汽水管壳式换热器热力计算书
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汽水换热器计算书
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1.613982209 90609.5275
雷诺数 Re 摩擦系数λ
0.018236564 5.506
流体流经的直 管段 L 管程流体直管段 流阻 △p1 流体回弯处 压降 △p2 管程分程数 串联的壳程数 Np NS
m △P1=λ *L*ρ *u^2/ (2*d) △P2=3*ρ * u^2/2
kcal/h ℃ 663.397 175.40
9.疏水焓值 11.被加热水量Gt
t/h
376.97 860
130.00 126.62 87.12 120 Δ T1= Δ T1-Δ T2 Δ Tm过= = 79.12 设计工况 48.78 120 ℃ Δ T3= Δ T2= 48.78 88.28 88.28 Δ T2= ℃ 10 35.94346694 10 80 126.616458 87.11611944
3.饱和蒸汽温度 t1'' ℃ 4.蒸汽焓值 kj/kg
90.000 860 Q=CGt(t2-t1)= 43000000 177.687 175.40 90 90.184
5.饱和蒸汽焓值 6.饱和水的焓值
6.进水温度 t1 7.出水温度 t2 8.疏水温度 t1'
kj/kg
kj/kg ℃ ℃ ℃ kj/kg
ln (Δ T1/Δ T2) Δ T3-Δ T2 Δ Tm凝= ln (Δ T3/Δ T2) Δ T3-Δ T4
Δ Tm过冷=
369195261.xls
第 2 页
=
66.59
= ln (Δ T3/Δ T4)
35.94
过热段总传热量Q1 过热段传热系数K1 过热段传热面积F1 F过热=Q/(K*Δ Tm)= 冷凝段总传热量Q2 冷凝段传热系数K2 冷凝段传热面积F2 F凝=Q/(K*Δ Tm)= 过冷段总传热量Q3 过冷段传热系数K3 过冷段传热面积F3 F过冷=Q/(K*Δ Tm)= 总计算面积 F 加上10%的裕量F 实取的面积 实取的面积裕量
汽水管壳式换热器课程设计
7管程换热系数αi已知值计算值查图值单程管换热面积A i0.015708循环水流速 1.590782雷诺数Re i35786.8Pr i 5.804163αi6260.838总传热系数1/K0.00045K2221.074换热面积F''62.4155/F''-F'/-0.00958壁温123.2479误差9计算管程压力降△Pi=(△Pl+△Pr)Ft*Np*Ns+△PnNs△P L9003.460513△Pr3637.761824△Pn1818.880912△Pi72609.72610计算壳程压力降（埃索法）蒸汽流速15换热器入口蒸汽量G vin 2.934559327修正系数0.7平均蒸汽量G v,m 2.054191529S B折流板圆缺部分面积0.07068375凝结液平均流量Gl,m0.880367798V B11.42317405Pw23.73966016(LVF)9.57756E-07Sc0.022Gc93.37234222 Rev4001671.81Pb 2.716404181Ps (pa)373.1013050.000373101Mpa凝结水物性温度潜热密度导热系数运动粘度1420~4250小于10%0.752067873壳程（蒸汽）定性温度，℃密度，㎏/m 3比热，kJ/㎏℃粘度，Pa·s 导热系数kJ/m℃普兰特数管长，m 管心距，㎜32管数管子排列正三角形排列传热面积，㎡折流板数折流板距，m 材质壳程温度，℃（进/出）项 目管程（循环水）流量，㎏/s壳体外径，台数1管程数4主要计算结果管程管径，壳程数1物性结构参数流速，m/smm mm污垢热阻,(㎡·℃)/W传热系数，W/（㎡·℃）物性1502114.1917.010.6820.000182。
管壳式换热器传热面积初步计算模板
