换热器计算

换热器设计
物性参数
原料 进口的温度25℃，换热后的温度55℃，进口流量h 原料液的定性温度：T=（25+55）÷2=40℃
密度ρ1= 900 kg/m 3 比热容C P1= KJ/(Kg ·℃) 热导率λ1= W/(m ·℃) 粘度µ1 = Pa ·s 水 进入换热器的水温 90℃，换热后变为60℃ 水的定性温度：T=（90+60）÷2=75℃
（75℃时）
密度ρ0= kg/m 3 比热容C P2= (Kg ·℃) 热导率λ0=（） 粘度µ0 =估算传热面积 所需热流量
()KW h
KJ
t C m Q P 81.2853.10369925-5509.29.16531111≈=⨯⨯=∆=
加热水用量
M 0=Q 1/C P1Δt 1=÷÷（90-60）=h=s
平均传热温差：Δtm 1=｛（90-25）-（60-55）｝/ln （65/5）=℃ 传热面积：m 31.124
.231001000
81.282111=⨯⨯=∆=
tm K Q A
考虑15%的面积裕度 A==
工艺结构尺寸设计
对于甘油三酯为易结垢和并不是很洁净的流体，管径应取得大些，初步选用φ25×传热管（碳素钢），取管内流速
=
i u m/s 。

管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数：
161
.002.0785.0900433
.04
2
2=⨯⨯=
=
υ
π
d V
n 按单管程设计，所需的传热管长度为：m n
d A
L 3.1116
025.014.314.2
0=⨯⨯=
=
π
按单管程的设计，传热管过长，应采用多管程结构，采用标准设计，取管长l=6m ，则该换热管的管程数为26
11.3≈==
l L N 传热管总根数 n
总
=16×2=32
平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数 R=(90－60)/ (55－25)=1 ρ=(55－25)/ (90－25)=
按单壳程，双管程结构，由冷、热流体的进、出口温度计算温差修正系数
t
∆ϕ。

t
∆ϕ值应大于 ，否则应改变流动方式，重新计算；温差修正系数由《GB 151-1999
管壳式换热器》查图得。

可得： 85.0=∆ϕt
平均传热温差
97.2185.5285.01=⨯=∆=∆∆m t tm t ϕ（℃）
传热管排列和分程方法
因壳程流体热水为不污性介质，正三角形排列可在相同的管板面积上排列较多的管子，管外流体湍动程度高，给热系数大。

