汽水管壳式换热器热力计算书
合集下载
汽水换热器计算书
第 4 页
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
汽水换热器热力计算(管内水)
Mpa ℃ kg W ℃ ℃
查表
976.5
kg/m3
已知 已知 已知 已知 已知 ZπdN2/4 循环泵 Gw/fη
deWvρ/μ 1.163A3W0.8/de0.2 1230+20tp-0.041tp2 (tBH+0.5(τ1+τ2))/2 (tpz+tpj)/2 (tpz=tBH)
6
m
0.038
t1 t2
i q PBH tBH G0 Qj Δtm tp AB ρ
dw σ de z fη G Wν μ Re α2 A3 tpj tη
31 蒸汽冷凝给热系数(卧式） αl
32
数值
n1
33 蒸汽冷凝给热系数(立式） αl
34
数值
A1
35
误差校正系数
δ
36
tpj′
37 校正后的蒸汽冷凝给热系数 a′1
13
换热器中水的平均温度
14
数值
15
平均温度时水的密度
16
选用换热器型号
管子长
换热器管子外径
壁厚
换热器管子内径
28
纵列管束最大根数
管内水流通面积
循环流量
19
在管子内平均流速
动力粘度
20
雷诺数
26 从管内表面到水的给热系数
27
29
管壁表面平均温度
30
凝结水膜温度
汽水换热器热力计算（管内水） 符号 Gw τ1 τ2 τ3
103.182879
αlδBiblioteka 4325.93405 W/(m2℃)
选取
15.24 W/(m℃)
1/(1/αl+1/αl+σ/λ1+σ2/λ2)
查表
976.5
kg/m3
已知 已知 已知 已知 已知 ZπdN2/4 循环泵 Gw/fη
deWvρ/μ 1.163A3W0.8/de0.2 1230+20tp-0.041tp2 (tBH+0.5(τ1+τ2))/2 (tpz+tpj)/2 (tpz=tBH)
6
m
0.038
t1 t2
i q PBH tBH G0 Qj Δtm tp AB ρ
dw σ de z fη G Wν μ Re α2 A3 tpj tη
31 蒸汽冷凝给热系数(卧式） αl
32
数值
n1
33 蒸汽冷凝给热系数(立式） αl
34
数值
A1
35
误差校正系数
δ
36
tpj′
37 校正后的蒸汽冷凝给热系数 a′1
13
换热器中水的平均温度
14
数值
15
平均温度时水的密度
16
选用换热器型号
管子长
换热器管子外径
壁厚
换热器管子内径
28
纵列管束最大根数
管内水流通面积
循环流量
19
在管子内平均流速
动力粘度
20
雷诺数
26 从管内表面到水的给热系数
27
29
管壁表面平均温度
30
凝结水膜温度
汽水换热器热力计算（管内水） 符号 Gw τ1 τ2 τ3
103.182879
αlδBiblioteka 4325.93405 W/(m2℃)
选取
15.24 W/(m℃)
1/(1/αl+1/αl+σ/λ1+σ2/λ2)
水水管壳式换热器
R=d0*u0/γ f0=5.0*Re^(-0.223)
△p1/ =F*f0*u0*(NB+1) *1000*u0^2/2
△p2/ =NB*(3.5-2*h/D) *1000*u0^2/2 液体
∑△p0/ =(△P1/+△P2/) *Fs*Ns (=
8.231646251 0.025 0.011052211 #NAME? 0.00000054 #NAME? #NAME? 9
#NAME?
#NAME? 1.15
#NAME? #NAME?
λ Nu=0.023*Re0.8*Pr0.4
a1=Nu*λ/d1
4.331 0.6072 69.98519256 1931.591315
λ Nu=0.33*Re0.6*Pr0.33
a2=Nu*λ/d1 λ1
3.563 0.643
#NAME? #NAME? 16.3
壳程水Pr数: 壳程水导热系数W/m.k 壳程Nu系数 壳程给热系数a2 管子导热系数 计算总传热系数k1
考虑污垢85%后,总传 热系数k
八 结论 该换热器满足使用要求
m3/h m m2 m/s
m2/s
Pa Pa
Pa
正三角形排列的 nc=1.1*(n总^0.5)
A0=h(D-nCd0)/2 u0=Q/(A0*36000)
1/(1/a1+1/a2+0.002/λ1+
0.0000)
#NAME?
0.85*k1
#NAME? =( #NAME?
℃ ℃ t/h ℃ ℃ t/h
kcal/h
℃ kcal/m2h℃
m2 m2 m2 %
)MPa kcal/m2.h.℃)
△p1/ =F*f0*u0*(NB+1) *1000*u0^2/2
△p2/ =NB*(3.5-2*h/D) *1000*u0^2/2 液体
∑△p0/ =(△P1/+△P2/) *Fs*Ns (=
8.231646251 0.025 0.011052211 #NAME? 0.00000054 #NAME? #NAME? 9
#NAME?
#NAME? 1.15
#NAME? #NAME?
