煤油-水换热器工艺试算.xlsVIP

Sheet3

Sheet2

Sheet1

换热器设计

1、

设计参数

热介质：邻二甲苯

进口温度T1=

℃

出口温度T2=

质量流量qml=

kg/h

或

kg/s

2、

冷介质：水

进口温度t1=

出口温度t2=

3、

管程与壳程压降

kpa

二、

工艺计算

物性数据

邻二甲苯定性温度T=

(75+45)/2=

水定性温度t=

(30+40)/2=

现查得邻二甲苯ρ1=

kg/m3

Cp1=

kJ/kg.℃

λ1=

w/m.℃

μ1=

Pa.s

查水得ρ2=

kg/m3

Cp2=

J/kg.℃

λ2=

w/m.℃

μ2=

mPa.s

邻二甲苯的体积流量为qv1=

qm1/ρ1

水的体积流量qv2=

qm2/ρ2

冷却水用量

传递的热量Q=

qm1*cp1*(T1-T2)=

w

冷却水用量qm2=

Q/(cp2*(t2-t1))

kg/s

传热平均温差

△t1=

T1-t2

△t2=

T2-t1

逆流△tm=

△tm=(△t1-△t2)/(ln(△t1/△t2))

温度校正系数

4、

传热面积初算

校正后温差

传热系数取为K=

w/(㎡℃)

估算传热面积为A估=

㎡

实际面积取为估算的1.15倍，A实=

三

工艺结构尺寸计算

换热管：选用φ25×2.5

外径do=

m

内径di=

壁厚δ=

假设管长为L=

总管数和管程数

总管数n=

根,圆整为

根

单程流速u=

m/s

（若u≥0.5m/s，取单程，反之取双管程）

选管程流速为

m/s

管程数m=

取整数

管子排列方式

管子与管板采用焊接，管子采用正三角形排列

管心距a=

1.25do=

取为

双管程则有：

隔板两侧相邻管心距ac=

壳体内径的确定

双管程

管板利用率η=

多管程壳体内径

m圆整为

长径比L/D=

单管程

横过管束中心线管数

取整为

管束中心线上最外层管子中心至壳体内壁的距离e=1.5*d0=

5、

绘制管板布置图确定实际管子数

6、

拉杆直径取为

mm,拉杆数量取为

由管板图可见，扣除拉杆，实际管数为

苯为易燃介质,设计压取为1.0MPa,查得管板厚度为

管子与管板连接时伸出管板3mm,有效换热管长度为

实际换热面积为A=

管程实际流速为ui=

7、

折流挡板

采用弓形挡板,切去的圆缺高度为25%D

即h=

折流板间距B=

(0.2DBD)

折流板数为NB=

接管内径为d1=

⑵

壳程流体接管

取接管内流速为u=

接管内径为d2=

四、

传热器校核

传热面积校核

查温度校正系数图得到

Ψ△t*△tm逆=

温度校正系数ψΔt=

雷诺数Re=

普朗特数Pr=

流体被加热，n=

管内传热膜系数ai=

uw取壁温的黏度

pa.s

管外传热膜系数a0=

管子正三角形排列，传热当量直径为de=

壳程流通截面积S=BD(1-d0/t)=

壳程流体流速u=

qv1/S=

雷诺数Re=

de*u*ρ1/μ1=

普朗特数Pr=

Cp1*μ1/λ1=

壳程中邻二甲苯被冷却，取(μ/μw)0.14=

壳内传热膜系数a0=

w/（m2℃）

⑶

污垢热阻和管壁热阻

查得：已处理的凉水塔用水的污垢热阻Ri=

㎡℃/w

do/di=

do/dm=

总热阻R总=d0(do/di)+Ri(do/di)+δ/λ(do/dm)+Ro+1/ao=

w/（m2℃）

总传热系数K=

1/R总=

w/(m2℃)

⑸

计算得到的传热面积A=Q/KΔtm=

m2

根据布管得到的传热面积A实=

A实/A=

说明设计的换热器的面积裕度在10～25%范围内,设计合理。

Ⅱ、

壁温计算

热流体平均温度Tm=0.4T1+0.6T2=

冷流体平均温度tm=0.4t2+0.6t1=

换热管壁温tw=

热流体传热系数a1=

冷流体传热系数a2=

壳体平均壁温与换热管平均壁温差为△t=

Tm-tw=

℃50℃

不需设置温差补偿器。

Ⅲ、

压力降的核算

管程压力降

∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)Ft·Ns·Np

⑴、

直管阻力损失

Ft=

Ns=

Np=

ΔP1=

(λ