取管心距
ο
d t 25.1=，则
⨯=25.1t =≈ （mm ）
壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η=，则壳体的内径为
mm n t D 18.2277
.0323205.105.1=⨯⨯==η总
取D=325mm
折流板
采用弓形折流挡板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，折流挡板间距为壳体内径的30%，则切去的圆缺高度为
h=× 325= B==×325= 折流板数块折流板间距传热管长601-5
.976000
1-===
B N
接管
管程流体进出口接管：取接管内甘油三酯流速=u s ，则接管内径为
m V D 036.05
.014.336009009
.1653441
1
1=⨯⨯⨯⨯=
=
πυ
取标准管径为38 mm
壳程流体进出口接管：取管外热水流速为0.1=u m/s ，则接管内径为
m V D 017.01
14.336002.9741
.778440
0=⨯⨯⨯⨯=
=
πυ
取标准管径为18 mm
换热器核算
1热量核算
（1）壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用克恩公式
14
.03/155
.0Pr Re 36
.0⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛=w e
d μμλαοο
ο
ο
当量直径，由正三角形排列得
=⎪⎪⎭⎫
⎝
⎛-=ο
οππd d t d e 224234020
.0025.014.3025.0785.0032.02342
2=⨯⎪
⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-m
壳程流通面积
2
0000693m .0032.0025.0-1325.00975.01=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎭⎫ ⎝
⎛-=t d BD S
壳程流体流速及其雷诺数分别为
s m 032.000693.0974.23600778.1
0=⨯⨯=
υ
7.20470.0003806
2
.974032.0502.00
000=⨯⨯=
=
μρυd R e
普朗特准数
377.20.671
0.0003806
1000191.4Pr 0
00=⨯⨯=
=
λμP C
14
.03/155
.0Pr Re 36
.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=w e
d μ
μλαο
ο
ο
ο
=9.10671377.27.204702
.0671.036.03155
.0=⨯⨯⨯⨯ W/（m 2·℃）
⑵ 管程对流传热系数 管程流体流通面积
221005.02
32
02.0785.024
m n d S e
=⨯⨯==
总π
管程流体流速及雷诺数
()
s
m
102.0005
.090036001653.9
1=⨯=
υ
8.8620.00266
00
9.1020502.01
1
101=⨯⨯=
=
μρυd R e
普朗特数
585.9 0.580
0.00266100009.2Pr 1
1
11=⨯⨯=
=
λμP C
7.367585.98.86202
.0580.0023.0023
.04.08.014.018.01
1=⨯⨯⨯
==r P R d e e
λαW/（m 2
·℃）
（3）传热系数K
循环热水的污垢热阻为 5-0106.17⨯=s R （m 2
·℃/W ） 甘油三酯的污垢热阻为 5-1108.52⨯=s R （m 2·℃/W ） 碳素钢导热系数为 λ= W/(m ·℃)
（4）传热系数
0001101
1
αλα++++=
s m e S e R d bd d d R d d K
9
.10671106.170225.08.510025.00.02502.0025.0108.520.02367.7025.01
5
-5-+
⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=
=
（5）计算传热面积 2107.112
.1114.231000
81.82m tm K Q A =⨯⨯=∆=
' 该换热器的实际传热面积A p
2007.15326025.014.3m n d l A P =⨯⨯⨯==总π 该换热器的面积裕度为 36.011.07
07
.1107.15-=-=''=
A A A H p 换热器内流体的流动阻力 1、管程流体阻力 p
s
t
i
N
N F P P P )(2
1
∆+∆=∆∑
5
.1,2,1===t p s F N N
221u d l P i ρλ=∆， 22
2u P ρζ
=∆，ζ按经验值取3 由Re=，传热管相对粗糙度为ε/d=20=，λi =
e
R 64
=
22
1u d l P i
ρλ=∆ =a P 9.992
1.09000
2.06074.02
=⨯⨯⨯
22
2u P ρζ
=∆
=a P 5.132
1.090032
=⨯⨯
p
s
t
i
N
N F P P P )(2
1
∆+∆=∆∑
=（+）××1×2=
2、壳程流动阻力
s
t
N F P P P )|(2
1
'∆+'∆=∆∑ο，1N ,15.1s ==s
F
流体流经管束的阻力
2)
1(2
1u N n Ff P B c ρο+='∆
式中， F —管子排列形式对压降的校正系数，对正三角形F ＝
f 0—壳程流体的摩擦系数，当Re>500时， 879.07.20475228.0-0=⨯=f n c —横过管束中心线的管数，7321.11.1≈⨯==总n n c
折流板间距B=,折流板数N B =60， ｕ0=／s
Pa P 61.932
230.02.749761987.05.02
1=⨯⨯
⨯⨯⨯='∆ 流体流过折流板缺口的阻力
225.32
2u D B N P B ρ⎪
⎭⎫ ⎝
⎛
-='∆ =Pa 79.862032.02.9740.3250.09752-5.3602
=⨯⨯
⎪⎭
⎫ ⎝⎛
⨯⨯ 总阻力
s
t
N F P P P )|(2
1
'∆+'∆=∆∑ο
=()Pa 42.19311.1586.7961.93=⨯⨯+
该换热器的压降在合理的范围之内，故所设计的换热器合适。

换热器主要工艺结构参数和计算结构一览表
换热器型式：固定管板式
工艺参数。