管殼式換熱器的設(shè)計(jì)和選用的計(jì)算步驟

1、管殼式換熱器的設(shè)計(jì)和選用的計(jì)算步驟設(shè)有流量為mh的熱流體，需從溫度T1冷卻至T2，可用的冷卻介質(zhì)入口溫度t1，出口溫度選定為t2。由此已知條件可算出換熱器的熱流量Q和逆流操作的平均推動(dòng)力。根據(jù)傳熱速率基本方程：當(dāng)Q和已知時(shí)，要求取傳熱面積A必須知K和則是由傳熱面積A的大小和換熱器結(jié)構(gòu)決定的?？梢?jiàn)，在冷、熱流體的流量及進(jìn)、出口溫度皆已知的條件下，選用或設(shè)計(jì)換熱器必須通過(guò)試差計(jì)算，按以下步驟進(jìn)行。初選換熱器的規(guī)格尺寸初步選定換熱器的流動(dòng)方式，保證溫差修正系數(shù)大于0.8，否則應(yīng)改變流動(dòng)方式，重新計(jì)算。計(jì)算熱流量Q及平均傳熱溫差tm，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)估計(jì)總傳熱系數(shù)K估，初估傳熱面積A選取管程適宜流速，估算管程

2、數(shù)，并根據(jù)A估的數(shù)值，確定換熱管直徑、長(zhǎng)度及排列。計(jì)算管、殼程阻力在選擇管程流體與殼程流體以及初步確定了換熱器主要尺寸的基礎(chǔ)上，就可以計(jì)算管、殼程流速和阻力，看是否合理?；蛘呦冗x定流速以確定管程數(shù)NP和折流板間距B再計(jì)算壓力降是否合理。這時(shí)NP與B是可以調(diào)整的參數(shù)，如仍不能滿足要求，可另選殼徑再進(jìn)行計(jì)算，直到合理為止。核算總傳熱系數(shù)分別計(jì)算管、殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，確定污垢熱阻，求出總傳系數(shù)K計(jì)，并與估算時(shí)所取用的傳熱系數(shù)K估進(jìn)行比較。如果相差較多，應(yīng)重新估算。計(jì)算傳熱面積并求裕度根據(jù)計(jì)算的K計(jì)值、熱流量Q及平均溫度差tm，由總傳熱速率方程計(jì)算傳熱面積A0，一般應(yīng)使所選用或設(shè)計(jì)的實(shí)際傳熱面積AP大

3、于A020%左右為宜。即裕度為20%左右，裕度的計(jì)算式為：某有機(jī)合成廠的乙醇車間在節(jié)能改造中，為回收系統(tǒng)內(nèi)第一萃取塔釜液的熱量，用其釜液將原料液從95預(yù)熱至128，原料液及釜液均為乙醇，水溶液，其操作條件列表如下：表4-18設(shè)計(jì)條件數(shù)據(jù)物料流量 kg/h組成（含乙醇量）mol%溫度 操作壓力MPa進(jìn)口出口釜液1097793.31450.9原料液102680795 1280.53試設(shè)計(jì)選擇適宜的管殼式換熱器。解：（1） 傳熱量Q及釜液出口溫度a. 傳熱量Q以原料液為基準(zhǔn)亦計(jì)入5%的熱損失，按以下步驟求得傳熱量Q。平均溫度 分別查得乙醇、水的物性為：粘度（cp）熱導(dǎo)率（W/mc）密度（kg/m3）

4、比熱容Cp（kJ/kg）乙醇水混合物0.290.260.2620.1490.6850.539700949.4879.93.1824.2374.067以上表中混合物的各物性分別由下式求得：混合物：Cp混合物熱導(dǎo)率： W/(m)混合物密度： kg/m3混合物比熱容：kJ/(kg)式中為組成為i的摩爾分率，為組分i的質(zhì)量分率。其他符號(hào)意義同前。所需傳遞的熱流量：b. 確定釜液出口溫度假設(shè)113，則定性溫度為：由可查得乙醇、水物性，亦由以上推薦公式分別求得釜液的物性為：粘度（cp）熱導(dǎo)率（W/mc）密度（kg/m3）比熱容Cp（kJ/kg）乙醇水釜液0.2220.2240.2240.1440.6860

