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1、 热交换器计算示例2.6 管壳式热交换器例2.2试对固定管板的管壳式煤油冷却器进行传热计算、结构计算和阻力计算。在该热交换器中，要求将14 t/h的T-1煤油由140 冷却到40 ，冷却水的进、出口水温为30 和40 ，煤油的工作表压力为0.1 MPa，水的工作表压力为0.3 MPa。解由已知条件，选用两台12型管壳式热交换器串联工作，水的结垢性强，工作压力也较高，故使其在管程流动，而煤油的温度、压力均不高，且较洁净，在壳程流动也是合适的，计算过程和结果列于表2.11中。表2.11 例2.2计算表格项目符号单位计算公式或数据来源数 值备注原始数据1煤油进口温度t1由题意1402煤油出口温度t1
2、由题意403冷却水进口温度t2由题意304冷却水出口温度t2由题意405煤油工作表压力p1MPa由题意0.16冷却水工作表压力p2MPa由题意0.37煤油流量M1kg/s由题意3.89流体的物性参数8煤油定性温度tm1(t1+ t1)/2=(140+40)/2909煤油比热cp1kJ/(kg)查物性表2.3310煤油密度1kg/m查物性表74411煤油黏度1kg/(ms)查物性表604.510-612煤油导热系数1W/(m)查物性表0.102813煤油普兰德数Pr113.714水的定性温度tm2(t2+ t2)/2=(30+40)/23515水的比热cp2kJ/(kg)查物性表4.18716水
3、的密度2kg/m查物性表100017水的黏度2kg/(ms)查物性表0.62118水的导热系数2W/(m)查物性表72510-619水的普兰德数Pr24.9传热量及平均温差20热损失系数L取用0.9821传热量QkWQM1 cp1 (t1t1) L14000/36002.33(14040)0.9888822冷却水量M2kg/sM2 = Q/cp2(t2t2)= 888/4.187(40-30)21.2123逆流时对数平均温差t1m,c3924参数P及RP0.091R1025温差修正系数由型公式计算0.97226有效平均温差tmtm =t1m,c=0.9723937.9估算传热面积及传热面结构2
4、7初选传热系数KW/(m2)查参考资料230外径28估算传热面积Fm2F=888000/23037.9101.8729管子材料及规格mm选用碳钢无缝钢管252.530管程内水流速2m/s选用131管程所需流通截面Atm2At =21.21/1000/10.0212132每程管数n根n =40.02121/0.0226833每根管长lml=F/nZtdo=101.87/6840.025=4.77 取标准长4.534管子排列方式选等边三角形35管中心距smm由表2.33236分程隔板槽处管中心距lEmm由表2.34437平行于流向的管距sPmmsp = s cos30=32 cos3027.738
5、垂直于流向的管距snmmsn = s sin30=32 sin301639拉杆直径mm由2.1.5节1640做草图图2.4841作图结果所得数据见图2.48六边形层数a6一台管子数nt根136一台拉杆数根由表2.7，估计壳体直径在400700mm间4一台传热面积m2ntdl=1360.0254.548.1二台传热面积Fm2248.196.2管束中心至最外层管中心距离m由图2.48，量得或算出0.22442管束外缘直径DLm0.2242+20.01250.47343壳体内径DSmDS= DL+2b3b3=0.25d=6.25mm，且8mm，故DS=0.0473+20.008按照GB1511999
6、规定，取标准直径0.544长径比l/DS=4.5/0.59合理管程计算45管程接管直径D2mmD2=165按钢管标准取值180546管程雷诺数Re2/2758647管程换热系数2W/(m2)2=0.023 Re20.8Pr20.4=0.621/0.020.023275860.84.90.44813壳程结构及壳程计算48折流板形式选定弓形49折流板缺口高度hmh=0.25DS=0.250.50.12550折流板的圆心角度12051折流板间距lsm(0.21)Ds=(0.21)0.5=0.10.5, 取0.2552折流板数目Nb块4500/250-11753折流板上管孔数个由图2.4811654折
7、流板上管孔直径dHm由GB151-1999 规定0.025455通过折流板上管数根由图2.4811256折流板缺口处管数根由图2.482457折流板直径Dbm由GB151-1999 规定0.495558折流板缺口面积Awgm20.03838759错流区内管子数占总管数的百分数Fc0.6460缺口处管子所占面积Awtm2Awt =nt (1Fc) =140(1-0.64)0.0123761流体在缺口处流通面积Abm2Ab= Awg Awt=0.0383870.012370.026壳程结构及壳程计算62流体在两折流板间错流流通截面积Acm2Ac =lsDsDL+(sdo)=0.250.5-0.47
