集成3.换热器的详细计算

换热器的详细计算传热过程的基本问题载热体用量的确定；设计新的换热器；核算现有换热器的传热性能；强化或削弱传热的方法。解决这些问题需要两个基本关系式传热过程的基本关系式热量恒算式若忽略过程热损失，Q放＝Q吸

传热速率关系—传热基本方程式传热速率(热流量)Q： 单位时间内所交换的热量(W)传热通量(热流密度)q： 单位时间单位传热面积上传递的热量 (W/m2)总传热系数K： W/(m2·K)

——传热基本方程式

传热过程的计算传热负荷传热温差总传热系数污垢热阻换热器计算的变量分析设计型计算校核型计算传热单元数法传热负荷生产上对物料加热(冷却)时所需提供(移除)的热量设 Q— 传热速率，W；

W1、W2— 热、冷流体的质量流率，kg/s；

Cp1、Cp2— 热、冷流体的比热，J/(kg·K)；

T1、T2— 热流体的进、出口温度，℃；

t1、t2— 冷流体的进、出口温度，℃；

r— 流体的汽化或冷凝潜热，kJ/kg。无相变：有相变：若忽略热损失，则热流体放出的热量等于冷流体吸收的热量传热温差：推动力换热过程中，热流温度沿程降低，冷流温度沿程升高，故冷热流体温度差在换热器表面各点不同。当用传热基本方程式计算整个换热器的传热速率时，必须使用整个传热面积上的平均温差。传热温差：推动力列管式换热器中两种流体的流动比较复杂的多程流动。对于错流或折流平均温差，通常是先按逆流求算，然后再根据流动型式加以修正，即——温差修正系数与冷热两流体温度变化有关，表示为P和R两参数的函数传热温差：推动力温差修正曲线＜1(tm＜tm,逆)是由于复杂流动中同时存在并流和逆流；换热器设计时

值不应小于0.8，否则不经济；可改用多壳程来增大，即将几台换热器串联使用。总传热系数K总传热系数K综合反映传热设备性能，流动状况和流体物性对传热过程的影响，倒数1/K称为传热过程的总热阻。对间壁式换热器，可视为对流-导热-对流的串联过程，即总传热系数K在有关传热手册和专著中载有某些情况下K的经验数值，可供设计参考。注意应选用工艺条件接近、传热设备类似的较为成熟的经验K值作为设计依据。流体种类总传热系数K

W/(m2·K)水—气体12~60水—水800~1800水—煤油350左右水—有机溶剂280~850气体—气体12~35饱和水蒸气—水1400~4700饱和水蒸气—气体30~300饱和水蒸气—油60~350饱和水蒸气—沸腾油290~870换热器在运行一段时间后，流体介质中的可沉积物会在换热表面上生成垢层，有时换热面还会被流体腐蚀而形成垢层。垢层产生附加热阻，使总传热系数减小，传热速率显著下降。因垢层导热系数很小，即使厚度不大，垢层热阻也很大，往往会成为主要热阻，必须给予足够重视。如管壁内侧和外侧的污垢热阻分别是Rs1和Rs2，则总传热系数

用Rf表示管壁内外两侧污垢热阻之和污垢热阻污垢热阻污垢热阻的大致数值流体种类污垢热阻m2·℃/W流体种类污垢热阻m2·℃/W水(u<1m/s,t<50℃)

蒸气

海水0.0001有机蒸汽0.0002河水0.0006水蒸气(不含油)0.0001井水0.00058水蒸气废气(含油)0.0002蒸馏水0.0001制冷剂蒸汽(含油)0.0004锅炉给水0.00026气体

未处理的凉水塔用水0.00058空气0.0003经处理的凉水塔用水0.00026压缩气体0.0004多泥沙的水0.0006天然气0.002盐水0.0004焦炉气0.002换热器计算的变量分析设计型计算：在给定的工艺条件下，设计一台新的换热器。设计原则：技术上可行，经济上合理。例：热流体的冷却已知：W1、T1、T2、t1及物性求：A、tm、K根据计算得出的A和选定的流动方式选出适合的换热器无相变：tm：需要选定t2。t2，W2，操作费用，但tm，A，设备费用。K：与流体的流动方式和流速有关。速度，K值，传热面积，但流动阻力，动力消耗。基本原则：湍流、逆流。对列管换热器的复杂流动，流向和流动空间的安排以温差修正系数不低于0.8为宜。A：管壳式换热器的设计计算用户定义：负荷或者温度的设定管程：内径、外径、传导率、