5、.578678.0935.6908.02.6174.2674.135由熱流量衡算得：113.1 （2） 換熱器殼程數(shù)及流程a. 換熱器的殼程數(shù)對(duì)于無(wú)相變的多管程的換熱器殼程數(shù)的確定，是由工藝條件，即冷、熱物流進(jìn)出口溫度，按逆流流動(dòng)給出傳熱溫差分布圖如圖4-71所示，采用圖解方法確定殼程數(shù)。圖1 圖解殼程數(shù)Ns 如圖 1可見(jiàn)，所用水平線數(shù)為2，故選取該換熱器的殼程為2。其處理辦法，或在一殼體內(nèi)加隔板或選用兩個(gè)單殼程的換熱器，顯然后者比較方便。故選用兩臺(tái)相同的換熱器。b. 流程規(guī)定冷、熱流體的物性及流量均相近。為減少熱損失，先選擇熱流體（釜液）走管程，冷流體（原料液）走殼程如圖4-72所示。流程示

6、意圖（3） 估算傳熱面積Aa. 傳熱溫差b. 前面已提供了釜液及原料液進(jìn)出口溫度，于是可得：17.5在列管式換熱器中由于加折流板或多管程，冷、熱兩流體并非純逆流，以上應(yīng)加以校正，其校正系數(shù)按以下步驟求得：由R、P及殼程數(shù) 查圖4-8(2)得：，于是得傳熱溫差校正值為：b.傳熱面積A根據(jù)冷、熱流體在換熱器中有無(wú)相變化及其物性等，選取傳熱系數(shù)，于是可求所需傳熱面積A為：c. （4） 換熱器選型根據(jù)傳熱溫差的大小，傳熱介質(zhì)的性質(zhì)以及結(jié)垢、清洗要求等條件選擇適宜的換熱器，為保證傳熱時(shí)流體適宜流動(dòng)狀態(tài)，還需估算管程數(shù)。 管程熱流體（釜液）體積流量：d. 選用規(guī)格鋼管，設(shè)管內(nèi)的流速，則：?jiǎn)喂艹趟韫茏痈鶖?shù)

7、n：設(shè)單臺(tái)換熱器的傳熱面積為，則單臺(tái)傳熱面積為：選取管束長(zhǎng)l6m，則管程數(shù)為故應(yīng)選取管程數(shù)為2。根據(jù)以上確定的條件，按列管換熱器標(biāo)準(zhǔn)系列，初步選取型號(hào)為G800-II-16-225固定管板式換熱器兩臺(tái)，其主要性能參數(shù)如下：殼體內(nèi)徑800mm公稱直徑800mm公稱壓力1.6MPa公稱面積225m2計(jì)算面積227m2管程數(shù)2管長(zhǎng)6000mm管子規(guī)格排列方式管間距32mm管數(shù) 488根折流板數(shù)18殼程數(shù) （5）換熱器的核算按以上數(shù)據(jù)可分別求出管程和殼程流體流速及雷諾數(shù)管程：流通截面積式中n為總管數(shù)。管內(nèi)流速式中 管程流速m/s；釜液流速kg/h；釜液平均密度；管內(nèi)雷諾數(shù) 式中 管內(nèi)直徑，m；釜液平均

8、粘度， ；殼程：選折流板間距B=300mm殼程流通截面積式中 殼體內(nèi)徑，m；管外徑，m；t管間距，m。流速 式中 殼程流速m/s；原料液平均密度 原料液流率kg/h。當(dāng)量直徑雷諾數(shù)式中 原料液平均粘度從以上計(jì)算結(jié)果可知，兩流體在換熱器中流動(dòng)均能達(dá)到湍流，有利于傳熱。a. 管、殼程壓力降管程壓力降取管壁絕對(duì)粗糙度：E0.2mm相對(duì)粗糙度：由前面計(jì)算已得，故可查得直管壁摩擦系數(shù)，于是得單管程壓力降為：回彎壓降：式中 阻力系數(shù)管程總壓力降：校正系數(shù) 管程數(shù) 串聯(lián)的殼程數(shù) （即串聯(lián)的換熱器數(shù)）殼程壓力降管束壓降三角形排列：F=0.5殼程流體摩擦因數(shù)折流板數(shù) 折流板缺口壓降：殼程總壓力降：殼程壓力降結(jié)垢校正系數(shù)殼程數(shù) b. 總傳熱系數(shù)K 管程傳熱膜系數(shù) 管內(nèi)雷諾數(shù) 普蘭特?cái)?shù) 管長(zhǎng)與管內(nèi)徑比： 式中 釜液平均熱容 ）；釜液平均導(dǎo)熱系數(shù) ）；）管外傳熱膜系數(shù)管外雷諾數(shù)普蘭特?cái)?shù) 式中 原料液平均熱容 ）；原料液平均粘度 ；原料液平均導(dǎo)熱系數(shù) ）污垢及管壁