管壳式换热器的设计和选用



	管壳式换热器的设计和选用
序号	名称	单位	数值	备     注
	流体流向		1	换热器中两流体的流向，并流为0，逆流为1
	有无相变		0	热流体无相变，0；热流体有相变，1
			1	管子的排列方式，正三角形为0，正方形斜转45度为1，正方形为2
	输入参数
	管程流体参数(P)			壳程流体参数(S)
	流体名称		冷却水	壳程流体名称		植物油
	进口温度t1	℃	20	进口温度T1	℃	140
	出口温度t2	℃	40	出口温度T2	℃	40
	定性温度	℃	30	定性温度	℃	90
	比热CP1	J/(kg·K)	4174	比热CP2	J/(kg·K)	2261
	黏度μ1	Pa·s	0.000801	黏度μ2	Pa·s	0.000742
	导热系数λ1	W/(m·K)	0.618	导热系数λ2	W/(m·K)	0.172
	密度ρ1	kg/m3	995.7	密度ρ2	kg/m3	950
	管程压强降	Pa	30000	壳程压强降	Pa	30000
				流量W2	kg/h	6000
	备注：比热、粘度、导热系数、密度均为两流体在定性温度（t1+t2)/2和（T1+T2）/2 下的物理性质。
	计算过程&输出结果：			备    注
	热负荷Q	kW	376.83	热流体无相变：Q=W2/3600*Cp2*(T1-T2)；
	冷却水流量W1	kg/h	16250.60	W1=Q/(Cp1*(t2-t1))*3600
	按逆流计算的传热温差	℃	49.71	ΔT=((T1-t2)-(T2-t1))/LN((T1-t2)/(T2-t1))
	按并流计算的传热温差	℃	#DIV/0!
	传热温差输出值ΔT	℃	49.71
	计算温度校正系数
	S		0.17	S=(t2-t1)/(T1-t1)，冷流体温升/两流体的最初温差
	R		5	R=(T1-T2)/(t2-t1)，热流体温降/冷流体温升；				104.7611114
	查图得到温度校正系数ψΔT		0.85	当温度校正系数值小于0.8时，换热器的经济效益不合理，此时应增加管程数或壳程数，或者用几台换热器串联，必要时可调节温度条件。
	实际的传热温差ΔTm	℃	42.25	ΔTm=ΔT*ψΔT
	初选总传热系数K	KW/(m2·℃）	395	经验值，假设K值为固定值
	换热面积 S	m2	22.58	S=Q/(K*ΔTm )
	参照换热面积选取列管换热器结构参数			参照GBT 28712-2012 换热器型式与基本参数			方法二：根据流速经验值计算换热器内参数
	换热器形式		浮头式				管道内流体流速	m/s	0.75
	壳体直径 D	mm	300				列管外径	mm	25
	列管数n	根	40				列管内径	mm	20
	列管外径d0	mm	25	管径有25或19两种规格			计算单程管传热管数	根	20
	列管内径di	mm	20				列管长度	mm	14374.66241
	列管长度L	mm	8000				选择列管长度	mm	8000
	折流板间距	mm	150				管程数		2
	列管材质及导热系数	W/(m·K)	45				传热管根数		40
	设计的换热面积	m2	96				管子排列方法		正方形斜转45度
	管子排列方法		正方形斜转45度	正三角形、正方形、正方形斜转45度			列管间距	mm	32
	管程数Np		2				管板利用率η		0.85
	串联的壳程数Ns		1				壳体内径D	mm	230.4940984
							壳体内径圆整	mm	300
	管间距	mm	32	接近但不小于1.25倍的换热管外径；			折流板圆缺高度占壳体内径的百分数	%	25
	结垢校正因子Ft		1.4	DN25管子取为1.4，对DN19管子取为1.5			折流板间距h	mm	75
	管子排列方式对压降的校正因子F		0.4	正三角形为0.5，正方形斜转45度为0.4，正方形为0.3			折流板数目NB		105.6666667
