換熱器計算步驟

1、第2章工藝計算2.1 設(shè)計原始數(shù)據(jù)表2 1名稱設(shè)計壓力設(shè)計溫度介質(zhì)容器類別設(shè)計規(guī)范單位mpac/kg/h/殼側(cè)7.22420/295蒸汽、水iiigb150管側(cè)28310/330水60000gb1502.2 管殼式換熱器傳熱設(shè)計基本步驟(1) 了解換熱流體的物理化學性質(zhì)和腐蝕性能(2)由熱平衡計算的傳熱量的大小，并確定第二種換熱流體的用量。(3)確定流體進入的空間(4)計算流體的定性溫度，確定流體的物性數(shù)據(jù)(5)計算有效平均溫度差，一般先按逆流計算，然后再校核(6)選取管徑和管內(nèi)流速(7)計算傳熱系數(shù)，包括管程和殼程的對流傳熱系數(shù)，由于殼程對流傳熱系數(shù)與殼徑、 管束等結(jié)構(gòu)有關(guān)，因此，一般先假定

2、一個殼程傳熱系數(shù)，以計算k,然后再校核(8)初估傳熱面積，考慮安全因素和初估性質(zhì)，常采用實際傳熱面積為計算傳熱面積 值的1.151.25倍(9)選取管長10(10)計算管數(shù)nt(11)校核管內(nèi)流速，確定管程數(shù)(12)畫出排管圖，確定殼徑 di和殼程擋板形式及數(shù)量等(13)校核殼程對流傳熱系數(shù)(14)校核平均溫度差(15)校核傳熱面積(16)計算流體流動阻力。若阻力超過允許值，則需調(diào)整設(shè)計。2.3確定物性數(shù)據(jù)2.3.1 定性溫度由飽和水蒸氣表可知，蒸汽和水在 p=7.22mpa t295。情況下為蒸汽，所以在不考 慮開工溫度、壓力不穩(wěn)定的情況下，殼程物料應(yīng)為蒸汽，故殼程不存在相變。對于殼程不存在

3、相變，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。其殼程混合氣體 的平均溫度為：t=420 295357.5 c(2-1)管程流體的定性溫度:t=310 3302320 c根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)2.3.2 物性參數(shù)管程水在320c下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下：【參考物性數(shù)據(jù) 無機 表1.10.1】殼程蒸氣在357.5下的物性數(shù)據(jù)1:【鍋爐手冊 飽和水蒸氣表】表2 2密度p i- =709.7kg/m3定壓比熱容cpi =5.495kj/ kg.k熱導(dǎo)率入 i =0.5507w/m.c粘度1=85.49a pa.s普朗特數(shù)pr=0.853密度p o=28.8kg/m3定壓比熱容cp

4、o=3.033kj/ kg.k熱導(dǎo)率入 o=0.0606w/m.c粘度n o=22.45a pa.s普朗特數(shù)pr=1.1222.4估算傳熱面積2.4.1熱流量q wcp t將已知數(shù)據(jù)代入 （2-1）得:【化原 4-31a(2-2)根據(jù)公式（2-1）計算：q wcp1 t1 =6000ox 5.495 x 103 (330-310)/3600=1831666.67w式中：w 工藝流體的流量，kg/h ;cp1 工藝流體的定壓比熱容，kj/ kg. k; pt1 工藝流體的溫差，c；q熱流量，w2.4.2平均傳熱溫差根據(jù)化工原理4-45 公式（2-2）計算：tmt1t2lnt(2-3)按逆流計算將

5、已知數(shù)據(jù)代入（2-3）得:tmt1t2t1ln420 330310 295,420 330ln41.86 c310 295式中：tm 逆流的對數(shù)平均溫差，c ；ti 熱流體進出口溫差，c； t2 冷流體進出口溫差，；可按圖2-1中（b）所示進行計算c圖2-1列管式換熱器內(nèi)流型2.4.3傳熱面積根據(jù)所給條件選定一個較為適宜的k值，假設(shè)k=400 w/m.k則估算傳熱面積為：qsk tm（化工原理式4-43）(2-4)將已知數(shù)據(jù)代入 （2-3）得:q 1831666.67k tm 400 41.86109.39 m2式中：s 估算的彳熱面積，m2；k 假設(shè)傳熱系數(shù)，w福c； tm 平均傳熱溫差，。