8、3+(0.0320.025)0.03163壳程流通截面积Asm20.028464壳程接管直径D1mm按D12 /4=0.0284计算，并由钢管标准选相近规格203665错流区管排数Nc排由图2.48866每一缺口内的有效错流管排数Ncw排Ncw =0.80.125/0.0273.767旁流通道数NE168旁通挡板数Nss对选取369错流面积中旁流面积所占分数Fbp1Fbp= Ds DL+1/2 NE lE ls/ Ac=0.50.473+1/210.0440.25/0.0310.39570一块折流班上管子和管孔间泄漏面积Atbm2Atb=do(dH-do) (1 Fc)nt /2=0.0250
9、.00041.64136 /20.003571折流板外缘与壳体内壁之间泄漏面积Asbm20.00236572壳程雷诺数Re1566473理想管束传热因子jH由图2.280.01174折流板管束校正因子jc由图2.291.01壳程结构及壳程计算75折流板泄露校正因子j1由=0.1889=0.4 查图2.300.7476旁通校正因子jb由及 Fbp =0.395查图2.310.9477壳程传热因子jojo = jH jc j1 jb=0.0111.010.740.940.007778壳程质量流量Gskg/(ms)=3.89/0.028413779壳侧壁面温度tw假定4080壁温下煤油黏度w1kg/
10、(ms)查物性表108010-681壳侧换热系数1W/(m2)1=joGscpPr-2/3（/w）0.14=0.0077137233013.7-2/3/1.0574406需用传热面积82水垢热阻rs,2(m2)/W查表得0.0003483油污垢热阻rs,1(m2)/W查表得0.0001784管壁热阻略85传热系数KW/(m2)30186传热面积Fm2F=888000/30137.977.8487传热面积之比F”/F96.2/77.841.236稍大88检验壳侧壁温tw1= 90-301(1/406+0.00017)37.939.96与假定值差0.04阻力计算89管内摩擦系数fi查图2.350.
11、006590管侧壁温tw2假定4091壁温下水的粘度w2kg/(ms)查物性表653.310-692沿程阻力PiPa11530两台93回弯阻力PrPa8000两台94进出口连接管阻力PNPa75095两台管程总阻力PtPaPt=Pi+Pr+PN=11530+8000+75020280没超表2.10规定96理想管束摩擦系数fk查图2.360.1997理想管束错流段阻力PbkPa65.498理想管束缺口处阻力PwkPa51.299旁路修正系数Rb查图2.380.85100折流板泄漏校正系数R1查图2.370.48101折流板间距不等校正系数Rs间距相等，不需校正1102壳程总阻力PsPaPs =(
12、 Nb -1)Pbk Rb + Nb Pwk R1+2Pbk (1+Ncw/Nc) Rs=(17-1)64.50.85+1751.20.48+265.40.85(1+3.7/8)11007103两台壳程总阻力PsPa2Ps =210072014没超表2.10规定3.1 螺旋板式热交换器例3.1试设计一台螺旋板式热交换器，将质量流量3 000kg/h的煤油从t1= 140冷却到t1=40。冷却水入口温度t2=30 ，冷却水量为M2=15 m3/h。解 煤油的热物性参数值煤油平均温度按卡路里温度计算，即t1mt1Fc (t1t1)400.3(14040)70。查得煤油在70时物性参数值：黏度110
13、.0104 kg/(ms)，导热系数10.14 W/(m)，比热cp12.22103 J/(kg)，密度1825 kg/m3。 传热量Q QM1 cp1 (t1t1)3 0002.22103(14040)666 000103 J/h 冷却水出口温度t2由QM2 cp2 (t2t2)，得 t2t23040.6 冷却水的热物性参数值冷却水的平均温度 t2m35.3，冷却水在该温度下的热物性参数值为：黏度27.22104 kg/(ms)，导热系数20.627 W/(m)，比热cp24.18103 J/(kg)，密度2994 kg/m3。 选型由于是液液热交换，选型。 流道的当量直径de选取在流道中的
14、流速，冷却水侧为w20.5 m/s，煤油侧为w10.4 m/s。设冷却水侧的流通截面积为A2，煤油侧为A1，则 A20.008 33 m2 A10.002 5 m2取螺旋板宽H0.6 m，则去除封条宽厚的有效板宽HeH20.10.58 m。通道宽b2 (水侧)和b1 (煤油侧)为 b20.014 m b10.004 3 m查产品样本取b215 mm，b15 mm通道的当量直径de2(水侧)和de1(煤油侧)为： de20.029 2 m de10.009 9 m 雷诺数Re及普朗特数Pr (下标2为水侧，1为煤油侧的值，下同) w20.48 m/s Re219 296 Pr24.81 w10.
