完整版换热器计算步骤Word格式文档下载.docx
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（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1.15~1.25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Dj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
2.3.1定性温度
由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPat>
295C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：
管程流体的定性温度:
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据
2.3.2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1.10.1]
表2—2
密度
pi-=709.7
kg/m3
定压比热容
cpi=5.495
kJ/kg.K
热导率
入i=0.5507
W/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]
po=28.8
Cpo=3.033
入o=0.0606
[1o=22.45
1Pa.s
Pr=1.122
2.4估算传热面积
241热流量
根据公式（2-1）计算：
QWCpt
将已知数据代入（2-1）得:
QWCp1b=60000X5.495X103（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/疥K;
t1――工艺流体的温差，C；
Q――热流量，W
2.4.2平均传热温差
根据化工原理4-45公式（2-2）计算:
按逆流计算将已知数据代入（2-3）得:
tm――逆流的对数平均温差，C；
ti――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=400W/m.K则估算传热面积为
Q
Ktm
（化工原理式4-43）
（2-4）
将已知数据代入（2-3）得:
Q1831666.67
Ktm40041.86
109.39m2
S――估算的传热面积，m2;
k――假设传热系数，w/mc；
tm――平均传热温差，°
C。
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
根据公式（2-4）计算：
由化工原理热平衡公式
Cpt
将已知数据代入（2-4）得:
式中Q
热流量，W
Cp2
疋压比热谷，kJ/kg
c；
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
根据红书表3-2换热管规格
表2-4
材料
钢管标准
外径厚度
/（mmmm
外径偏差
/mm
壁厚偏差
碳钢
GB8163
252.5
0.20
12%
10%
2•管程数和传热管数
依红书3-9式n
qv
2
4du
可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数
ns
6
：
diUi
16.67
709774.875（根）
—0.0221
4
（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
L—Ap125.821.3m（2-8）
dons0.02575
式中L――按单程管计算的传热管长度，m
Ap――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I6m,则该换热器的管程数为
式中Nt换热器的总传热管数;
式，A换热器的实际传热面积
2.5.2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3-13a3-13b
将已知数据代入（2-12）和（2-13）得:
4202950.75
330310
按单壳程，四管程结构，红书图3-7，查得校正系数⑴:
图2-2温差校正系数图
t0.96；
（2-14）
平均传热温差按式（2-9）计算：
tmtt塑
将已知数据代入（2-9）得：
tmtt塑0.9641.8640.2°
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：
t1.28do（2-15）
则管心距：
t1.28do1.282532mm
根据标准选取为32mm:
隔板中心到离其最近一排管中心距
t32
s6622mm
22（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
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壳体内径为
D——壳体内径,m;
t管中心距,m;
Nt横过管束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，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：
h0.25700175mm
故可取h180mm
取折流板间距B°
.3D，则
B0.3700210（mm）
可取为B=250mm
（2-18）
（2-19）
折流板数NB
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）
2.5.4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。
2.5.5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ui4.42m/s，则接管内径为
圆整后可取内径为Di150mm
管程流体进出口接管：
取接管内液体流速为U21m/s，则接管内径为
460000
（警0709.7）0.仃3（m）
圆整后取管内径为D2=180mm
D——接管内径，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
当量直径，依式红书3-32b计算:
将已知数据代入（2-23）得：
de
才d。
）
…0322
40^25）
do
0.025
0.020（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
SBD（1芈）
式中
B—折流板间距，m;
D—壳体内径，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
17393
uVo（360028・8）4.415（m/s）
oSo0.038
（2-25）
（2-26）
pr1.122
黏度校正
（——）0.141
壳程表面传热系数
1
o0.36Re
d
e
c“0.0606
0.36-
0.02
W%/.0.14
Pr（——）
w
1132760.551.122131
682.5（W/m2C）
（2-27）
式中u2—壳程流体流速，
s—壳程流通面积，
3
—密度，kg/mm—热流体的质量流量,
m/s；
m・
kg/h。
2.6.1.2管内表面传热系数
管程流体流通截面积
di
Nt
n
0.02275
0.0236（m2）
（2-28）
管程流体流速
Ui1
（m/s）
雷诺数
Re,
idiui709.7
0.021
i85.4910
166031.1
（2-29）
Pr0.853
按化工原理
0.23」Re0.8Pr0.4
0.23[Re0.8
0.5507
0.23-
0.4
Pr
（2-30）
0.80.4
166031.10.853
562.5（W/m2C）
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/kg.C；
i――粘度，Pa.s；
i——热导率，W/m/C
261.3污垢热阻和管壁热阻
污垢热阻和管壁热阻可取⑴：
化工原理附录20
管外侧污垢热阻R。
0.8598104（m2•C/W）
管内侧污垢热阻Ro0.8598104（m2•C/W）
管壁热阻按红书式计算，查表⑴
可得碳钢
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