有效平均传热温差 平均传热面积Am 管内壁传热面积A1 管外壁传热面积A2 总传热系数 传热面积 总传热系数 传热面积 管程基本参数
2 1340 1312 14879 486525
名
称
0.020
304 16.3 正三角形排列 0.025 0.032 0.002 管程流体物性参数 称 数 水 50 980 4186 0.0000846 0.54 ℃ kg/m³
管壳式换热器初步计算
本计算适用于两流体无相变且逆流过程的计算，熔盐走壳程，管程流体根据需要选择。 浅蓝色区域需要输入数值，其他区域不得擅自修改。 工艺参数 名 称 壳 程 管 水 2 230 0.2 Re＜20000 Re＞20000 1263 壳程基本参数 名 当量直径 称 数 据 单 位 m 管子材质 管材导热系数 管子排列方式 管外径 相邻两管的中心距 管子壁厚 壳程流体物性参数 名 物料名称 定性温度 密度ρ 比热Cp 粘度μ 导热系数λ 壁温粘度μ 称 数 据 单 位 ℃ 名 物料名称 定性温度 kg/m³ 密度ρ
J/kg.℃
据
单 位
二元熔盐 230 1992 1447 0.00637 0.499
pa.s pa.s
粘度μ
pa.s w/m.℃
0326
J/kg.℃ 比热Cp
程
单 位 kg/s 60 ℃ ℃ m/s W/㎡.℃
名 总热负荷
称
数
据
单 位 w ℃ ㎡ ㎡ ㎡ W/㎡.℃ ㎡ W/㎡.℃ ㎡ 单 位 w/m.℃ m m m
物料名称 流体流量 进/出口温度 进/出口压力 流体流速 对流传热系数 雷诺数Re
二元熔盐 230 40
167440 180 0.072 0.066 0.079 1133 0.8219282 1114 0.8357835 数 据
管壳式热交换器的热力计算
3. 壳程流通截面积的确定
a. 纵向隔板，要确定其长度。
采用连续性方程。
标准： 使流体在纵向隔板转弯时的流速与各流程中顺管束流动时速度基本相等。 问题: 怎么确定壳程流速？
b. 弓形折流板，要确定其缺口高度。
标准： 流体在缺口处的流通截面积与流体在两折流板间错流的流通截面积 相接近，以免因流动速度变化引起压降。
b) 回弯阻力
Pi 4
wt2
2
Zt
Pa,
Z t 管程数
c) 进、出口连接管阻力
Pi 1.5
2 wn
2
Pa
2. 壳程阻力计算
a) 无折流板 可直接利用直管中沿程阻力计算公式 4A 当量直径 d 自由流通面积和湿周 U b) 弓形折流板 包括了顺流和叉流的复杂流动，有间隙泄漏、旁路等，所以很难准确地计 算阻力 贝尔-台华法 具体方法见课本
四、管壳式热交换器的合理设计
1．流体在热交换器内流动空间的选择原则：
1）提高传热系数小的一侧的换热系数 2）省材料，降低成本 3）便于清洗检修 4）减少和环境的热量交换 5）减少受热不匀造成的热应力 管内：容积流量小的，不清洁易结垢的，压力高的、有腐蚀性的，加热设备 中的高温流体或低温设备中的低温流体 壳体：容量大尤其是气体，刚性结构换热器中对流传热系数较大的流体，饱 和蒸汽等
山东大学· Βιβλιοθήκη 源与动力工程学院 杜文静第二章 管壳式换热器
一．管壳式热交换器的结构计算
结构计算的目的在于确定设备的主要结构参数和尺寸，包括： (1) 计算管程流通截面积，包括确定管子尺寸、数目、管程数，并选择管 子的排列方式等； (2) 确定壳体直径； (3) 计算壳程流通截面积，包括折流板类型； (4) 计算进出口连接管尺寸。
汽水管壳式换热器热力计算
kcal/h kcal/m2.h. ℃
94800.8 3500
0.6
kcal/h kcal/m2.h. ℃
17078.7 1200
0.55
1.94
2.14
m2
7.40
280.7554059
三.水侧计算
水流量
t/h
12
水进口温度 t1
℃
80
1847008866.xls
(= 928.9 w/m2. ℃) (= 4063.9 w/m2. ℃) (= 1393.3 w/m2. ℃)
用户:
热力计算书 不锈钢管 1、2号机
MPa(a) ℃ ℃
