第七章热交换器的设计和选型

1 1 1 δ = + + + r1 + r2 K α1 α 2 λ
三.管壳式换热器的设计和选择
列管式换热器简介
（1）固定管板式 （2）浮头式 （3）填料函式 （4）U形管式
传热面 m2/m3 固定管 板式 40—164
结构可 靠性 ○ ○ △ △ ○ △ ○ ○ △
传热面 的调整 X X X ○ X X ○ X ○
2.换热器选型应考虑的因素 2.换热器选型应考虑的因素
（1）加热或冷却介质物性。 1 加热或冷却介质物性。 （2）工艺所需温差、操作温度、压力。 2 工艺所需温差、操作温度、压力。 （3）价格。 3 价格。 （4）要求达到交换的热负荷量。 4 要求达到交换的热负荷量。 （5）对清洗、维修的要求 对清洗、 （6）设备结构材料、尺寸和空间的限制。 6 设备结构材料、尺寸和空间的限制。
4.流速的选择 4.流速的选择
管壳式换热器内常用流速范围 流 速 流体种类 一般流体 易结垢液体 气体 管 工艺物料 水 程 0.5~ 0.5~3 1.5~ 1.5~2.5 > 1 5~30 m/s 壳 程 0.2~ 0.2~1.5 >0.5 3~15
5.加热剂和冷却剂的选用 5.加热剂和冷却剂的选用
2 平均推动力计算：
设原料F2终温为87 ℃ tm=(87+30)/2=58.5 ℃ 在tm温度下 甲醛Cp1=0.783KJ/kg. ℃, =3.91kJ/kg. ℃ 水Cp2=4.18kJ/kg. ℃ Cpm=Cp1.x1+Cp2.x2=0.08 ×0.783+4.18 ×0.92
t2=t1+W1.Cp1(T1-T2)/(F2.Cpm) =30+10050×4.18 ×(140-90)/(9500 × 3.91) = 86.5℃ 与假设基本符合，t2=86.5 ℃ 逆流平均推动力 tm=〔(140-86.5)+(90-30)〕/2=56.8 ℃ R=(T1-T2)/(t2-t1)=(140-90)/(86.5-30)=0.88 P=(t2-t1)/(T1-t1)=(86.5-30)/(140-30)=0.51 温差修正系数Φ=0.825 tm=0.825 ×56.8=46.8 ℃
管子正三角排列，管间距t=32mm，25% 圆缺型挡板
4( 3 2 π t − d 02 ) 2 4 πd0
de =
de=0.02m
流通面积A=BD(1-d0/t)=0.15×0.4(1-25/32) =0.0131m2
u= w1 10050 = = 0.0255m / s ρA 3600 × 947 × 0.0131 duρ = 0.02 × 0.225 × 947 ×103 = 17537〉100 0.243
7管壳式换热器设计考虑的因素
（1）满足换热基本要求 （2）终端温差 （3）流速 （4）压降 （5）传热总系数 （6）污垢系数 （7）结构标准
8.工艺设计计算过程
（1） （2） （3） （4） （5） 热负荷 Q 的计算。 热平衡计算，求 G ，确定冷却剂或加热剂 的量。 确定 ∆Tm ，（先设为单程） 假设传热系数 K ，求传热面积 A 。 选型（查手册）或设计，确定管径、管数、 管长、壳径、排管、折流板、板间距等和其 他结构。 核算 K ， A 。 流体力学计算 ∆P 。 经济评价
本章思考题
1）管壳式换热器的设计计算中要考虑选择哪 几种参数？如何选择？
2）试述换热器的工艺计算过程（即设计步骤）
热补偿 X ○ ○ ○ ○ ○ △ ○ ○
清洗方 便 △ △ ○ ○ X X △ △ ○
维修方 便 X X ○ ○ X X ○ ○ ○
用脆性 材料 X △ △ X △ X ○ ○ ○
U型管式 30—130 浮头式 板式 螺旋板 板翅式 套管 沉浸盘 管 喷淋式 35—150 250— 1500 100 250— 4370 20 15 16
3初选换热器
设K=700W/m2.K A=Q/K tm=5.92 ×105/(700 ×46.8)=18.1m2
初选G-400-20-25-4型换热器，管长3m，管径Φ 25 ×2 ，管子数N=86，折流板间距150 ，管层数Np=4
4校核传热系数
