热交换器计算示例【《热交换器原理与设计》课件】.doc

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/m³查物性表74411煤油黏度1kg/(m·s)查物性表604.5×10-612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水的密度2kg/m³查物性表100017水的黏度2kg/(m·s)查物性表0.62118水的导热系数2W/(m·)查物性表725×10-619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) L14000/3600×2.33×(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<2-4>型公式计算0.97226有效平均温差tmtm =t1m,c=0.972×3937.9估算传热面积及传热面结构27初选传热系数KW/(m2·)查参考资料230外径28估算传热面积Fm2F=888000/230×37.9101.8729管子材料及规格mm选用碳钢无缝钢管25×2.530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 =4×0.02121/×0.0226833每根管长lml=F/nZtdo=101.87/68×4×0.025=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 cos30°27.738垂直于流向的管距snmmsn = s sin30°=32 sin30°1639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=136×0.025×4.548.1二台传热面积Fm22×48.196.2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DLm0.224×2+2×0.01250.47343壳体内径DSmDS= DL+2b3b3=0.25d=6.25mm，且8mm，故DS=0.0473+2×0.008按照GB1511999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180×546管程雷诺数Re2/2758647管程换热系数2W/(m2·)2=×0.023 Re20.8Pr20.4=0.621/0.02×0.023×275860.8×4.90.44813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=0.25×0.50.12550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)=0.250.5-0.473+×(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203×665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 =0.8×0.125/0.0273.767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+1/2×1×0.044×0.25/0.0310.39570一块折流班上管子和管孔间泄漏面积Atbm2Atb=do(dH-do) (1 Fc)nt /2=×0.025×0.0004×1.64×136 /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=0.011×1.01×0.74×0.940.007778壳程质量流量Gskg/(m²·s)=3.89/0.028413779壳侧壁面温度tw假定4080壁温下煤油黏度w1kg/(m·s)查物性表1080×10-681壳侧换热系数1W/(m2·)1=joGscpPr-2/3（/w）0.14=0.0077×137×2330×13.7-2/3/1.0574406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=888000/301×37.977.8487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2.350.006590管侧壁温tw2假定4091壁温下水的粘度w2kg/(m·s)查物性表653.3×10-692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 =( Nb -1)Pbk Rb + Nb Pwk R1+2Pbk (1+Ncw/Nc) Rs=(17-1)×64.5×0.85+17×51.2×0.48+2×65.4×0.85×(1+3.7/8)×11007103两台壳程总阻力PsPa2×Ps =2×10072014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110.0×104 kg/(m·s)，导热系数10.14 W/(m·)，比热cp12.22×103 J/(kg·)，密度1825 kg/m3。 传热量Q QM1 cp1 (t1t1)3 000×2.22×103×(14040)666 000×103 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27.22×104 kg/(m·s)，导热系数20.627 W/(m·)，比热cp24.18×103 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HeH2×0.10.58 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 w10.348 m/s Re12 842 Pr115.9 对流换热系数由式(3.2)， 20.039 7RePr0.039 7××19 2960.784×4.810.4 3 658 W/(m2·) 10.039 7RePr0.039 7××2 8420.784×15.90.3 656.7 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 le7.72 m 螺旋板圈数及下料尺寸设d2200 mm，cb1b225152×428 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×(1902×54×4200)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×(1902×154×4200)(2004)2×72×28 9.42 m 热交换器外径D由式(3.16)得： Dd22nc22002×28×72×4600 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)9 000×4.19×(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，c0.88×18.216.0 确定两侧对流换热系数1、2对于热水侧： 流速w10.42 m/s质量流速G11w1974.8×0.42409 kg/(m2·s)当量直径de12b2×4.89.6 mm取t1(t1t1)/2(11040)/275 为定性温度，查得水动力黏度，1380.6×106 kg/(m·s)，导热系数167.1×102 W/(m·)，比热cp14.19 kJ/(kg·)。 Re110 317 Pr12.38 1×0.091RePr×0.091×(10 317)0.73×2.380.3 7 020 W/(m2·)对于冷水侧： w20.48 m/s G22w2988.1×0.48474.3 kg/(m2·s)取t2(6535)/250 为定性温度，由此查得冷水的2549.4×106 kg/(m·s)，264.8×102 W/(m·)，cp24.17 kJ/(kg·)，Pr23.54 Re28 288 2×0.091RePr×0.091×(8 288)0.73×3.540.4 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 Ntm1n1m2n216×33×6137今NtNt，故满足传热要求。 压降P计算热水侧：Eu142 400Re42 400×10 3170.545275.4今程数小于7，故Eu1Eu1275.4×236.1 P1Eu1·1w236.1×974.8×0.42240 598 N/m241 kPa<P允冷水侧：Eu242 400Re42 400×8 2880.545310.3因程数小于7，故Eu2Eu2310.3×133 P2Eu2·2w133×988.1×0.48230 279 N/m231 kPa<P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，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/(m2·K)。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/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：Num·Ren ·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，得到本段传热系数为K1469.36W/(m2·K)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/(m2·K)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K3511.42W/(m2·K)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/(m2·K)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。今计算使用的单相压降关联式为h/Lk(G2/)Re1 式中G宏观质量流速， kg/(m2·s)；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 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H9.54.70.20.3S1.72.00.80.8x1.51.7y9.34.4B7207203) 其他几何参数氮气侧液空侧当量直径， de ，m2.58×1032.45×103每层通道有效截面积fixy, m2/层5.91×1032.69×103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/(m·s)5.82×106134.8×106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/(s·m2)，液空质量流速为72.7kg/(s·m2)，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，m9.5×1032.35×103Re9 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/(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1.3×0.1430.186 m。13) 压降核算 P1(12)Kc(112)0×0式中，氮气侧集气管最大截面积 AN2(H)B0×(nN2nA) (4.70.8)×103×(72015×2)×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720×1032×15(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8.88×106 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：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PD9×26()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AF2×92×0.1×916.2 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 600×16.2×2.5146 000 m3/h风压管束压降由式(3.111)计算 P15.1Nf5.1×2.51.504×6×1.15140 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PD9×26()，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 Np×5.65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