kcal/kg kcal/kg 源自cal/kg kcal/kg ℃ ℃ ℃
t/h
0.003 120
134.000
705.002 663.397 177.687 90.184
80 90 90.000 12
kcal/h
Q=CGt(t2-t1)=
℃
663.397
134.00
1847008866.xls
120000 177.687 90.184 134.00
90
89.32
80 81.42
30
44.68
52.58
10
Δ T1=
Δ T1-Δ T2 Δ Tm过=
30 ℃ Δ T3= 52.58 ℃
Δ T2= 44.68
Δ T2=
10
=
36.85
设计工况
2.5 41.2 50
1847008866.xls
198.1489155
0.891265597 1 40 40 40
已查
25 2 32
管壳式换热器热力计算
(3)温差修正系数FT 在错流和折流换热器中，温度分布情况相当复杂，可按(2) 中公式计算出逆流的平均温度差，然后乘以修正系数，即 可计算有效平均温差Δtm； Δtm=FTΔtlm
式中 Δtlm——逆流时的对数平均温度差，℃； FT——温差修正系数 (查换热器设计手册中图1-3-6 取得)。
2.对流传热膜系数
(1)算术平均温度差
Δtm1= (Δt1+ Δt2)/2 (2)对数平均温度差
Δtm2= (Δt2- Δt1)/ln (Δt2 / Δt1) 式中 Δtm2——较大的温度差；
Δtm1——较小的温度差。 当Δtm1/ Δtm2<2时，采用算术平均温度差，否则采用对数 平均温度差。在计算平均温度差时，对无相变的对流传热， 逆流的平均温度差大于并流的平均温度差，因而在工业设 计中在工业设计中，在满足工艺条件的情况下，通常选用 逆流。
2.1无相变对流传热的传热膜系数
(1) 管内传热膜系数 流体在管内流动，其流动阻力和传热膜系数与流体在管 内的流动状态有关，流动状态以雷诺数大小来区分。
(1.1)湍流 Re>10000 对于低粘度流体(μi<2μa， μa为常温下水的粘度)，可用
αi=0.023λi/ diRei0.8Prin 应用范围：Re>10000，0.7<Pr<120，L/di>60。 当L/di>60时，应将上式乘以[1+(di/L)0.7]进行修正。
奴塞尔特数
Nu=hL/ λ，其中h、L、λ分别为流体的传热系数、特征 长度与导热系数。代表了长度与热边界岑厚度之比，表征 了流体对流换热能力的大小。
1.稳态传热方程
热流体将热量通过某固定面传给冷流体成为传热，稳态传热 的基本方程为：Q=KAΔtm
管壳式换热器传热计算示例终 用于合并
Pa;
取导流板阻力系数:
;
导流板压降:
壳程结垢修正系数: 壳程压降:
Pa ;(表 3-12)
管程允许压降:[△P2]=35000 Pa;(见表 3-10) 壳程允许压降:[△P1]=35000 Pa;
△P2<[△P2] △P1<[△P1] 即压降符合要求。
Ｐa;
(2)结构设计(以下数据根据 BG150-2011)
m2; 选用φ25×2、5 无缝钢管作换热管; 管子外径 d0=0、025 m; 管子内径 di=0、025-2×0、0025=0、02 m; 管子长度取为 l=3 m; 管子总数:
管程流通截面积:
取 720 根 m2
管程流速: 管程雷诺数: 管程传热系数:(式 3-33c)
m/s 湍流
6)结构初步设计: 布管方式见图所示: 管间距 s=0、032m(按 GB151,取 1、25d0); 管束中心排管的管数按 4、3、1、1 所给的公式确定:
结构设计的任务就是根据热力计算所决定的初步结构数据,进一步设计全部结构尺寸, 选定材料并进行强度校核。最后绘成图纸,现简要综述如下:
1) 换热器流程设计 采用壳方单程,管方两程的 1-4 型换热器。由于换热器尺寸不太大,可以用一台,未考虑 采用多台组合使用,管程分程隔板采取上图中的丁字型结构,其主要优点就是布管紧密。 2)管子与传热面积 采用 25×2、5 的无缝钢管,材质 20 号钢,长 3m,管长与管径都就是换热器的标准管子 尺寸。 管子总数为 352 根,其传热面积为:
