换热器计算步骤..

1、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别设计规范单位MpaC/Kg/h/壳侧7.22420/295蒸汽、水IIIGB150管侧28310/330水60000GB1502.2管壳式换热器传热设计基本步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管内流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个

2、壳程传热系数，以计算K,然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.151.25倍（9）选取管长I。（10）计算管数Nt（11）校核管内流速，确定管程数（12）画出排管图，确定壳径Di和壳程挡板形式及数量等（13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。2.3确定物性数据定性温度由饱和水蒸气表可知，蒸汽和水在 p=7.22MPa t>295 C情况下为蒸汽，所以在不考 虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。对于壳程不存在相变，其定

3、性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为：t=420 295357.5 C(2-1 )2管程流体的定性温度：310 330T=320 C2根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据物性参数管程水在320C下的有关物性数据如下：【参考 物性数据 无机 表表2 2密度p i- =709.7kg /m3定压比热容cpi =5.495kJ/ kg.K热导率入 i =0.5507W/m.C粘度卩 i =85.49卩 Pa.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 饱和水蒸气表密度p o=28.8kg /m3定压比热容Cpo=3.033kJ/ k

4、g.K热导率入 o=0.0606W/m.C粘度1 o=22.451 Pa.s普朗特数Pr=1.1222.4估算传热面积241热流量【化原 4-31a】(2-2)根据公式（2-1）计算：Q WCp t将已知数据代入 （2-1）得:Q WC p1 t1 =60000X 5.495 X 103 (330-310)/3600=1831666.67W式中：W,工艺流体的流量，kg/h ；Cp1 工艺流体的定压比热容，kJ/ kg.K;t1 工艺流体的温差，C；Q热流量，W平均传热温差根据化工原理4-45 公式（2-2）计算:tmt1t2(2-3)按逆流计算将已知数据代入（2-3）得:tmt1 t2t1I

5、n420 330310 29541.86 C420 330In310 295式中：tm逆流的对数平均温差，°C；t1热流体进出口温差，c；t2 冷流体进出口温差，c；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243传热面积根据所给条件选定一个较为适宜的K值，假设K=400 W/m.K则估算传热面积为QK tm（化工原理式4-43）(2-4)将已知数据代入 （2-3）得:Q 1831666.67K tm 400 41.86109.39 m2式中：S估算的传热面积，m2 ；k 假设传热系数，w/m c；tm 平均传热温差，C。考虑的面积裕度，则所需传热面积为：S'

6、 S 1.15 112.88 1.15 125.8m2(2-5)2.4.4热流体用量根据公式（2-4）计算：由化工原理热平衡公式Cp t将已知数据代入 （2-4）得:W2QCp2 t218316666717392 68 kg/h3.033 (420 295)(2-6)式中Q热流量，WCp2 定压比热容，kJ/ kC；t2 热流体的温差，C；W2 热流体的质量流量，kg/h2.5工艺尺寸管数和管长1.管径和管内流速根据红书表3-2换热管规格根据红书表3-4取管内流速Ui1m/s表2-4材料钢管标准外径厚度/ （mm mm外径偏差/mm壁厚偏差碳钢GB816325 2.50.2012%10%2管程

7、数和传热管数依红书3-9式 nqv24du可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数ns627diUi16.67709.774.8 75(根)0.022 14(2-7)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Ap125.8“c cLp21.3 m(2-8)dons0.025 75式中L 按单程管计算的传热管长度，mAp 传热面积， m2 ；d。 换热管外径，m。按单管程设计，传热管过长，则应采用多管程，根据本设计实际情况，采用非标准 设计，现取传热管长I 6m,则该换热器的管程数为L 21.3Np I 63.564 (管

8、程)(2-9)(2-10)传热管总根数N tns N p75 4300 (根)式中，do管子外径，m ；Nt传热管总根数，根；do-管子外径，m ；3.换热器的实际传热面积，依据 红书3-12，AdoINT 3.14 0.0256 3002141.3 m(2-11)式中 Nt换热器的总传热管数；式，A 换热器的实际传热面积。平均传热温差校正及壳程数选用多管程损失部分传热温差，这种情况下平均传热温差校正系数与流体进出口温度有关，其中 按红书3-13a 3-13b(2-12)(2-13)热流体的温差 久T2 冷流体的温差 t2 t1冷流体的温差t2 1两流体最初温差T t1将已知数据代入（2-12