6、考慮的面積裕度，則所需傳熱面積為：s s 1.15 112.88 1.15 125.8m2(2-5)2.4.4熱流體用量根據(jù)公式（2-4）計算：由化工原理熱平衡公式cp t將已知數(shù)據(jù)代入 (2-4)得:(2-6)w2 工1831666.6717392.68 kg/hcp2 t23.033 (420 295)式中q 熱流量，wcp2 一定壓比熱容，kj/ kg.c；t2熱流體的溫差，c；w2 熱流體的質(zhì)量流量，kg/h 02.5工藝尺寸2.5.1管數(shù)和管長1.管徑和管內(nèi)流速根據(jù)紅書表3-2換熱管規(guī)格根據(jù)紅書表3-4取管內(nèi)流速ui1m/s2.管程數(shù)和傳熱管數(shù)依紅書3-9式 nqv24du可根據(jù)傳熱

7、管內(nèi)徑和流速確定單管程傳熱管數(shù)表2-4材料鋼管標準外徑厚度/ (mm mm外徑偏差/mm壁厚偏差碳鋼gb816325 2.50.2012%10%16.67ns(2-7)7097 74.8 75(根)20.022 14式中qv 管程體積流量，m；n 單程傳熱管數(shù)目； di傳熱管內(nèi)徑，mm；u 管內(nèi)流體流速，%。按單管程計算，依紅書3-10,所需的傳熱管長度為lap 1258 21,3 m(2-8)dons.025 75式中l(wèi) 按單程管計算的傳熱管長度，map傳熱面積，m2；do 換熱管外徑，m。按單管程設(shè)計，傳熱管過長，則應(yīng)采用多管程，根據(jù)本設(shè)計實際情況，采用非標準 設(shè)計，現(xiàn)取傳熱管長l 6 m

8、,則該換熱器的管程數(shù)為傳熱管總根數(shù)l 21.3np t v3.56 4 (管程)nt ns np 75 4 300 (根)(2-9)(2-10)式中，do管子外徑，m；nt 傳熱管總根數(shù)，根；do 一管子外徑，m；3,換熱器的實際傳熱面積，依據(jù) 紅書3-12,-2adoint 3.14 0.025 6 300 141.3 m(2-11 )式nt換熱器管數(shù);a換熱器的實際傳熱面積2.5.2平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)選用多管程損失部分傳熱溫差，這種情況下平均傳熱溫差校正系數(shù)與流體進出口溫 度有關(guān)，其中 按紅書3-13a 3-13b熱流體的溫差r 冷流體的溫差t2 t1(2-12)冷流體的溫差t2 t

9、,兩流體最初溫差t1 t1(2-13)將已知數(shù)據(jù)代入（2-12）和（2-13）得:r420 295 八.0.75330 310p t2 gti ti330 310420 3100.22按單殼程，四管程結(jié)構(gòu)，紅書圖3-7,查得校正系數(shù)1:00. i 0.2 6.3 0j 0,50,6 c.7 0.80. g 1ro殼側(cè)”上營側(cè)4程或，山程，”整數(shù)圖2-2溫差校正系數(shù)圖t 0.96;(2-14)平均傳熱溫差按式（2-9）計算：tm t t塑將已知數(shù)據(jù)代入（2-9）得：tm t 塌 0.96 41.86 40.2 c式中：tm 平均傳熱溫差，c； t 校正系數(shù)；t塑一一未經(jīng)校正的平均傳熱溫差，c。由

10、于平均傳熱溫差校正系數(shù)大于 0.8,同時殼程流量較大，故取單殼程合適。傳熱管排列方式：采用正三角形排列每程各有傳熱管 75根，其前后官箱中隔板設(shè)置和介質(zhì)的流通順序按化工設(shè)計3-14 選取取管心距：t 1.28d0(2-15)則管心距：t 1.28 do 1.28 25 32mm根據(jù)標準選取為 32mm :隔板中心到離其最近一排管中心距t c 32 c “s 66 22 mm22(2-16)各程相鄰傳熱管的管心距為2s=44mm每程各有傳熱管75根，其前后管箱中隔板設(shè)置和介質(zhì)的流通順序按圖2-4選取。圖2-3組合排列法曲幼m用第遢回京收介盾醫(yī)回回箱隔越i圖2-4隔板形式和介質(zhì)流通順序5.殼體內(nèi)徑

11、采用多管程結(jié)構(gòu)，殼體內(nèi)徑可按式計算。正三角形排列，4管程，取管板利用率為0.6 0.8,取 0.7,則殼體內(nèi)徑為(2-17)1.05 32300695.5(mm).0.7式中：d殼體內(nèi)徑，m;t管中心距，m;nt 橫過管束中心線的管數(shù) 按卷制圓筒進級擋圓整，取為 d=700mm2.5.3 折流板管殼式換熱器殼程流體流通面積比管程流通截面積大，為增大殼程流體的流速，加 強其湍動程度，提高其表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，需設(shè)置折流板。單殼程的換熱器僅需要設(shè)置橫向 折流板。采用弓形折流板，弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的20%25%取25%取則切去的圓缺高度為：h 0.25 700 175mm故可取h 180mm取折

