.8，取0.7,则壳体内径为

D1.05tNT1.0532

300

695.5（mm）。

（2—17）

0.7

式中:

D—-壳体内径，m；

t-—管中心距,m；

NT—-横过管制中心线的管数

按卷制圆筒进级挡圆整,取为D=700mm.

2.5。

3折流板

管壳式换热器壳程流体流通面积比管程流通截面积大，为增大壳程流体的流速，增强其湍动程度，提升其表面传热系数，需设置折流板。

单壳程的换热器仅需要设置横向折流板。

采纳弓形折流板，弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%～25%，取25%，取则切去的圆缺高度为：

h0.25700175mm（2-18）

故可取h

180mm

取折流板间距B

0.3D,则

B

0.3

700210（mm）

（2—19）

可取为B=250mm。

折流板数NB

NB

传热管长

6000

（块）

（2-20）

-1

-1

23

折流板间距

250

折流板圆缺面水平装置。

化工设计图3—15

图2—5弓性折流板（水平圆缺）

2。

5.4其余附件拉杆

拉杆数目与直径：

由化工设计表4-7表4—8该换热器壳体内径为700mm，故其拉杆直径为φ16拉杆数目为6个。

2.5。

5接收

依照化工原理式1—24，

壳程流体出入口接收：

取接收内水蒸气流速为

u14。

42m/s，则接收内径为

4V1

4

17393

3600

）

（

D1

28.8

0.219（m）

（2-21

）

u1

4.42

圆整后可取内径为D1

150mm。

管程流体出入口接收：

取接收内液体流速为u21m/s，则接收内径为

4

60000

）

4V2

（

D2

3600

709.7

0.173（m）

u2

1

圆整后取管内径为D2=180mm。

式中：

D-—接收内径，m；

u-—流速,m/s；

V--热、冷流体质量流量，kg/s。

2。

6换热器核算

2.6.1热流量核算

2。

6。

1。

1壳程表面传热系数

壳程表面传热系数用克恩法计算,见式红书3-22

0.55

1

3（

）0.14（2—22）

o0.361RePr

de

w

当量直径,依式红书3—32b计算：

3

2

2

e

4（

2t

4do）（2—23）

d

do

将已知数据代入（2—23）得：

3

2

2

3

2

2

4（

2t

4do）

4（

2

0.032

4

0.025）

de

do

0.025

0.020（m）

式中de-当量直径,m；

t-管心距，m;

d0—管外径，m。

壳程流通面积依红书式3-25计算

SoBD（1

do

）

t

SoBD（1

do

0.

025

2

）s2

BD（1

d2

）（2—24）

t

）

0.250.7（1

0.

032

）

0.038（m

t

式中B-折流板间距，m；

D—壳体内径,m；

t-管心距，m；

do—管径，m;

So—壳程流通面积,m2。

依照红书计算步骤,壳程流体流速及其雷诺数

分别为

17393

28.8）

Vo

（3600

4.415（m/s）

（2—25）

uoSo

0.038

deu

0.024.41528.8

113275.72

（2-26）

Reo

22.45

106

普朗特数

Pr

1.122

黏度校订

（

）0.14

1

壳程表面传热系数

1

o0.36

1Re

0.55

3（）0.14

Pr

de

113276

w

1682.5（W/m2

℃）

0.360.0606

0.551.122

3

1

0.02

（2-27）

式中u2-壳程流体流速,m/s；

2

s2—壳程流通面积，m；

—密度,kg/m3

m—热流体的质量流量，kg/h。

2。

6.1。

2管内表面传热系数

管程流体流通截面积

Si

di

NT

0.022

75

0.0236（m2）

4

n

4

管程流体流速

ui1（m/s）

雷诺数

Rei

idiui

709.7

0.026

1166031.1

i

85.49

10

普朗特数

Pr

0.853

按化工原理

式

i

0.23

i

Re0.8Pr0.4

得

di

i

0.23

i

Re0.8Pr0.4

di

1.230.5507166031.10.80.8530.4562.5（W/m2℃）0.02

（2-28）

（2—29）

（2—30）

式中：

Re--雷诺数；

de——当量直径,m；

ui——管程流体流速，m/s;

i—-密度，kg/m3；

i-—粘度，Pa。

s。

Pr——普朗特数；

cpi--定压比热容，kJ/㎏.℃；

i——粘度，Pa.s；

i——热导率,W/m.℃.