（1）原料流量较小走管层，核算管层给热系数 tm=(86.5+30)/2=58℃ F2的平均物性 Cp=3.91kJ/kg. ℃ µ=0.428cp λ=2.244kJ/(m.h. ℃) 管层流动面积A=π/4d2N/Np=0.785×0.0212 × 86/4=0.00744m2 Re=dG/ µ=0.021 ×9500 ×103/(0.00744 ×0.428 ×3600)=1.74 ×104 Pr=Cp. µ/ λ=3.6 ×3.91 ×0.428/2.244=2.68 αi=0.023 λ/d.Re0.8Pr0.4=2622W/(m2. ℃) i=0.023 /d.Re ) (2)壳层α。核算 平均温度115 ℃时物性 ρ=947kg/m3 Pr=1.54 µ=0.243cp λ=68. 5× 10-2w/(m.k)
Re =
µ
α 0 = 0.36 R
d
λ
0.55 e
Pr (
1 3
µ 0.14 ) µw
1
68.5 × 10 − 2 = 0.36 × 17537 0.551.54 3 × 0.95 0.02 = 2920w /( m 2 .°C )
以外表面积计算传热系数，选取垢层系数为Ri 和R0 均为2 ×10-4m2. ℃/w
（6） （7） （8）
例 某精馏塔浓缩甲醛水溶液，操作压力0.4MPa（绝），第一股进料 F1=10500kg/h，甲醛浓度为28%，第二股进料F2=9500kg/h，甲醛浓度为 8.0wt%，塔顶流出液浓度为37wt%，釜液浓度为0.2wt%，釜液采出量W1为 10050kg/h，温度为140℃，为了回收釜液的热量，用釜液预热温度为30 ℃ ，浓度为8%的原料液。试选用一适当型号的换热器。
K =
1 1
α
=
+
i
Ai + Ri + R0 α 0 A0 1 + 0 . 0002
1 21 + + 0 . 0002 2622 2920 × 25 = 935 w /( m 2 . ° c )
A计=Q/(k. tm)=5.92×105/(935 ×46.5) =14m2 A/A计=20/14=1.4
第七章. 第七章.热交换器的设计和选型
一. 简介
1. 分类： 分类： 间壁式换热器
（管壳式、紧凑式）
混合式换热器 蓄热式换热器
2.类 2.类
型
管壳式： 套管式换热器 蛇管式（盘管式）换热器：沉浸式、喷淋式 列管式：固定管板（刚性结构、带膨胀节）、浮头式
填料函、釜式、 U型管式
紧凑式： 螺旋板式换热器 板式换热器 板翅式 伞板式
（1）常用的加热剂： 1 常用的加热剂：
饱和水蒸气 烟道气 （2）常用的冷却剂： 2 常用的冷却剂： 水 空气（冷风） 空气（冷风） 冷冻剂
6.确定设计方案的原则 6.确定设计方案的原则
1）满足工艺和操作要求。 满足工艺和操作要求。 2）保证生产安全。 保证生产安全。 3）考虑综合利用。 考虑综合利用。 4）满足经济上的要求。 满足经济上的要求
：
Q A=
K∆t m
4.有效平均温差： 4.有效平均温差： 有效平均温差
∆t1 − ∆t 2 ∆t m = ∆t 1 ln ∆t 2
式中 ∆t1 , ∆t 2 —分别为换热器两端热、冷流体温差。 当
1
∆t1 2 < ∆t 2
<2
时，可用算术平均值
∆t1 + ∆t 2 ∆t m = 2
5. 传热系数 K
二. 传热过程的基本方程式
1.
热负荷方程：
Q = WCp(T2 − T1 )
Q = WCp(T2 − T1 ) + WH
（无相变化） （有相变化）
2.传热基本方程式 2.传热基本方程式： 传热基本方程式
在稳态下传热系数（ 在稳态下传热系数（K）随温度变化不大时
Q = KA∆t m
3.传热面积 3.传热面积
3.流体流动通道的选择
（1）不洁净和易结垢的流体宜走管程。 1 不洁净和易结垢的流体宜走管程。 （2）有腐蚀性的流体应走管程。 2 有腐蚀性的流体应走管程。 （3）压强高的流体应走管程。 3 压强高的流体应走管程。 （4）饱和蒸汽宜做壳程。 4 饱和蒸汽宜做壳程。 （5）被冷却的流体易走壳程。 5 被冷却的流体易走壳程。 （6）流量小粘度大的流体一般走壳程为宜。 6 流量小粘度大的流体一般走壳程为宜。
F1=10500kg/h X1=28%
T2
F2=9500kg/h X=10050kg/ h T1=140℃
解 1热负荷计算
设釜液终温T2=90℃，釜夜含甲醛0.2%，因此物性可用水代之。 Tm=(T1+T2)/2=(90+140)/2=115℃ 在平均温度Tm下水的比热 Cp=4.24kJ/kg. ℃ Q=W1Cp(T1-T2)=10050×4.24 ×(140-90) ×103/3600 =5.92 ×105W