15、348 m/s Re12 842 Pr115.9 对流换热系数由式(3.2)， 20.039 7RePr0.039 719 2960.7844.810.4 3 658 W/(m2) 10.039 7RePr0.039 72 8420.78415.90.3 656.7 W/(m2) 传热系数K因介质是水和煤油，故取材质为A3卷筒钢板，厚4 mm，其导热系数46.5 W/(m)，两侧污垢热阻取R1R20.000 0017 m2/W，则 R1R20.000 00170.000 0017 K530 W/(m2) 对数平均温差tlm tlm39 传热面积F F8.95 m2 每块螺旋板有效长度le le
16、7.72 m 螺旋板圈数及下料尺寸设d2200 mm，cb1b225152428 mm，则 d1d2(b2b1)200(155)190 mm由式(3.15)得螺旋体的有效圈度ne为 ne 6.69取有效圈数ne7，此即为内侧螺旋板的实际圈数。由式(3.12)得内侧螺旋板的下料尺寸为： lil1n(d12b14d2)2(n2n)c 7(1902544200)2(727)28 8.26 m由式(3.13)得外侧螺旋板的下料尺寸为： lol2n(d12b24d2)(d2)2n2c 7(19021544200)(2004)27228 9.42 m 热交换器外径D由式(3.16)得： Dd22nc220
17、0228724600 mm 压降由式(3.10)得：煤油侧： 34 775 Pa0.035 MPa冷却水侧： 48 073 Pa0.048 MPa因两侧压降均不足1工程大气压，在工程上一般的允许范围内，故本热力设计符合要求。3.2 板式热交换器例3.2 欲将流量为9000 kg/h的热水从110 冷却到40 ，冷水的入口温度为35 ，出口温度为65 ，压降最大不超过50 kPa，试进行一台板式热交换器热力设计计算。解首先确定板型。设选择兰州石油化工机械厂制造的BP型板片。从厂家产品规格查得，板间距b4.8 mm，流道宽L430 mm，板厚为1.2 mm，单片传热的投影面积为0.52 m2，传热
18、准则关系为Nu0.091Re0.73Prn，压降的准则关系式为Eu42 400Re0.545，当流程数m7时，应乘以校正系数m，即EuEumEu 传热量Q QM1cp1(t1t1)9 0004.19(11040)2 639 700 kJ/h 所需冷水量M2 M221 101 kg/h 假定流程数m1、m2热水m16，冷水m23 假定通道数n1、n2热水n13，冷水n26 计算平均温差tm按逆流计算时 tlm，c18.2 P0.4，R2.33按3壳程、6管程的管壳式热交换器查得修正系数0.88， tmtlm，c0.8818.216.0 确定两侧对流换热系数1、2对于热水侧： 流速w10.42 m
19、/s质量流速G11w1974.80.42409 kg/(m2s)当量直径de12b24.89.6 mm取t1(t1t1)/2(11040)/275 为定性温度，查得水动力黏度，1380.6106 kg/(ms)，导热系数167.1102 W/(m)，比热cp14.19 kJ/(kg)。 Re110 317 Pr12.38 10.091RePr0.091(10 317)0.732.380.3 7 020 W/(m2)对于冷水侧： w20.48 m/s G22w2988.10.48474.3 kg/(m2s)取t2(6535)/250 为定性温度，由此查得冷水的2549.4106 kg/(ms)，