12、流板間距b 0.3d ,則b 0.3 700 210 (mm)(2-18)(2-19)可取為b=250mmnb傳熱管長1 6000 1 23（塊）折流板間距-250 -3(2-20)折流板圓缺面水平裝配?；ぴO(shè)計圖3-15折流板數(shù)nb圖2-5 弓性折流板（水平圓缺）2.5.4 其它附件拉桿拉桿數(shù)量與直徑：由化工設(shè)計表4-7表4-8該換熱器殼體內(nèi)徑為700mm故其拉桿 直徑為小16拉桿數(shù)量為6個。2.5.5 接管依據(jù)化工原理 式1-24殼程流體進出口接管：取接管內(nèi)水蒸氣流速為u1 4.42m/s ,則接管內(nèi)徑為di4viui圓整后可取內(nèi)徑為di 150mm4 17393嚕產(chǎn) 0.219(m)(2

13、-21 )管程流體進出口接管：取接管內(nèi)液體流速為 山1m/s,則接管內(nèi)徑為d24 60000 /(3600 709.7)10.173(m)圓整后取管內(nèi)徑為d2=180mm式中：d-接管內(nèi)徑，m；流速，m/s；-熱、冷流體質(zhì)量流量,kg/s 。2.6換熱器核算2.6.1 熱流量核算2.6.1.1殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)用克恩法計算，見式 紅書3-2210.553014o 0.36re pr(一)0.14dew當量直徑，依式 紅書3-32b計算： .3 2244 t 排(2-22)將已知數(shù)據(jù)代入（2-23）得do(2-23)j3 22dei m4( 0.0322 220.0252)4do0

14、.0250.020(m)式中 de當量直徑，m；t一管心距，m；d0一管外徑，m o殼程流通面積依紅書式3-25計算sobd(1 時(2-24)so bd(1 牛)0.25 0.7 (10025) 0.038(m2) s bd(1 生) 0.032t式中b一折流板間距，m；d 殼體內(nèi)徑，m ;t一管心距，m；do管徑，m；so殼程流通面積，m2依據(jù)紅書計算步驟，殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為17393(2-25)(2-26)u 迄7(3600 能殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù))4.415 (m/s)o so0.0381o 0.36 re d ec “ 0.06060.36 0.020.55c/.0.14pr(

15、)w1132760.551.12213 1682.5 (w/m 2 c)(2-27)式中 u2殼程流體流速,s2殼程流通面積,i ,3kg/h。密度，kg/mm一熱流體的質(zhì)量流量,2.6.1,2管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)管程流體流通截面積dintn0.022 750.0236 (m2)(2-28)管程流體流速雷諾數(shù)reiidm普朗特數(shù)按化工原理0.23 re0.8di0.55070.23 -0.02ui 1709.7(m/s )0.02 1i 85.49 10pr 0.8530.23re0.8 pr0.4 di0.4pr0.8166031.10.40.853166031.1(2-29)(2-30)562

16、.5 (w/m2 c)式中：re 雷諾數(shù)；de 當量直徑,ui 管程流體流速，m/s； i 密度，kg/m3;i粘度，pa.spr 普朗特數(shù)；cpi 定壓比熱容，kj/ kg. c；i 本度，pa.s；i 熱導(dǎo)率，w/m.c。2.6.1.3 污垢熱阻和管壁熱阻污垢熱阻和管壁熱阻可取1 :化工原理附錄20管外側(cè)污垢熱阻ro 0.8598 10 4(m2 c/w)管內(nèi)側(cè)污垢熱阻ro 0.8598 10 4(m2 c/w)管壁熱阻按紅書 式計算，查表1可得碳鋼在該條件下的熱導(dǎo)率為 40w /(m.k):(2-31)將已知數(shù)據(jù)代入(2-31)得:0.002402 104(m2?k/w)式中：rw 管壁

17、熱阻，m2.k/w ;b 傳熱管壁厚，m； w 管壁熱導(dǎo)率，w/m.co2.6.1.4 傳熱系數(shù)kc按紅書3-21計算：kc(2-32)因為i值更小，故按ki計算di rdi rwdi r jod。 d。 dm將已知數(shù)據(jù)代入(2-32)得:kcx 0.020.8598 10 4 0.02(628.5 0.0250.025一 4一2 100.020.020.859810562.5346.1w/m2 k2.6.1.5傳熱面積裕度紅書3-35acqkc tm1831666.67346.1 41.862126.42(m2)(2-33)(2-34)該換熱器的實際換熱面積 aa dol nt 3.14 0