λ Nu=0.023*Re0.8*Pr0.4
a1=Nu*λ/d1
4.331 0.6072 69.98519256 1931.591315
λ Nu=0.33*Re0.6*Pr0.33
a2=Nu*λ/d1 λ1
3.563 0.643
#NAME? #NAME? 16.3
壳程水Pr数: 壳程水导热系数W/m.k 壳程Nu系数 壳程给热系数a2 管子导热系数 计算总传热系数k1
考虑污垢85%后,总传 热系数k
八 结论 该换热器满足使用要求
m3/h m m2 m/s
m2/s
Pa Pa
Pa
正三角形排列的 nc=1.1*(n总^0.5)
A0=h(D-nCd0)/2 u0=Q/(A0*36000)
1/(1/a1+1/a2+0.002/λ1+
0.0000)
#NAME?
0.85*k1
#NAME? =( #NAME?
℃ ℃ t/h ℃ ℃ t/h
kcal/h
℃ kcal/m2h℃
m2 m2 m2 %
)MPa kcal/m2.h.℃)
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
管壳式换热器工艺计算算例
-2-
i 0.023
0.023
di
Re 0.8 Pri (苯被加热）
0 .3
0.613 0 .4 (1.6225 10 4 ) 0.8 5.8 0.015 4432W / m 2 C
2）计算壳程对流传热系数 0 换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
d 0.019 2 A0 hD1 0 0.15 0.4 1 0.0244m t 0.032
式中 h 折流挡板间距，取 300 mm ； t 管中心距，对 25 2.5mm ， t 32mm 。 因为 WC 15.4kg / h 所以
2
P2 3
ui 2
2
3
996.325 0.925 5115Pa 2
2
对于 19 2mm 的管子 4，Ns=1
P 4322 5115 1.4 4 1 52847 Pa
i
-4-
Hale Waihona Puke 2 ）计算壳程压强降0
P P
， 1
P2 Fs Ns
-6-
苯
Re 0
d eu0
3
0.05 0.22 836.6 24154 0.381 10 3
6
因为 Re 0 在 2 10 ～ 1 10 范围内，故可用下式计算 0
0 0.36
de
Re 0 0.55 Pr0 3 Pr0
1
Cp
1.828 10 3 0.381 10 3 4.6 0.151
壳程中水被加热，取 1.05 ，
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
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
℃ m /kg m3/kg m /s m/s DN DN
3 3
90 0.001029029 已查 0.001035937 已查 0.003441609 2.5 41.2 50
351814476.xls
第 3 页
kg/h m /kg 只 m/s DN DN
3
198.1489155 0.891265597 已查
用户给定 用户给定
12.00 968.5391615 0.000000285 设计工况
一程换热管根数 换热管内径 d0 流速 u
N
n m m/s
351814476.xls 16 0.021
u=Q/(N*PI()*d 0* d0/4)= Re=d0*u/γ = 湍流时 λ =0.3164/ ^0.25 (Re )
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 705.002 120 MPa(a) ℃ ℃ kcal/kg kcal/kg kcal/kg kcal/kg ℃ ℃ ℃ t/h
第 5 页
λ Nu=0.023*Re0.8*Pr0.4 a1=Nu*λ /d1 λ 1
221.183712 6395.369044 200000
16.3
0.0003
1/(1/a1+1/a2+ 0.001/λ 1)
1712.145448
设计工况
1
40 40 40
mm mm 根 m m2 m/s mm m mm
2
25 2 32 3 2 0.005541769 0.62 50 （仅供参考） 7.40 325
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
1.9 2.14 7.40 280.76
t/h kg/m m /s
2 3
热力计算书 不锈钢管 1、2号机 0.003
120 134.000 705.002 663.397 177.687
351814476.xls
第 1 页
2971.44
90.184
80 90
已知参数 1.蒸汽压力 2.蒸汽温度
barห้องสมุดไป่ตู้a) ℃
3 120 134 2946.91 2773.00 742.73 80 90 90
第 4 页
0.621030752 45760.16071
雷诺数 Re 摩擦系数λ
0.021632892 3
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 串联的壳程数 Np NS
三.水侧计算 水流量 水进口温度 t1
kcal/h kcal/m .h. ℃
2
8121 800 0.3 (= 928.9 w/m2. ℃)
kcal/h kcal/m .h. ℃
2
94800.8 3500 0.6 (= 4063.9 w/m2. ℃)
kcal/h kcal/m .h. ℃
2
17078.7 1200 0.55 1.94 2.14 (= 1393.3 w/m2. ℃)
Pa
577.2048239
Pa
560.318107 2 1 1.4
结构校正因数 Ft 管程总阻力∑△ pi
MPa
∑△Pi=(△P1+ △P2)*1.2 *Ft*NS*NP 0.0032
设计工况
351814476.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
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=
351814476.xls
第 2 页
=
48.52
= ln (Δ T3/Δ T4)
25.65
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
m2
7.40 280.7554059
t/h ℃
12 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
3.饱和蒸汽温度 t1'' ℃ 4.蒸汽焓值 kj/kg
90.000 12 Q=CGt(t2-t1)= 120000 177.687 134.00 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
kcal/h ℃ 663.397 134.00
9.疏水焓值 11.被加热水量Gt
t/h
376.97 12
90.00 89.32 81.42 30 Δ T1= Δ T1-Δ T2 Δ Tm过= = 36.85 设计工况 44.68 30 ℃ Δ T3= Δ T2= 44.68 52.58 52.58 Δ T2= ℃ 10 25.65346013 10 80 89.32329159 81.42322389