20、264.8102 W/(m)，cp24.17 kJ/(kg)，Pr23.54 Re28 288 20.091RePr0.091(8 288)0.733.540.4 7 386 W/(m2) 计算传热系数K设水垢阻r1r20.000 017 m2/W。今板片厚 1.2 mm，不锈钢板材的导热系数 14.4 W/(m)K 2 531 W/(m2) 所需传热面积F F18.1 m2 由传热面求板片数Nt *由于板片有波纹，板片参与换热的实际面积略大于其投影面积。 Nt2236.837 由通道数与流程数求板片数Nt Ntm1n1m2n216336137今NtNt，故满足传热要求。 压降P计算热水侧：E
21、u142 400Re42 40010 3170.545275.4今程数小于7，故Eu1Eu1275.4236.1 P1Eu11w236.1974.80.42240 598 N/m241 kPaP允冷水侧：Eu242 400Re42 4008 2880.545310.3因程数小于7，故Eu2Eu2310.3133 P2Eu22w133988.10.48230 279 N/m231 kPaP允从上可知流道布置及传热面积和压降均符合要求，故此热力计算完成。该热交换器流道布置示意图如下。 例3.2图3.3 板壳式热交换器例3.3 已知某热流体的进口温度为C及出口温度为100，进口压力为0.51MPa，
22、流量为73068kg/h。某冷流体的进口温度为C及出口温度为493.3，进口压力为0.75MPa, 流量为72771kg/h。热负荷为26.8MW，试设计一台用于重整进料的板壳式换热器。解(1) 结构设计先根据经验选定流速及传热系数. 对于用于重整进料的换热器， 流速以1015m/s为宜， 传热系数的初始取值范围为400700 W/(m2K)。再通过结构计算初步确定出板壳式换热器的结构尺寸，其结果如下：传热面积为2400m2，板片数316张，板片宽度1.0m，板片长度8.0m，流通面积0.6m2，设备直径2.0m。(2) 传热计算 Q/T曲线图根据工艺条件给出的工艺参数作出冷热、流体的“热负荷
23、/温度曲线图”，如图3.31。分别找出冷、热流体QT曲线的拐点，分段进行换热器的工艺计算。图中曲线最高温度与所给工艺条件略有不同，但拐点不变。原因是在装置开工的初期、中期及后期反应器要求的床层温度不同。AB段两侧流体均无相变，为对流换热段。BC段热侧流体继续冷却，无相变，冷侧流体沸腾。CD段热侧流体出现少量冷凝，冷侧流体沸腾。 AB段传热计算温度条件：热侧(无相变)T152， T022冷侧(无相变) t117 , t0493.3对数平均温差：T1 41.3 本段热负荷： Q118.8MW传热系数关联式：NumRen Pr0, 4式中， m，n为常数，其值取决于板片的几何形状参数。通过计算，得到
24、本段传热系数为K1469.36W/(m2K)本段所需传热面积：F1969.48m2 BC段传热计算温度条件：热侧(无相变)T122 , T010冷侧(部分沸腾) t110 , t0170对数平均温差：T2 18本段热负荷： Q27MW热侧传热系数按无相变计算，冷侧因有沸腾而按两相流计算。通过计算，得到本段传热系数为K2597.49W/(m2K)本段所需传热面积：F2643.72m2 CD段传热计算温度条件：热侧(部分冷凝)T110T09冷侧(部分沸腾)t187， t010对数平均温差：T3 6.4 本段热负荷：Q31MW热侧传热系数按部分冷凝计算，冷侧按两相流计算。通过计算，得到本段传热系数为
25、K3511.42W/(m2K)本段所需传热面积：F3304.1m2 校核加权平均温差：33.9平均传热系数：K411.36W/(m2K)所需总传热面积：FcF1F2F31917.3m2因1.25，面积余量为25%，故计算结果合理。图3.31热负荷/温度曲线图(3) 压降计算压降主要产生在流体流过板束、进出口及进料混合器等处。1) 热侧(反应产物)压降 热侧板束内压降本例中，反应产物走壳程。由传热计算可见，热侧基本上是一个冷却过程，只有少量冷凝，冷凝量约占5%。由传热计算可以推导出冷凝段对应的板片长度应为约1.27m，它仅占板片总长度的15.86%，故热侧板束内压降可按全气相无相变计算。今计算使