	管程n值		0.4	流体被加热取0.4，被冷却取0.3
	壳程n值		0.3	流体被加热取0.4，被冷却取0.3
	管壁内侧表面污垢热阻	（m2·℃）/K	0.00058	查污垢热阻系数表得到
	管壁外侧表面污垢热阻	（m2·℃）/K	0.00017	查污垢热阻系数表得到
	换热管壁厚	mm	2.5
	换热管平均直径	mm	22.5
	采用此传热面积下的总传热系数	W/(m2·℃）	92.90592116	K=Q/(S*ΔTm)
	（1）核算压力降
	①管程压强降-P			ΣΔPi=(Δp1+Δp2)FtNp
	管程流通面积 Ai	m2	0.006283185	Ai=π/4*di2*n/Np
	管程流速ui	m/s	0.721536817	ui=W1/(ρ1*Ai)
	管程雷诺数Rei		17938.43217	Re=ρdu/μ,湍流
	取管壁粗糙度	mm	0.1	输入值
	相对粗糙度		0.005	计算值
	查图求得摩擦系数λ		0.035	查摩擦系数与雷诺数和相对粗糙度关系图
	直管中压力降 Δp1	Pa	3628.637123	Δp1=λ*L/d*ρu2/2
	回弯管压力降Δp2	Pa	777.5650977	Δp2=3*ρu2/2
	管程总压力降 ΣΔPi	Pa	12337.36622	ΣΔPi=(Δp1+Δp2)FgNp
	判断合理性	cs_tj1	0
	②壳程压强降—S			ΣΔPo=(Δp1’+Δp2')FsNs
	通过管束中心线的管子数no		8	管子按正三角形排列no=1.1*（n）^0.5；按正方形排列no=1.19*（n）^0.5
	折流板数NB		52.33333333	NB=(L列管长度L/折流板间距-1)
	壳程流通面积Ao	m2	0.015	Ao=h(D-ncdo)
	壳程流速uo	m/s	0.116959064	按壳程流通截面积Ao计算的流速
	Reo		3743.635819
	壳程流体摩擦系数fo		0.766053436	当Re＞500时，fo=5.0Reo^(-0.228)
	流体横过管束的压力降	Pa	849.5112828
	流体流过折流板缺口的压强降	Pa	850.119125
	壳程总压力降	Pa	1954.574969
	合理性判断	cs_tj2	0
	（2)核算总传热系数
	①管程对流传热系数
	Pr-管程		5.409990291
	管程雷诺数Re0		17938.43217
	管程对流传热系数 （湍流）	W/(m2·℃)	3531.770673	强制湍流,Re0大于10000
	低黏度湍流	W/(m2·℃)	3531.770673	低黏度液体（μ1＜2*常温下水的黏度），            a0=0.023（λ/di）Re0.8Prn
	高黏度湍流	W/(m2·℃)	3519.429449	高黏度液体,a0=0.027（λ/di）Re0.8Pr1/3φμ
	管程对流传热系数 （滞流）	W/(m2·℃)	340.5404362	强制滞留,Re小于2300
	管程对流传热系数 （过渡流）	W/(m2·℃)	3485.069082	过渡流，Re=2300~10000
	管程对流传热系数输出值	W/(m2·℃)	3531.770673
	②壳程对流传热系数
	Pr—壳程		9.753848837
	流体流过管间最大截面积A	㎡	0.00984375	A=hD(1-d0/t)
	根据管间最大截面积计算的流速u0	m/s	0.178223336	u0=Vs/A
	当量直径de	m	0.027151892	de=4(t2-π/4d02)/πd0
	ReS		6195.614142
	φμ=(μ/μw)^0.14		0.95	对气体取1.0，加热液体取1.05，冷却液体取0.95
	壳程对流传热系数as	W/(m2·℃)	563.8014636
	③总传热系数
	总传热系数k校	W/(m2·℃)	324.2192582
	此换热器安全系数 %		248.9758824	安全系数介于11.5~12.5，初选的换热器合适。否则需另设K值
	合理性判断	cs_tj3	1