管壳式换热器的设计和选用的计算步骤

1、管壳式换热器的设计和选用的计算步骤设有流量为m的热流体，需从温度Ti冷却至T2,可用的冷却介质入口温度出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力根据传热速率基本方程：当Q和山已知时，要求取传热面积 A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器 结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计 换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。初选换热器的规格尺寸初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数 %大亍0.8,否则应改变流动方式，重 新计算。计算热流量Q及平均传热温差m,根据经验估计总传热系数 K估，初估传热面 积A选取管程适宜流速，估

2、算管程数，并根据 A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时 NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另 选壳径再进行计算，直到合理为止。核算总传热系数分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。计算传热面积并求裕度根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差At m,由总传热速率方程计算传热面积 A 一般 应使所选用或设计的

3、实际传热面积 &大丁 Ao20哧右为宜。即裕度为20%£右，裕度的计算 式为：A某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95C预热至128 C,原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表4-18 设计条件数据物料流量kg/h组成(含乙醇量)mol%温度c操作压力MPa进口出口釜液1097793.31450.9原料液1026807951280.53试设计选择适宜的管壳式换热器。解：(1)传热量Q及釜液出口温度 七a.传热量Q以原料液为基准亦计入 5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q。平均温度垢泌5|+1的2卜1|1朱分别

4、查得乙醇、水的物性为:粘度(cp)热导率入(W/mc)密度p(kg/m3)比热容Cp(kJ/kg C)乙醇0.290.1497003.182水0.260.685949.44.237混合物0.2620.539879.94.067以上表中混合物的各物性分别由下式求得：W/(m C)kg/m3kJ/(kg C)混合物*:四" =呻cp混合物热导率混合物密度' ： 1- - - -"-'；混合物比热容、： - 1 -?,- 式中志为组成为i的摩尔分率， 阿为组分i的质量分率。其他符号意义同前。所需传递的热流量:(12895)b.确定釜液出口温度假设否=113C,则定

5、性温度为:t卜白+N擀4邮+i向伸卜啪c由孔可查得乙醇、水物性，亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性为:粘度1 (cp)热导率入(W/mc)密度 p (kg/m3)比热容 Cp (kJ/kg C)乙醇0.2220.144678.02.617水0.2240.686935.64.267釜液0.2240.578908.04.135由热流量衡算得：= 145-(L44E0 卅 °9*4.晶=113.1c(2)换热器壳程数及流程a.换热器的壳程数札对于无相变的多管程的换热器壳程数札 的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图4-71所示，采用图解方法确定壳程数

6、*。图1图解壳程数Ns如图1可见，所用水平线数为2,故选取该换热器的壳程 虾为2。其处理办法，或在一壳体内加隔板 或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。故选用两台相同的换热器。145-128 113 95流程示意图(3)估算传热面积 A其校正系数'4按以下步骤求得:b.流程规定a.传热温差上b.前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得:= 17.5 C在列管式换热器中由于加折流板或多管程，冷、热两流体并非纯逆流，以上靠应加以校正,冷、热流体的物性及流量均相近。为减少热损失，先选择热流体(釜液)走管程，冷流体(原料液)走壳程如图4-72所示。-|T IT145-113 128-

7、95由R P及壳程数 查图4-8(2)得:0 34 ,于是得传热温差校正值为:康料祓95-C128-95145-95&丰800町,辱c于是J ) Jb.传热面积A根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，选取传热系数可求所需传热面积A为:W蜥聃湖柚Ic.(4)换热器选型根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保 证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数。管程热流体(釜液)体积流量：1097793600x08.03d.选用©25*瑟规格钢管，设管内的流速y q，阳,则:单管程所需管子根数n：设单台换热器的传热面积为丑，则单台传热面积为:

8、j4'= 4?' 2 =：样血口匕L =力f(2郊淑°)Z = 342.5/(2x214x?t0 J325) = l(|.lw选取管束长l = 6m则管程数 ，为% 工44 = 10.1中0 = 1.7“入 土。SEN M，、,故应选取管程数夕为2。根据以上确定的条件，按列管换热器标准系列，初步选取型号为800mm800mm1.6MPaG800-II-16-225固定管板式换热器两台，其主要性能参数如下:壳体内径公称直径公称压力公称面积225希计算面积227希管程数2管长6000mm管子规格龙5 *2*排列方式A管间距32mm管数488根折流板数18壳程数1(5)换热

9、器的核算按以上数据可分别求出管程和壳程流体流速及雷诺数 管程：流通截面积式中 n为总管数。管内流速啊793抽x 0.0766x908.030 438如占式中一管程流速m/s;醇'一釜液流速kg/h ;©-釜液平均密度帼咐管内雷诺数JW II0 02xp,433：= 908.03024x135510b-3式中山一管内直径，m;片-釜液平均粘度， 用璀壳程:选折流板间距B=300mm壳程流通截面积式中R 一壳体内径，m;do 一管外径，m；t一管间距，mo流速3600x0.0525x397.9式中一壳程流速m/s;原料液平均密度 树*稀。一原料液流率kg/h 。刍量直径雷诺数：式

10、中“0 -原料液平均粘度 泠 从以上计算结果可知，两流体在换热器中流动均能达到湍流，有利于传热。a.管、壳程压力降 管程压力降' 取管壁绝对粗糙度：E= 0.2mm相对粗糙度：田4 卜0.01由前面计算已得= 3551° ,故可查得直管壁摩擦系数4 = 004 ,于是得单管程压力降为: 翻-。呷卜炯扁5&& 20.022回弯压降:式中：一阻力系数 管程总压力降：m =皿伸泪mN校正系数'管程数 :串联的壳程数此=2 （即串联的换热器数） 壳程压力降管束压降皿=2%帽（虬+】）芸庄蚌Il I n 2三角形排列：F=0.5壳程流体摩擦因数/ =|5.0|x

11、Re =轲*申46町平' = 0,4431 柑8郴=惭*值=0 5x0 443x24 3x(.68916折流板缺口压降:牌=（偈+A乌视蜘壳程压力降结垢校正系数 % T 15辎=(16805+8134.2) x=5孙60福=0由5协1b.总传热系数K管程传热膜系数仁管内雷诺数-：-''1普兰特数管长与管内径比:式中小*用6）000/ 0,02日削*|时肺。-釜液平均热容七"膻"）；"-釜液平均导热系数（=3343JF|(wJ管外传热膜系数:管外雷诺数：414684.097x10s x 0.26x10普兰特数0 53991式中°网一原料液平均热容C)；尹。-原料液平均粘度乩璀；-原料液平均导热系数"'"0.360.36*4M39002Pr41468"1.9910334219 醐/（部"I。） 污垢及管壁热阻管壁内外侧污垢热阻均为 1C/W钢管壁热导率2:W 1= 5.56xlCr/C） /W 总传热系数1