26、用的单相压降关联式为h/Lk(G2/)Re1 式中G宏观质量流速， kg/(m2s)；P流体密度，kg/m3；L板片长度，m；K, i常数，取决于板片的几何形状参数。 热侧进出口压降G2/2) 冷侧(粗汽油/循环氢)压降 冷侧无相变段(AB段)压降AB段为气相升温过程。此段传热面积为969.48m2，对应板片长度约4.05m。其压降计算方法仍按单相压降计算即可。 部分组分沸腾段(BD段)压降BD段传热面积947.82m2，对应板片长度约3.95m。其压降按两相流计算，但需引入马提内利参数，可在设计手册中找到。 冷侧进出口压降其计算方法与热侧相同。 进料混合器局部压降进料混合器局部压降主要为循环
27、氢通过混合器筛板孔时的压降prG2/3) 计算结果热侧/MPa冷侧/ MPa板面压降0.050100升温段压降0.013100进出口分配段压降0.011000两相流段摩擦损失0.000427进口压降0.000900两相流段加速压降0.000140出口压降0.000370两相流段静压差0.000138进口压降0.000482出口压降0.000140进料混合器局部压降0.000607合计压降ph0.062300合计压降0.014500总压降pphpc0.076800MPa3.4 板翅式热交换器例3.4试设计一台空分装置板翅式液态空气过冷器(液态空气与氮气的换热)。已知其原始设计数据为：热负荷Q85
28、 545 J/s，氮气流量VN223 500 Nm3/h(N指标准状态下的流量)，氮气平均压力PN2123 kPa，氮气进口温度tc80.6 K及出口温度tc90 K。氮气侧允许压降P2 kPa。液态空气流量VA16 500 Nm3/h，平均压力PA0.554 MPa，进口温度th99.5 K，出口温度th92.6 K(见图3.51)。 图3.52液空过冷器示意图 例3.4图解1) 为提高过冷器的传热效果，采用逆流，氮气自上而下流动，而液态空气自下而上流动。2) 因两流体温度差别不大，故选用锯齿形翅片。其几何参数：mm几何参数氮气侧液空侧H9.54.70.20.3S1.72.00.80.8x1
29、.51.7y9.34.4B7207203) 其他几何参数氮气侧液空侧当量直径， de ，m2.581032.45103每层通道有效截面积fixy, m2/层5.911032.69103每层通道长度为l1m时，传热面积，Fi2(xy)Bl/S, m2/m层9.1444.392二次传热面积对总传热面积之比，0.8620.7214) 热物性参数值平均温度tm，K85.396.05导热系数，W/(m)0.080.13动力黏度，kg/(ms)5.82106134.8106定压比热cp，kJ/(kg)1.12.0密度，kg/m34.918185) 根据经验，选取氮气质量流速G为22.3kg/(sm2)，液
30、空质量流速为72.7kg/(sm2)，则得两流体通道数：氮气侧液空侧n6231式中计算时，取标准状态下氮气密度N21.25 kg/m3，富氧空气密度A1.32 kg/m3。6) 根据所求得的通道数，它的排列应为每两个氮气通道间隔一个液态空气通道。氮气的传热性能比液空要差，应该加大氮气一侧传热面积，所以从这点考虑如此排列也是合理的。7) 计算氮气侧液空侧翅片定型尺寸b，m9.51032.35103Re9 9001 320j(由图3.41查得)0.007 20.014 0f(由图3.41查得)0.0470.068Pr0.8312.17StjPr2/30.008 150.008 35StcpGW/(