9、） 和（ 2-13）得:t2ti42295 0.75330 310P t2tiT1t1330 310420 3100.22按单壳程，四管程结构，红书图3-7，查得校正系数:8 7 60. 10,20o>8 o.一玄3|沂谢f壳碘.暂侧对程或仙程，“整数图2-2温差校正系数图t 0.96 ；(2-14)平均传热温差 按式（2-9）计算：t mt t塑将已知数据代入（2-9）得：tm t t塑 0.96 41.86 402C式中：tm 平均传热温差，C；t校正系数；t塑一一未经校正的平均传热温差，c。由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流量较大，故取单壳程合适传热管排列方式：采用正三

10、角形排列每程各有传热管75根，其前后官箱中隔板设置和介质的流通顺序按化工设计3-14 选取取管心距:t 1.28d0（ 2-15）则管心距：t 1.28 d。1.28 25 32mm根据标准选取为 32mm :隔板中心到离其最近一排管中心距t32s 6622 mm22（ 2-16）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顺序按图2-4选取。图2-3组合排列法T £ 丄卜I西和囁fiiI图2-4隔板形式和介质流通顺序5壳体内径采用多管程结构，壳体内径可按式计算。正三角形排列，4管程，取管板利用率为0.6 0.8, 取0.7，贝U壳体内

11、径为D I.O&JN/1.05 32 評 7 695.5(mm).(2-17)式中：D壳体内径,m;t管中心距,m;N T横过管束中心线的管数 按卷制圆筒进级挡圆整，取为 D=700mm2.5.3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，加 强其湍动程度，提高其表面传热系数，需设置折流板。单壳程的换热器仅需要设置横向 折流板。采用弓形折流板，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：h 0.25 700175mm(2-18)故可取h 180mm取折流板间距B °.3D，则B 0.3 700210 (mm)(2-1

12、9)可取为B=250mm折流板数NBNB传热管长-16000块）折流板间距250(2-20)折流板圆缺面水平装配。化工设计图3-15图2-5 弓性折流板（水平圆缺）其它附件拉杆拉杆数量与直径：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© 16拉杆数量为6个。接管依据化工原理 式1-24壳程流体进出口接管：取接管内水蒸气流速为U1 4.42m/s，则接管内径为Di4 17393(3600 28.8)4.420.219 (m)(2-21)圆整后可取内径为Di 150mm管程流体进出口接管：取接管内液体流速为 少1m/s，则接管内径为D24V2U2|46000&

13、#176;(3600 7097)10.173(m)圆整后取管内径为D2=180mm式中：D接管内径，m ;u流速，m/s ；V热、冷流体质量流量，kg/s2.6换热器核算热流量核算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3-220.36斗°.553de)0.14w(2-22)当量直径，依式 红书3-32b计算:de27do)do(2-23)将已知数据代入（2-23）得：de2才d。）032224 025)do0.0250.020 (m)式中 de 当量直径，m ；t 管心距，m ；d° 管外径，m。壳程流通面积依红书式3-25计算S BD（1 牛）S。 BD(

14、1 出)0.25 0.7 (1°025)0.038(m2) s0.032BD(1 T)(2-24)式中B折流板间距，m ;D 壳体内径，m ;t 管心距，m ； do 管径，m；S。一壳程流通面积，m2依据红书计算步骤，壳程流体流速及其雷诺数分别为17393Vo(3600 28.8)uo So0.0384.415 ( m/s)RedeU0.02 4.415 28.8113275.7222.45 10(2-25)(2-26)普朗特数黏度校正pr 1.122()°.14 1壳程表面传热系数0.361 Rede0.5513Pr ()0.14w0.36 0.0606 113276&

15、#176;.551.122?3 1 682.5 (W/m2 C)0.02(2-27)式中 U2 壳程流体流速，m/s ;2S2 壳程流通面积，m ； 密度kg / m3m 热流体的质量流量，kg/h。管内表面传热系数管程流体流通截面积(2-28)S. di 血 一0.022 7 5 0.0236 (m2) Si 4n 4管程流体流速Ui 1 (m/s)雷诺数Reiidiui 709.7 0.02 1166031.185.49 10(2-29)普朗特数Pr 0.853按化工原理 式0.23 ePr0.4得dij O.23Re0.8Pr0.4(2-30)di0.23 0.5507 166031.1