3)传热量与水热流量
取定换热器热效率为η=0、98; 设计传热量:
过冷却水流量:
; 4)有效平均温差 逆流平均温差:
根据式(3-20)计算参数 p、R: 参数 P:
汽水换热器热力计算
汽水换热器热力计算汽水换热器是一种常见的热交换设备，用于将热能从热源传递给冷却介质。
在汽水换热器中，水通常作为管内流体，而热源可以是蒸汽、热液体或燃气等。
热力计算是设计和运行汽水换热器的关键步骤之一，它包括传热面积、传热系数、传热能量的计算等。
首先，我们需要计算传热面积。
传热面积是汽水换热器设计的参数之一，它直接影响换热效果。
一般而言，传热面积的计算需要根据具体的工况条件和要求来确定。
如果是纯水作为管内流体，一般可采用均热头的方法进行计算。
均热头的方法是假设水在管内是均匀混合的，并且具有均匀的温度分布。
通过测量进出汽水的温差、流量和管内壁的热传递系数等参数，可以计算出所需的传热面积。
其次，传热系数的计算也是汽水换热器热力计算的重要部分。
传热系数可以描述单位面积传热的效果，与管内流体的流动方式、流量、管壁材料等相关。
一般而言，传热系数可以通过换热器的实际工作情况来估算，也可以根据实验和经验公式进行计算。
对于水来说，可以采用Dittus-Boelter公式进行估算：Nu=0.023*Re^0.8*Pr^0.4其中，Nu是Nusselt数，Re是雷诺数，Pr是普朗特数。
雷诺数和普朗特数可以通过水的流量、管径、温度等参数计算得到。
Nusselt数可以根据不同的换热器类型进行选择，常用的有折流板换热器、平行管换热器等。
最后，根据传热面积和传热系数，我们可以计算出换热能量。
Q=U*A*ΔT其中，Q是换热能量，U是传热系数，A是传热面积，ΔT是进出水的温差。
通过测量进出水的温度和流量等参数，以及已知的传热系数和传热面积，可以得到换热能量的数值。
综上所述，汽水换热器的热力计算包括传热面积、传热系数和传热能量的计算。
这些计算是设计和运行汽水换热器的基础，可以帮助我们确定合适的换热器类型、尺寸和参数，以达到预期的换热效果。
在实际应用中，还需要结合具体的工况和要求，进行细致的热力计算和设计。
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ln (ΔT1/ΔT2) ΔT3-ΔT2 ΔTm凝= ln (ΔT3/ΔT2) ΔT3-ΔT4
ΔTm过冷=
7061491.xls
第 2 页
=
66.59
= ln (ΔT3/ΔT4)
35.94
过热段总传热量Q1 过热段传热系数K1 过热段传热面积F1 F过热=Q/(K*ΔTm)= 冷凝段总传热量Q2 冷凝段传热系数K2 冷凝段传热面积F2 F凝=Q/(K*ΔTm)= 过冷段总传热量Q3 过冷段传热系数K3 过冷段传热面积F3 F过冷=Q/(K*ΔTm)= 总计算面积 F 加上10%的裕量F 实取的面积 实取的面积裕量
三.水侧计算 水流量 水进口温度 t1
kcal/h kcal/m .h. ℃
2
2909846 800 46.0 (= 928.9 w/m2. ℃)
kcal/h kcal/m2.h. ℃
33970291.1 3015 169.2 (= 3500.8 w/m2. ℃)
kcal/h kcal/m .h. ℃
第 4 页
1.613982209 90609.5275
雷诺数 Re 摩擦系数λ
0.018236564 5.5
流体流经的直 管段 L
m △P1=λ*L*ρ *u^2/ (2*d) △P2=3*ρ* u^2/2
管程流体直管段 流阻 △p1 流体回弯处 压降 △p2 管程分程数 Np 串联的壳程数 NS 结构校正因数 Ft 管程总阻力∑△ pi
Pa
7780.761053
Pa
3723.553668 2 1 1.4
MPa
∑△Pi=(△P1+ △P2)*1.2 *Ft*NS*NP 0.0322
设计工况
7061491.xls