18、.025 6 300 141.3(m2)依紅書式3-36該換熱器的面積裕度為h 然100% 若貴2100%11.79%(2-35)該換熱器的面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)2.6.2壁溫核算2.6.2.1 溫差計算由于工作條件是高溫高壓，與四季氣溫相差特別大。因此進出口溫度可以取原操作 溫度。另外，由于傳熱管內(nèi)側(cè)污垢熱阻較大會使傳熱管壁溫降低，降低了傳熱管和殼體 之間的溫差。但操作初期時，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁壁溫差可能很大。計算 中因按最不利的因素考慮，因此，取兩側(cè)污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。由紅書3-42式計算:/ 1、/ 1、(2-36)tml rc) tm(- rh) c

19、h11一r rch液體的平均溫度按紅書3-44和3-45式tm0.4t2 0.6t1計算有:tm 0.4 330 0.6 310 318 (c)(2-37)hcho682.6(w/m2c)hhhi562.5(w/m2c)代入2-36式傳熱管平均壁溫hchh357.5318682.6562.511682.6562.5336.8 (c)(2-38)式中：t1熱流體進口溫度，c；t2 熱流體出口溫度，c;t1 冷流體進口溫度，c；t2 冷流體出口溫度，c。殼體壁溫，可以近似取為殼程流體的平均溫度，即 t=357.5 c。傳熱管壁溫和殼體壁溫之差為t 357.5 336.8 20.7 (c)該溫差較大

20、，需設(shè)溫度補償器。由于水和水蒸氣不容易結(jié)垢，不需要經(jīng)常清洗, 此選用u型管換熱器較為適宜。(2-39)因2.6.2.2管程流體阻力依式(2-29)pi ( pp2)npft其中 np 4 ft 1.5式中：np 管程數(shù)；pi 管程總阻力，pa ；ft 管程結(jié)垢校正系數(shù)，對25 2.5mm的管子，取1.5;(2-36)piidi(2-37)由 re=166031查化原表1-2傳熱管絕對對粗糙度0.02傳熱管相對對粗糙度” 0 00120查化工原理圖1-27莫狄 一re圖得 i 0.021709.7 kg/m3 , u 1 m/s ,將已知數(shù)據(jù)代入(2-37)得:pi2id0.02160.02-2

21、709.7 12235.5pa式中：i摩擦系數(shù)；l 一管長，m；di 傳熱管內(nèi)徑，m；冷流體密度，kg/m3;u 管內(nèi)流速，m/s；pi 單程直管阻力，pa。局部阻力按式（2-37）計算，pr(2-38)將已知數(shù)據(jù)代入（2-31）得:pr709.7 1221596.8pa式中：pr 局部阻力，pa;局部阻力系數(shù)；冷流體密度，kg/m3；u 管內(nèi)流速，m/s；管程總阻力為：pt (2235.5 1596.8) 2 4 1.5 45987.6pa管程流體阻力在允許范圍之內(nèi)2.6.2.3殼程阻力按式紅書 式3-50 3-54計算:po ( plp2)fsns(2-39)(2-40)其中 ns 1,

22、fs 1式中po 殼程總阻力，pa；p1 流體流過管束的阻力，pa ；p2 流體流過折流板缺口的阻力，pa ；fs 殼程結(jié)垢校正系數(shù)；ns 殼程數(shù)；pi ffnc(nb2uo1y(2-41)流體流經(jīng)管束的阻力按（2-41）計算將已知數(shù)據(jù)代入（2-340）得:po0.5 0.35219.05 (23 1)28.8 1021.11 105 pa式中pi 流體流過管束的阻力，pa ;f 管子排列方式為正三角形，所以 f 0.5;f0 殼程流體白摩擦系數(shù)，f5.0 reo 0.228 5 166031.1 0.228 0.352；onc 橫過管束中心線的管子數(shù)nc 1.1nt.5 1.1 3000.5 19.05;nb 折流擋板數(shù)nb 23;熱流體密度，kg/m3;uo 按殼程流通面積計算的流速uo 4.415m/s ；流體通過折流板缺口的阻力依式（2-34）計算:p2nb(3.52b-d)2u02(2-34)b 0.25m , d 0.7m將已知數(shù)據(jù)代入（2-35）得：pi2