。

3污垢热阻和管壁热阻

污垢热阻和管壁热阻可取

[1]:

化工原理附录20

管外侧污垢热阻

Ro

0.8598

10

4

（m

2

·℃/W）

4

2

管内侧污垢热阻

Ro

0.8598

10

（m

·℃/W）

管壁热阻按红书式计算，查表[1]

可得碳钢在该条件下的热导率为40W/（m.K）：

b

（2—31）

Rw

w

将已知数据代入（2-31）得：

Rw

b

0.002

2104（m2?

K/W）

w

40

式中：

Rw-—管壁热阻，m2.K/W；

b——传热管壁厚,m；

w——管壁热导率，W/m。

℃。

2.6。

1.4传热系数Kc

按红书3-21计算:

因为i值更小，故按Ki计算

KC

1

（2—32）

di

R0di

Rwdi

1

od0

d0

dm

Ri

i

将已知数据代入（2-32）得:

1

KC

0.02

0.8598

10

4

0.02

2

10

4

0.02

104

1

（

0.8598

）

628.5

0.025

0.025

0.02

562.5

346.1

W/m2

K

2。

6.1.5传热面积裕度

红书3-35

AC

Q

1831666.67

2

（2—33）

KC

tm

126.42（m）

346.141.86

该换热器的实质换热面积

A

A

dolNT

3.140.0256300

141.3（m2）

（2-34）

依红书

式3-36

该换热器的面积裕度为

H

AAC

100%

141.3126.42100%11.79%

（2—35）

AC

126.42

该换热器的面积裕度适合，该换热器能够达成生产任务.

2.6.2壁温核算

2。

6.2。

1温差计算

因为工作条件是高温高压,与四时气温相差特别大。

所以出入口温度能够取原操作

温度.此外，因为传热管内侧污垢热阻较大会使传热管壁温降低，降低了传热管和壳体

之间的温差。

但操作早期时，污垢热阻较小,壳体和传热管间壁壁温差可能很大.计算中因按最不利的要素考虑，所以，取双侧污垢热阻为零计算传热管壁温。

由红书3—42式计算：

Tm（1

Rc）tm（1

Rh）

tw

c

h

（2—36）

1

1

Rc

Rh

c

h

液体的均匀温度按红书3—44和3—45式

tm0.4t20.6t1

计算有:

tm0.43300.6310318

（℃）

（2-37

）

hc

ho

682.6

（W/m2·℃）

hh

hi

562.5

（W/

m

2·℃

）

代入2—36式传热管均匀壁温

Tm

tm

357.5

318

Tw

hc

hh

682.6

562.5

336.8（℃）（2-38

）

1

1

1

1

hc

hh

682.6

562.5

式中：

T1--热流体入口温度，℃；

T2-—热流体出口温度，℃；

t

t2-—冷流体出口温度,℃。

壳体壁温,能够近似取为壳程流体的均匀温度，即t=357。

5℃。

传热管壁平和壳体壁温之差为

t357.5336.820.7（℃）

（2

—39）

该温差较大，需设温度赔偿器。

因为水和水蒸气不简单结垢，不需要常常冲洗，因

此采纳U型管换热器较为适合。

。

2管程流体阻力依式（2-29）

pi（p1p2）NpFt（2-36）

此中Np4Ft1.5

式中：

Np-—管程数；

pi——管程总阻力，Pa；

Ft—-管程结垢校订系数，对252.5mm的管子,取1.5;

p

l

u2

（2-37）

i

id

i

2

由Re=166031查化原表1—2

传热管绝对对粗拙度

0.02

传热管相对对粗拙度

0.02

0.001

20

查化工原理图1-27

莫狄

—Re图

得i0.021

709.7kg/m3，u1m/s，将已知数据代入（2-37）得：

pii

lu2

di2

6

709.7

12

0.021

2

2235.5Pa

0.02

式中：

i——摩擦系数；

l——管长，m；

di——传热管内径,m；