传热校核计算 管程水Pr数: 管程水导热系数W/m.k 管程Nu系数 管程给热系数a1 壳程给热系数a2 管子导热系数 考虑污垢系数 计算总传热系数k1 4.331 0.6072
第 5 页
λ Nu=0.023*Re0.8*Pr0.4 a1=Nu*λ/d1 λ1
382.034164 14498.19652 200000
16.3
0.0003
1/(1/a1+1/a2+ 0.001/λ1)
2145.929028来自设计工况mm mm 根 m m2 m/s mm m2 mm
19 1.5 1545 5.5 2 0.155320341 1.61 70 （仅供参考） 500.21 1200
总计算面积 F 加上10%的裕量F 实取的面积 实取的面积裕量 m2
498.9 548.83 500.21 0.25
t/h kg/m m2/s
热力计算书 不锈钢管 1、2号机 0.009
250 175.400 705.002 663.397 177.687
7061491.xls
第 1 页
2971.44
90.184
80 130
已知参数 1.蒸汽压力 2.蒸汽温度
bar(a) ℃
9 250 175.4 2946.91 2773.00 742.73 80 130 90
3.饱和蒸汽温度 t1'' ℃ 4.蒸汽焓值 kj/kg
90.000 860 Q=CGt(t2-t1)= 43000000 177.687 175.40 90 90.184
5.饱和蒸汽焓值 6.饱和水的焓值
6.进水温度 t1 7.出水温度 t2 8.疏水温度 t1'
kj/kg
kj/kg ℃ ℃ ℃ kj/kg
用户: 一.已知参数 1.蒸汽压力 2.蒸汽温度 3.饱和蒸汽温度 t1'' 4.过热蒸汽焓值 5.饱和蒸汽焓值 6.饱和水的焓值 7.疏水焓值 8.水进口温度 t1 9.水出口温度 t2 10.疏水温度 t1' 11.被加热水量Gt 二.计算过程 1.总传热量 Q 2.对数温差计算 705.002 250 MPa(a) ℃ ℃ kcal/kg kcal/kg kcal/kg kcal/kg ℃ ℃ ℃ t/h
2
6119862.7 1200 141.89 498.94 548.83 (= 1393.3 w/m2. ℃)
m2
500.21 0.254621354
t/h ℃
860 80
设计工况
水出口温度 t2 进口水比容 出口水比容 体积水流量 水进出口流速 水进出口 水进出口(圆整) 四.汽侧计算 蒸汽耗量 蒸汽比容 蒸汽进口数量 蒸汽流速 蒸汽进口 蒸汽进口(圆整) 五.换热面积计算 换热管规格 换热管壁厚 换热管数量 换热管长度 换热管程数 单程换热管流通面积 管内流速 管板厚度（仅供参考） 换热面积 换热器公称直径DN 六.管程阻力计算： 流量 Q 流体密度 ρ 流体运动粘度 γ
kcal/h ℃ 663.397 175.40
9.疏水焓值 11.被加热水量Gt
t/h
376.97 860
130.00 126.62 87.12 120 ΔT1= ΔT1-ΔT2 T1- T2 ΔTm过= = 79.12 设计工况 48.78 120 ℃ ΔT3= ΔT2= 48.78 88.28 88.28 ΔT2= ℃ 10 35.94346694 10 80 126.616458 87.11611944
℃ m /kg m3/kg m /s m/s DN DN
3 3
130 0.001029041 0.001069711 0.250684267 2.5 348.8 400
7061491.xls
第 3 页
kg/h m3/kg 只 m/s DN DN
71003.36139 0.25962
1
40 404 400
3
用户给定 用户给定
860.00 952.9472753 0.000000285 设计工况
一程换热管根数 N 换热管内径 d0 流速 u
n m m/s
772.5 0.016 u=Q/(N*PI()*d 0* d0/4)= Re=d0*u/γ= 湍流时 λ =0.3164/ ^0.25 (Re )
7061491.xls