31、m2)2001 2118) 翅片效率和翅片壁面总效率m，1/m102205mb0.970.4820.83620.773f0.93o0.781o1(1f)0.959) 传热系数以氮气侧传热面积为基准： KcKN2 98.3 W/(m2)以液空侧传热面积为基准： KhKA 416 W/(m2)10) 平均温差今用对数平均温差 tlm10.7711) 传热面积氮气侧液空侧 F，m2 81 1912) 通道长度 l，m 0.143 0.142取板束理论长度l0.143m，考虑30%安全裕量，板束有效长度为1.30.1430.186 m。13) 压降核算 P1(12)Kc(112)00式中，氮气侧集气管
32、最大截面积 AN2(H)B0(nN2nA) (4.70.8)103(720152)103(6231)0.38 m氮气侧通道截面积 0.38m2 1因今为锯齿形翅片，故可由文献中8查得Re时，KoKe0 P2(12)Ke0因1，0 P3 697.5N/m2总压降为PP1P2P3697.5 N/m2，它小于允许压降值，所以该板翅式热交换器满足了要求。14) 热交换器芯子的实际尺寸 长0.186m 宽720103215(侧条宽)1030.75 m 高 0.819 9 m3.5 翅片管热交换器例3.5试选用一台定型的空冷器将流量为42 m3/h的某种航煤从165 冷却到 55 ， 其热负荷为8.881
33、06 kJ/h。设计气温为35 。解1) 总体考虑 因接近温差为553520 ，故选用空冷器是经济的。2) 估算和选型(1) 由附录A选取传热系数Ko407 W/(m2)。(2) 选取管排数计算0.32，查图3.69得最佳管排数为7。根据管束规格，考虑煤油的换热系数不高，故选用低翅片6排管。(3) 选取标准迎面风速由表3.12查得vNF2.5 m/s，面积比(Fo/AF)8.74。(4) 试算空冷器出口空气温升及传热面积假设几个可能的出口空气温升(或温度)，按热平衡式求得AF、Fo(由迎风面积AF计算而得的光管外表面积)，再根据传热计算求得Fo，比较Fo与Fo，至两者接近时为止。列表计算如下：
34、空气出口温升(t2t2)假定值 35404550AFm223.419.218.216.4Fo8.74AFm2204.5168.0159.0143.0tm 48.146.544.843.3Fom2126.0130.0135.0140.0 由估算可见，当空气出口温升50 时，Fo与Fo接近，故取空冷器出口风温为t250t2503585 。(5) 选型今已知流量为42 m3/h、管排数为6，由图3.72查得油在管内流速1 m/s左右时，可采用PD926()的管束(如不用此图，读者也可根据国产管束规格，自行计算管内流速)。这一管束的光管表面积为145 m2，与Fo、Fo均很接近。实际迎风面积AF292
35、0.1916.2 m2，与计算值(上表中)接近，故迎面风速与出口风温均可不必调整。(6) 选风机风量V3 600AFvNF3 60016.22.5146 000 m3/h风压管束压降由式(3.111)计算 P15.1Nf5.12.51.50461.15140 N/m2 取风机动压头P230 N/m2 故PP1P214030170 N/m2选用F18风机三台。3) 精确计算对PD926()，管子总根数为210根，体积流量m/142 m3/h，则管程数Np可由式(3.109)计算 Np5.65今前已选为6管程，每程35根，则该种油品在管内实际流速为 w11.06 m/s由文献可得，当航煤温度为110 时，其对流换热系数为1 396 W/(m2)，当油品流速为1.06 m/s时，校正系数为0.84，则油品管内对流换热热阻为 0.000 86 m2/W由附录E得航煤的污垢热阻为rs，i 0.000 26 m2/W图3.72管内流率、流速与单程管数及管束规格关系图图表内符号：P水平式管束高翅片管；PD水平式管束低翅片管；阿拉伯字管排数；罗马字
