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1、第2章工艺计算2.1 设计原始数据表2 1名称设计压力设计温度介质容器类别设计规范单位MpaC/Kg/h/壳侧7.22420/295蒸汽、水IIIGB150管侧28310/330水60000GB1502.2 管壳式换热器传热设计基本步骤(1) 了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能(2)由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。(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
2、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1.151.25倍(9)选取管长10(10)计算管数Nt(11)校核管内流速，确定管程数(12)画出排管图，确定壳径 Di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。2.3确定物性数据2.3.1 定性温度由饱和水蒸气表可知，蒸汽和水在 p=7.22MPa t295。情况下为蒸汽，所以在不考 虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。对于壳程不存在
3、相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体 的平均温度为：t=420 295357.5 C(2-1)管程流体的定性温度:T=310 3302320 c根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据2.3.2 物性参数管程水在320c下的有关物性数据如下：【参考物性数据 无机 表1.10.1】壳程蒸气在357.5下的物性数据1:【锅炉手册 饱和水蒸气表】表2 2密度p i- =709.7kg/m3定压比热容cpi =5.495kJ/ kg.K热导率入 i =0.5507W/m.C粘度1=85.49a Pa.s普朗特数Pr=0.853密度p o=28.8kg/m3定压比热容Cp
4、o=3.033kJ/ kg.K热导率入 o=0.0606W/m.C粘度N o=22.45a Pa.s普朗特数Pr=1.1222.4估算传热面积2.4.1热流量Q Wcp t将已知数据代入 （2-1）得:【化原 4-31a(2-2)根据公式（2-1）计算：Q WCp1 t1 =6000OX 5.495 X 103 (330-310)/3600=1831666.67W式中：w 工艺流体的流量，kg/h ;Cp1 工艺流体的定压比热容，kJ/ kg. K; pt1 工艺流体的温差，c；Q热流量，W2.4.2平均传热温差根据化工原理4-45 公式（2-2）计算：tmt1t2lnT(2-3)按逆流计算将
5、已知数据代入（2-3）得:tmt1t2t1ln420 330310 295,420 330ln41.86 C310 295式中：tm 逆流的对数平均温差，C ；ti 热流体进出口温差，C； t2 冷流体进出口温差，；可按图2-1中（b）所示进行计算c图2-1列管式换热器内流型2.4.3传热面积根据所给条件选定一个较为适宜的K值，假设K=400 W/m.K则估算传热面积为：QSK tm（化工原理式4-43）(2-4)将已知数据代入 （2-3）得:Q 1831666.67K tm 400 41.86109.39 m2式中：S 估算的彳热面积，m2；K 假设传热系数，W福C； tm 平均传热温差，。
6、考虑的面积裕度，则所需传热面积为：S S 1.15 112.88 1.15 125.8m2(2-5)2.4.4热流体用量根据公式（2-4）计算：由化工原理热平衡公式Cp t将已知数据代入 (2-4)得:(2-6)W2 工1831666.6717392.68 kg/hCp2 t23.033 (420 295)式中Q 热流量，WCp2 一定压比热容，kJ/ kg.C；t2热流体的温差，C；W2 热流体的质量流量，kg/h 02.5工艺尺寸2.5.1管数和管长1.管径和管内流速根据红书表3-2换热管规格根据红书表3-4取管内流速Ui1m/s2.管程数和传热管数依红书3-9式 nqv24du可根据传热
7、管内径和流速确定单管程传热管数表2-4材料钢管标准外径厚度/ (mm mm外径偏差/mm壁厚偏差碳钢GB816325 2.50.2012%10%16.67ns(2-7)7097 74.8 75(根)20.022 14式中qv 管程体积流量，m；n 单程传热管数目； di传热管内径，mm；u 管内流体流速，%。按单管程计算，依红书3-10,所需的传热管长度为LAp 1258 21,3 m(2-8)dons.025 75式中L 按单程管计算的传热管长度，mAp传热面积，m2；do 换热管外径，m。按单管程设计，传热管过长，则应采用多管程，根据本设计实际情况，采用非标准 设计，现取传热管长l 6 m
