换热器计算步骤.docx
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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
容器类别
设计规范
单位
Mpa
C
/
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）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1.15~1.25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
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：
t=
420295357.5C（2-1）
2
管程流体的定性温度：
310330
T=320C
2
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
232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]
表2一3
密度
po=28.8
kg/m3
定压比热容
Cp°=3.033
kJ/kg.K
热导率
入o=0.0606
W/m.C
粘度
[1o=22.45
1Pa.s
普朗特数
Pr=1.122
2.4估算传热面积
2.4.1热流量
根据公式（2-1）计算：
QWcpt【化原4-31a】（2-2）
将已知数据代入（2-1）得：
QWCpit,=60000X5.495X103（330-310）/3600=1831666.67W
式中：
W――工艺流体的流量，kg/h;
Cpi――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
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:
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
2.4.3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/mi.K则估算传热面积为
式中：
S――估算的传热面积,
式中Q
热流量，W
Cp2
疋压比热谷，kJ/kg
c；
t2
热流体的温差，c；
w—
热流体的质量流量，
kg/h
tm――平均传热温差，C。
考虑的面积裕度，则所需传热面积为：
（2-5）
S'S1.15112.881.15125.8m2
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
根据红书表3-4取管内流速ui1m/s
2•管程数和传热管数
依红书3-9式n—社,可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数
2
du
6
2
7diUi
16.67
709774.875（根）
2
-0.021
4
式中qv——管程体积流量，mZ'；
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“cc\
Lp21.3m（2-8）
d°ns0.02575
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
L21.3
NpI6
3.564
（管程）
（2-9）
传热管总根数
NtnsNp
754
300（根）
（2-10）
式中，d。
—管子外径，m；
Nt
传热管总根数，根；
d。
-管子外径，m；
3.换热器的实际传热面积，依据红书3-12，
Ad0INT3.140.025
6300
141.3m2
（2-11）
Nt换热器的总传热管数;
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
（2-12）
（2-13）
热流体的温差「T2冷流体的温差t2ti
冷流体的温差t2t,
两流体最初温差T,t,
将已知数据代入（2-12）和（2-13）得:
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；
平均传热温差按式（2-9）计算：
tmtt塑（2-14）
将已知数据代入（2-9）得：
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：
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
式中：
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:
（2-18）
（2-19）
h0.25700175mm
故可取h180mm
取折流板间距B0.3D，则
B0.3700210（mm）
可取为B=250mm
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D1150mm
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/s
2.6换热器核算
2.6.1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3-22
当量直径，依式红书3-32b计算:
将已知数据代入（2-23）得：
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
式中U2—壳程流体流速，
m/s；
S2—壳程流通面积，
2m・
—密度，kg/m3
m—热流体的质量流量，kg/h。
2管内表面传热系数
管程流体流通截面积
Sidi
Nt0.022750.0236（m2）
Si4i
n4
管程流体流速
Ui1（m/s）
雷诺数Re-idiui709.70.0261166031.1
ii85.49106
普朗特数Pr0.853
按化工原理式i0.23-Re0'8Pr0.4得
（2-28）
（2-29）
idi
i0.23iRe0'8Pr04
di（2-30）
0.230.5507166031.10'80.8530'4562.5（W/m2C）
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.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.Co
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R0.8598104（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:
式中：
匕一一管壁热阻，m2.K/W；
b传热管壁厚，m;
w管壁热导率，W/m.Co
传热系数Kc按红书3-21计算：
因为i值更小，故按Ki计算
该换热器的面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务
2.6.2壁温核算
2.6.2.1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:
11
（2-37）
Tm（Rc）tm（Rh）
ch
11
—Rc—Rh
ch
液体的平均温度按红书3-44和3-45式
计算有：
tm°4330°6310318（C）
hcho682.6（W/m2「C）
hhh562.5（W/m2•C）
代入2-36式传热管平均壁温
357.5318
682.65625336.8「C）
1682.6/562.5
式中：
「一一热流体进口温度，C；
T2――热流体出口温度，C；ti――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=357.5Co
传热管壁温和壳体壁温之差为
t357.5336.820.7（C）
该温差较大，需设温度补偿器。
由于水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。
2.6.2.2管程流体阻力依式（2-29）
Pi（P
其中Np4Ft1.5
式中：
Np――管程数；
Pi――管程总阻力，pa；
Ft――管程结垢校正系数，对
Pi
P2）NpFt
252.5mm的管子，取1.5；
j__u2
di2
（2-38）
（2-39）
因
（2-36）
（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
查化工原理图
1-27莫狄
—Re图
0.02
0.02
0.001
20
得i0.021
3
709.7kg/m，
式中：
「——摩擦系数;
u1m/s
，将已知数据代入（2-37）得:
l――管长，m；di――传热管内径,
——冷流体密度，kg/m;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:
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:
Pt
（2235.51596.8）241.5
45987.6Pa
（2-39）
管程流体阻力在允许范围之内。
2.6.2.3壳程阻力
按式红书式3-50~3-54计算：
（2-40）
II
Po（P1P2）FsNs
其中Ns1,Fs1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
2
（2-41）
P1FfonJNB1^U°
2
将已知数据代入（2-340）得：
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F0.5;
fo——壳程流体的摩擦系数，f。
5.0Re。
0.2285166031.10.228
nc――横过管束中心线的管子数nc!
.!
nT.51.13000.519.05；
Nb——折流挡板数Nb23；
热流体密度，kg/m3；
u0按壳程流通面积计算的流速uo4.415m/s；
流体通过折流板缺口的阻力依式（2-34）计算：
B
10.25m，D0.7m
将已知数据代入（2-35）得：
式中Nb
折流板板数；
B—
—折流板间距，
m；
D—
壳体内径，m
热流体密度，
kg/m3;
U0
壳程流体流速,
m/s;
Pi
流体流过折流板缺口的阻力，Pa;
总阻力:
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜
2.7换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器主要结构尺寸和计算结果见表2-5o
表2-5换热器主要结构尺寸和计算结果
数
参
程管
hz（\/量流
C/度温口出
/进
8
2
2
2
物性
C
O
2
3
5
5
3
3
/m血/度密
8
8
2
--/§k/_k灿/
S
a巾度黏
--
C
数特朗普
2
2
1
1
设备结构参数
管型U
1
m/m径内体士冗
OO
7
数程士冗
1
m/m管
2
5
2
①
m/m>/心嘗
32
m
管
OO
O
6
根/目数管
OO
3
个/数、个板流折
3
2
2
4
5
2
1
I
O
21
数程管
4
质材
钢素碳
程管
mm
W/流
1
4
--
2m
/
2
6
5
C
2
m阻热垢污
W/k量流
C/差
7
2
2
--
C
2
1
33
/%度裕
9
1
1
升级会员 