16、0.8 O.85304562.5(W/m2 C)0.02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.sPr 普朗特数；Cpi 定压比热容，kJ/ kg . C；i 粘度，Pa.s ;i热导率，W/m/Co261.3污垢热阻和管壁热阻污垢热阻和管壁热阻可取：化工原理附录20管外侧污垢热阻R。0.8598 10 4 ( m2 C /W)管内侧污垢热阻Ro 0.8598 10 4 ( m2 C /W)管壁热阻按红书 式计算，查表可得碳钢在该条件下的热导率为 40W /(m.K):(2-31)将已知数据代入(2-31)得:0.00240

17、2 104(m2?K/W)式中：Rw 管壁热阻，m2.K/W ；wb 传热管壁厚，m;管壁热导率，W/m.C传热系数Kc按红书3-21计算：因为i值更小，故按Ki计算Kc(2-32)d iRo di Rwd idmRi将已知数据代入(2-32)得:Kc1(0.02(628.5 0.0250.8598 10 4 0.020.0252 10 4 0.020.020.8598101562.5346.1 W/m2 K传热面积裕度红书3-35AcQKc tm1831666.67126.42(m2)346.1 41.86(2-33)该换热器的实际换热面积 A(2-34)A dNt 3.14 0.025 6

18、 300 141.3 (m2)依红书式3-36该换热器的面积裕度为H 亍100%100%11.79%(2-35)该换热器的面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务壁温核算温差计算由于工作条件是高温高压，与四季气温相差特别大。因此进出口温度可以取原操作 温度。另外，由于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。但操作初期时，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁壁温差可能很大。计算 中因按最不利的因素考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。由红书3-42式计算:1 1(2-36)T m (Rc) t m (Rh)ch1 1 RcRhch液体的平均温度按红书3-44和3

19、-45式tm 0.4t2 0.6t1计算有:tm °.4 330 0.6 310 318C)(2-37)2he h。682.6 (W/m C) hi 562.5 (W/m2 C) 代入2-36式传热管平均壁温/he /hh357.531868265625336.8 (C)/682.6 / 562.5(2-38)式中：T/热流体进口温度，C；T2 热流体出口温度，C； t1 冷流体进口温度，C； t2 冷流体出口温度，C。壳体壁温，可以近似取为壳程流体的平均温度，即t=357.5 Co传热管壁温和壳体壁温之差为t 357.5 336.820.7 （C）该温差较大，需设温度补偿器。由于水

20、和水蒸气不容易结垢，不需要经常清洗, 此选用U型管换热器较为适宜。(2-39)因管程流体阻力依式（2-29）Pi （ 口P2）NpR(2-36)其中 Np 4Ft 1.5式中：Np 管程数；Pi 管程总阻力，Pa ；Ft管程结垢校正系数，对 25 2.5mm的管子，取1.5 ；Piidi(2-37)由Re=166031 查化原表1-2传热管绝对对粗糙度传热管相对对粗糙度0.020.02200.001查化工原理 图1-27莫狄 一Re图得 i 0.021709.7 kg/m3 , u 1 m/s，将已知数据代入（2-37）得:Pi0.02160.022709.7 12235.5pa式中：摩擦系数

21、；I 管长，m ； di 传热管内径，m；冷流体密度，kg/m3 ； u 管内流速，m/s ； Pi单程直管阻力，Pa。局部阻力按式（2-37）计算，Pr(2-38)将已知数据代入（2-31）得:Pr709.7 1221596.8Pa式中：Pr 局部阻力，Pa ；局部阻力系数；冷流体密度，kg/m'；u 管内流速，m/s ；管程总阻力为：(2-39)Pt （2235.5 1596.8） 2 4 1.5 45987.6Pa管程流体阻力在允许范围之内。壳程阻力按式红书 式3-50 3-54计算:(2-40)Po( plP2)FsNs其中 Ns 1， Fs 1 式中Po 壳程总阻力，Pa ；p1 流体流过管束的阻力，Pa ；P2流体流过折流板缺口的阻力，Pa ；Fs 壳程结垢校正系数；Ns 壳程数；流体流经管束的阻力按（2-41）计算P1Ffo n/NB1)2Uo2(2-41)将已知数据代入（2-340）得:Po0.5 0.352 19.05 (23 1)28.8 10221.11 105 Pa式中p1 流体流过管束的阻力，Pa ；0.352 ；F 管子排列方式为正三角形，所以F 0.5 ；f0壳程流