8、,则该换热器的管程数为传热管总根数L 21.3Np T V3.56 4 (管程)Nt ns Np 75 4 300 (根)(2-9)(2-10)式中，do管子外径，m；Nt 传热管总根数，根；do 一管子外径，m；3,换热器的实际传热面积，依据 红书3-12,-2AdoINT 3.14 0.025 6 300 141.3 m(2-11 )式NT换热器管数;A换热器的实际传热面积2.5.2平均传热温差校正及壳程数选用多管程损失部分传热温差，这种情况下平均传热温差校正系数与流体进出口温 度有关，其中 按红书3-13a 3-13b热流体的温差R 冷流体的温差t2 t1(2-12)冷流体的温差t2 t
9、,两流体最初温差T1 t1(2-13)将已知数据代入（2-12）和（2-13）得:R420 295 八.0.75330 310p t2 GTi ti330 310420 3100.22按单壳程，四管程结构，红书图3-7,查得校正系数1:00. I 0.2 6.3 0J 0,50,6 C.7 0.80. g 1ro壳侧”上营侧4程或，山程，”整数图2-2温差校正系数图t 0.96;(2-14)平均传热温差按式（2-9）计算：tm t t塑将已知数据代入（2-9）得：tm t 塌 0.96 41.86 40.2 C式中：tm 平均传热温差，C； t 校正系数；t塑一一未经校正的平均传热温差，C。由
10、于平均传热温差校正系数大于 0.8,同时壳程流量较大，故取单壳程合适。传热管排列方式：采用正三角形排列每程各有传热管 75根，其前后官箱中隔板设置和介质的流通顺序按化工设计3-14 选取取管心距：t 1.28d0(2-15)则管心距：t 1.28 do 1.28 25 32mm根据标准选取为 32mm :隔板中心到离其最近一排管中心距t c 32 C “s 66 22 mm22(2-16)各程相邻传热管的管心距为2s=44mm每程各有传热管75根，其前后管箱中隔板设置和介质的流通顺序按图2-4选取。图2-3组合排列法曲幼M用第遢回京收介盾医回回箱隔越I图2-4隔板形式和介质流通顺序5.壳体内径
11、采用多管程结构，壳体内径可按式计算。正三角形排列，4管程，取管板利用率为0.6 0.8,取 0.7,则壳体内径为(2-17)1.05 32300695.5(mm).0.7式中：D壳体内径，m;t管中心距，m;Nt 横过管束中心线的管数 按卷制圆筒进级挡圆整，取为 D=700mm2.5.3 折流板管壳式换热器壳程流体流通面积比管程流通截面积大，为增大壳程流体的流速，加 强其湍动程度，提高其表面传热系数，需设置折流板。单壳程的换热器仅需要设置横向 折流板。采用弓形折流板，弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%25%取25%取则切去的圆缺高度为：h 0.25 700 175mm故可取h 180mm取折
12、流板间距B 0.3D ,则B 0.3 700 210 (mm)(2-18)(2-19)可取为B=250mmNb传热管长1 6000 1 23（块）折流板间距-250 -3(2-20)折流板圆缺面水平装配。化工设计图3-15折流板数NB图2-5 弓性折流板（水平圆缺）2.5.4 其它附件拉杆拉杆数量与直径：由化工设计表4-7表4-8该换热器壳体内径为700mm故其拉杆 直径为小16拉杆数量为6个。2.5.5 接管依据化工原理 式1-24壳程流体进出口接管：取接管内水蒸气流速为u1 4.42m/s ,则接管内径为Di4ViUi圆整后可取内径为Di 150mm4 17393噜产 0.219(m)(2
13、-21 )管程流体进出口接管：取接管内液体流速为 山1m/s,则接管内径为D24 60000 /(3600 709.7)10.173(m)圆整后取管内径为D2=180mm式中：D-接管内径，m；流速，m/s；-热、冷流体质量流量,kg/s 。2.6换热器核算2.6.1 热流量核算2.6.1.1壳程表面传热系数壳程表面传热系数用克恩法计算，见式 红书3-2210.553014o 0.36Re Pr(一)0.14dew当量直径，依式 红书3-32b计算： .3 2244 t 排(2-22)将已知数据代入（2-23）得do(2-23)J3 22deI M4( 0.0322 220.0252)4do0.0250.020(m)式中 de当量直径，m；t一管心距，m；d0一管外径，m o壳程流通面积依红书式
