标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤(精)

标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤

（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能

（2）计算传热量，并确定第二种流体的流量

（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）选取经验传热系数

（7）计算传热面积

（8）查换热器标准系列，获取其基本参数

（9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤

（10）校核有效平均温度差

（11）校核传热面积

（12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。

非标准系列化列管式换热器的设计计算步骤

（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能

（2）计算传热量，并确定第二种流体的流量

（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

（10）计算管数

（11）校核管内流速，确定管程数

（12）画出排管图，确定壳径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。

甲苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）

一、设计任务

1.处理能力：

2.376×104t/a正戊烷；

2.设备形式：立式列管式冷凝器。

二、操作条件

1.正戊烷：冷凝温度51.7℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；

2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度32℃；

3.允许压降：不大于105Pa；

4.每天按330天，每天按24小时连续运行。

三、设计要求

选择适宜的列管式换热器并进行核算。

附：正戊烷立式管壳式冷却器的设计——工艺计算书（标准系列）

正戊烷立式管壳式冷凝器的设计——工艺计算书（标准系列）

本设计的工艺计算如下：

此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。

1.确定流体流动空间

冷却水走管程，正戊烷走壳程，有利于正戊烷的散热和冷凝。

2.计算流体的定性温度，确定流体的物性数据

正戊烷液体在定性温度（51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录）

。，，kJ/kg C W/m C kJ/kg s Pa kg/m 34357130342，1081，5964.r .λ.c .μρp =︒⋅=︒⋅=⋅⨯==- 井水的定性温度：

入口温度为C ︒=321t ，出口温度为

12

212t c m r

m t p s s +=

式中33kg/s 3000kg/h 8024330101037623

41./.m s ==⨯⨯⨯=

C ︒=+⨯⨯=

673532174

4700004

35730002...t

井水的定性温度为()C

84332673532./.t m =+= 两流体的温差C 50C

<=-=-86178433751...t T m m ，故选固定管板式换热器 两流体在定性温度下的物性数据如下

3.计算热负荷

kW 7297435783301...r m Q s =⨯==

4.计算有效平均温度差

逆流温差()()()()[]

C 32-51.7ln 8176735751673575132751.../...t Δ,m =----=

逆 5.选取经验传热系数K 值

根据管程走井水，壳程走正戊烷，总传热系数C W/m 2

︒⋅=815470~K ，现暂取C W/m 2

︒⋅=600K 。

6.估算换热面积

23m 17.85001024533797..t ΔK Q S m =⨯⨯==，逆

7.初选换热器规格

立式固定管板式换热器的规格如下

公称直径D ..............................500mm 公称换热面积S ........................40m 2 管程数N p .. (2)

管数n ………………………………..172 管长L ………………………………..3.0m

管子直径……………………………..mm 5225.Φ⨯ 管子排列方式………………………..正三角形

换热器的实际换热面积()()2

m 16391030250143172100.....L d πn S o =-⨯⨯=-=

该换热器所要求的总传热系数C W/m 2o ︒⋅=⨯⨯==142781716391072973

....t ΔS Q K m o ，逆

8.核算总传热系数o K

（1）计算管程对流传热系数i α

/s m 3019607993441979933600

70000

../../ρ/m V i si si ==== 2m 0270020078502172422...d πN n A i p i =⨯⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭

⎫

⎝⎛= m/s 7260027

001960...A V u i si i ===

1000020123000717

07

99372600200>=⨯⨯==

....μρu d Re i i i i i （湍流） 7734627

01071701017443

3....λμc Pr i

i pi i =⨯⨯⨯==

-

故()()C)W/(m 2︒⋅=⨯⨯==3736773420123020

062700230023

04

0804080....i i i ....Pr Re d λ.α （2）计算壳程对流传热系数o α

因为立式管壳式换热器，壳程为正戊烷饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算o α

4

132131/o t ΔL μr λρg .α⎪

⎪⎭

⎫

⎝⎛=

现假设管外壁温C ︒=40w t ，则冷凝液膜的平均温度为()()C ︒=+=+8545407515050...t t .w s ，这与其饱和温度很接近，故在平均膜温45.85℃下的物性可沿用饱和温度51.7℃下的数据，在层流下：

()C 51W/m 2︒⋅=⎪⎪⎭

⎫

⎝⎛-⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⎪

⎪⎭

⎫

⎝⎛=1050751300071701043571305968191311314

13324

132//o ......t ΔL μr λρg .α

（3）确定污垢热阻