管心间距、排列方式、污垢热阻壳程：材料,折流板切口、类型,污垢热阻和封头设计TEMA类型安装方位造价数据上面这些值大部分都有缺省值设计任务负荷或者温度的设定（Specifications选项页）出口温度（Tubeside、Shellside）液相质量分率Tubeside、Shellside

Hotside、Coldside总负荷温差HotOutlet-ColdInletHotIntlet-HotOutletHotIntlet-ColdOutletColdOutlet-ColdIntlet设计约束条件（DesignConstraints

选项页）面积限制折流板间距、结构尺寸的限制管程和壳程流速限制壳体内径限制壳程串联和并联的限制管子长度限制管程数限制管程和壳程的最大和最小压力降最小对数平均温差LMTD校正因子Hextran使用最大的管长作为初始值进行计算，如果不满足管程压降和管速限制的话就会减少一个增加值再进行计算。调整壳程串联数满足LMTD的F因子的限制调整壳程并联数满足单壳程换热面积的限制调整Tubeside和Shellside的设置满足DesignConstraints的限制设计约束条件单程管壳式换热器1—外壳2—管束3、4—接管5—封头6—管板7—折流板管壳式换热器结构名称管程的设计（Tubeside选项页）管长设计模式下，不可输入。Hextran使用设计限制的最大值进行初始计算，如果在设计允许的最小管程数下计算不能满足压力降和速度的指定的话，将按照指定的增量减少进行计算。管子外径

默认0.75英寸/19.05毫米管心距最近的两个管子中心到中心的距离。一般选1.25倍管子外径，默认值1.0英寸/25.4毫米。管程的设计（Tubeside选项页）管板厚度（TEMA标准指定）管板用于固定管子，管板的受力情况比较复杂，影响管板强度的因素很多，TEMA标准指定选择方法。设计压力会影响管板的厚度。管子排列模式正方形－90℃旋转正方形－45℃三角形－30℃旋转三角形－60℃

三角形排列比正方形排列更为紧凑，管外流体的湍动程度高，给热系数大，但正方形排列的管束清洗方便，对易结垢流体更为适用，旋转45℃放置，也可提高给热系数。管程的设计（Tubeside选项页）管子壁厚管子内径管壁厚度伯明翰线规用以表示金属的线径、板厚、管壁厚度，其与毫米之关系如下:B.W.G毫米(mm)

B.W.G毫米(mm)

B.W.G毫米(mm)0000

000

00

0

1

2

3

4

5

611.5

10.8

9.65

8.63

7.62

7.21

6.58

6.04

5.59

5.15

7

8

9

10

11

12

13

14

15

164.57

4.19

3.76

3.4

3.05

2.77

2.41

2.11

1.83

1.65

17

18

19

20

21

22

23

24

251.47

1.24

1.07

0.89

0.81

0.71

0.63

0.56

0.51壳程的设计（Shellside选项页）Checkdate复选框系统自动生成未输入的数据每壳程的管子数管程数流向（Countercurrent、Cocurrent）指定热端（Shellside、Tubeside）安装方位（Horizontal、Vertical）换热面积：AREA=π*OD*(LENGTH-SHEETS)*NUMBER壳程的设计（Shellside选项页）壳体内径设计任务决定了每个管程所需的换热面积，以及内部管子设计共同决定了壳体的尺寸。基于这些数据和TEMA标准类型，HEXTRAN选择一个标准的壳体尺寸。英制（英寸）米制或公制(毫米)6.008.0010.0012.00150.0-600.0(50毫米递增)13.0013.2515.0015.25600.0-3100.0(100毫米递增)17.0017.2519.0019.2521.0021.2523.0023.2524.00-60.00(1.0英寸递增)60.00-80.00(2.0英寸递增)80.00-122.0(3.0英寸递增)TEMA类型：前管箱(A、B、C、N、D)TEMA类型：壳程(E,F,G,H,J,K,X)壳程类型的选择：F型换热器具有一个纵向挡板，形成串联双壳程流道，当换热器为双管程时，壳程纵向挡板可以使管程和壳程的流体达到完全的逆流。较高壳程的流体会通过纵向挡板向另一壳程有热渗漏；压力差会使流体短路。壳程类型的选择：壳程EFGHJ给热系数11压力降1811/81/8换热器不同壳型的相对性能比较TEMA类型：后管箱或后端结构(L,M,N,P,S,T,U,W)接管的设计（Nozzles选项页）折流板的设计（Baffles选项页）折流板类型(HEXTRAN在计算过程中不改变该值)折流板的设计（Baffles选项页）折流板结构数据翅片的设计（Fins选项页）翅片效率：对于翅片管外膜传热系数的计算，以光管外表面为基准，其关系式如下：

hf0—以光管外表面积为基准的翅片管外膜传热系数

hf—翅片管表面膜传热系数

At—翅片管的光管部分的面积

Af—翅片管的翅片部分的面积

A0—光管的外表面积

Ω—翅片效率材料的选择（Material选项页）通过数字代码自定义材料性质传热膜的选项（FilmOptions选项页）压降的选择(PressureDropOptions选项页)造价的设计（Costing选项页）设计结果HEXTRAN计算:温度、压力和负荷严格的传热系数U值对数平均温差LMTD校正因子壳程串联和并联数换热器造价机械数据设计结果计算得到的机械数据：换热器面积管程数管子个数管子长度壳程内径折流板间距喷头尺寸优化的折流板切口例题1STE管壳式换热器的设计按照指定的条件设计管壳式换热器设计一个管壳式换热器，用于乙苯制取苯乙烯的反应过程管程流体：压力：12.0psig温度：1000℉流量：350,000lb/hr组成(质量百分比)：H2O:55%STYRENE:20%EBENZENE:25%壳程流体：压力：35psig温度：1500℉水蒸汽流量：160,000lb/hr换热器的热负荷为38.06MMBTU/HR热力学方法选用SRK，其它物性数据采用SIMSCI数据库的数据DesignFeatureDesignCriteriaExchangerE-101heavyduty38.06MMBTU/HRTubelength(min,max,inc)25.0ft,25.0ft,4.0ftTubepass(min,max,inc)1,1,1Shellsidepressuredrop/shell(min,max)10,20psiTubesidepressuredrop/shell(min,max)2,10psiAreapershell(min,max)5000,12000ft2ShellID(min,max)60,80in.Numberofshellsinseries(min,max)1,2TubeOD1.75in.TubeBWG10Tubepattern30degreesTubepitch2.1875in.Numberoftubepasses1TEMATypeN,E,NOrientationVerticalSealingstrips(pairs)0BaffleThickness0.1875in.BaffleTypeNTIWTubesidefoulingresistance0.0015hr-ft2-F/BtuShellsidefoulingresistance0.0004hr-ft2-F/Btu换热器校核计算的变量分析校核计算：已有换热器在非设计工况下的传热性能(1)产量改变造成工艺流体流量的变化，要求预测现有换热器在冷流体流量和进口温度不变的条件下，工艺流体的出口温度T2。(2)上游设备工况改变而引起工艺流体的进口温度发生变化，需预测出口参数的变化。(3)冷却剂水的进口温度受季节和气候影响，从而会使工艺流体的出口参数产生波动，需预测出口温度的波动值。(4)新换热器刚投入使用时，垢层尚未形成，其总传热量系数K远大于考虑了污垢热阻的设计值，需要预测K的这种变化对传热的影响。管壳式换热器的校核计算多种机械细节选项，包括：内部结构(安装方向,物流流动方式)TEMA类型管程（模式，管程，几何尺寸，并流和对流）折流板(结构数据,间距,切口,其他特殊的设计)用户定义所有的机械尺寸可以使用软件提供缺省值可以指定负荷或者温度HEXTRAN计算：严格的传热系数U值所有的温度压力和负荷如果指定操作条件就会计算满足这个条件的所需面积对数平均温差LMTD校正因子设备造价管壳式换热器的校核计算例题2换热器的严格计算根据当前的操作数据决定污垢系数在新的操作条件下的性能评价管程和壳程的物流数据如下：TubesideShellsideComponentFD1Mole%BT1Mole%NC4154