第2章工艺计算
2.1设计原始数据
2.2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1.15~1.25倍
（9）选取管长I。
（10）计算管数N
T
（11）校核管内流速，确定管程数
（12）画出排管图，确定壳径D i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 t>295 C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 )
2
管程流体的定性温度：
310 330
T= 320 C
2
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
232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]
2.4估算传热面积
2.4.1热流量
根据公式（2-1）计算：
Q Wc p t
【化原 4-31a 】
（2-2）
将已知数据代入 （2-1）得：
Q WC p i t ,=60000X 5.495 X 103 （330-310）/3600=1831666.67W
式中： W ――工艺流体的流量，kg/h ;
C pi ――工艺流体的定压比热容，kJ/ kg .K ; t 1 ――工艺流体的温差，C ； Q
――热流量，W
2.4.2平均传热温差
根据化工原理4-45 公式（2-2）计算：
按逆流计算将已知数据代入
（2-3）得:
式中： t m ――逆流的对数平均温差，C ；
t 1 ――热流体进出口温差，C ； t 2 ――冷流体进出口温差，C ； 可按图2-1中（b ）所示进行计算。
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 i .K 则估算传热面积为
t m
t 1 t
2
In
t 1
(2-3)
t m
t 1
t
2
420 330
310 295
‘ 41.86 C
420 330 In
310 295
Q K t m
（化工原理式4-43） (2-4)
4
式中：S ――估算的传热面积,
t m ――平均传热温差，C 。
考虑的面积裕度，则所需传热面积为：
S' S 1.15 112.88 1.15 125.8m 2
2.5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
表2-4
根据红书表
3-4取管内流速u i 1m/s
2?管程数和传热管数
依红书3-9式 n —社,可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数
2
d u
将已知数据代入 （2-3）得:
S 亠183166667
109.39 m 2
K t m 400 41.86
K ――假设传热系数, w/m °
c ； 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 (2-4) 得:
1831666.67
17392.68 kg/h
3.033 (420 295)
(2-6)
式中Q 热流量，W
C
p2
疋压比热谷，kJ/ kg c ； t 2
热流体的温差，c ；
W
热流体的质量流量， kg/h
(2-5)
Q C p2 t 2
(2-7)
16.67
7097
74.8 75(根)
2
-0.02 1 4
式中q
v ——管程体积流量，m
Z'；
n ――单程传热管数目； di ------传热管内径，mm ； u ――管内流体流速，m s 。
按单管程计算，依红书3-10,所需的传热管长度为
A P
125.8
“c c \
L
P
21.3 m
(2-8)
d °
n
s
0.025 75
式中L ――按单程管计算的传热管长度，m
A p ――传热面积， m 2 ； d o 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I 6m ,则该换热器的管程数为
L 21.3 N P I 6
3.56 4 (管程) (2-9) 传热管总根数 N T
n s N P
75 4 300 (根)
(2-10)
式中，d 。
—管子外径，m ；
N T 传热管总根数，根；
d 。
-管子外径，m ；
3.换热器的实际传热面积，依据 红书3-12，
A d 0IN T 3.14 0.025
6 300 141.3 m 2
(2-11)
N T 换热器的总传热管数; 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
6
2
7d i
U
i
度有关，其中 按红书3-13a 3-13b
热流体的温差 「T 2 冷流体的温差 t 2 t i
冷流体的温差 t 2 t , 两流体最初温差
T , t ,
将已知数据代入（2-12） 和（ 2-13）得:
按单壳程，四管程结构，红书图3-7，查得校正系数⑴：
图2-2
温差校正系数图
t
0.96 ；
平均传热温差 按式（2-9）计算：
t m t t 塑
（
2-14）
将已知数据代入（2-9）得： 式中：t m ――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 1.28d o
（2-15）
则管心距：
根据标准选取为 32mm : 隔板中心到离其最近一排管中心距
t 32 s 6
6 22mm
2
2
（2-16）
各程相邻传热管的管心距为2s=44mm
(2-12)
(2-13)
图2-3组合排列法
图2-4隔板形式和介质流通顺序
5?壳体内径
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，贝U 壳体内径为
式中：D ——壳体内径,m;
t ---------- 管中心距,m;
N
T
—横过管束中心线的管数
按卷制圆筒进级挡圆整，取为 D=700mm 。
2.5.3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
取折流板间距B 0.3D ，则
B 0.3 700
210 (mm)
可取为B=250mm 折流板数N B
折流板圆缺面水平装配。化工设计图3-15
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
D 1.05t
N T
1.05 32 炉％ 7 695.5 (mm).
(2-17)
(2-18)
(2-19)
N B
传热管长
6000 -1 -
折流板间距 250
23(块)
(2-20)
S
o
B D(1 ￥)°25
0.7 (1 器)0.038(m g
BD(1 严)
(2-24)
直径为? 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 u i 4.42m/s ，则接管内径为
圆整后可取内径为D 1
150mm
管程流体进出口接管：取接管内液体流速为 U2 1m/s ，则接管内径为 圆整后取管内径为D 2=180mm
式中：D ——接管内径，m ;
u ----- 流速，m/s ； V
――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
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3-22
当量直径，依式 红书3-32b 计算:
将已知数据代入 （2-23）得： 式中 d e —当量直径，m ；
t —管心距，m ； d 0 —管外径，m 。
壳程流通面积依红书式3-25计算
I
4 1739
(3600 28.8) 4.42
0.219(m) (2-21)
0.36」Re°
55 d e
J 3
)0.14 w
(2-22)
d e
4( 匸d O ）
d
o
(2-23)
D i
管程流体流速
U i 1 （ m/s ）
雷诺数
Re -i d i u
i 709.7 0.026 1 166031.1
i
i 85.49 10 6
普朗特数 Pr 0.853
按化工原理 式 i 0.23 -Re 0'8 Pr 0.4得
i
d i
式中 B —折流板间距，m ; D —壳体内径，m ;
t —管心距，m ；
d 。一管径，m ；
S 。一壳程流通面积，m 2
依据红书计算步骤，壳程流体流速及其雷诺数分别为
17393
u V 。 (
36°° 28?8
)4.415 (m/s ) o S o
0.038
Re
113275.72
22.45 10
普朗特数 黏度校正 （_）0.14 1
壳程表面传热系数
（2-25）
（2-26）
式中 U 2 —壳程流体流速， m/s ；
S 2 —壳程流通面积，
2
m ?
—密度，kg/m3
m —热流体的质量流量，kg/h 。
2管内表面传热系数
管程流体流通截面积
S
i
d i N T
0.022 75 0.0236 （m 2） Si
4 i n
4
（2-28）
0.02 4.415 28.8
i 0.23 i Re 0'8 Pr 04
d
i
(2-30)
0.23
0.5507
166031.10'8 0.8530'4
562.5
(W/m 2 C)
0.02
式中：
Re ——雷诺数；
d e ——当量直径，m ；
U i
――管程流体流速，
m/s
；
i
――密度，kg/m3 ；
i
――粘度，Pa.s 。
Pr ――普朗特数；
C pi
――定压比热容，kJ/ kg . C ；
i ――粘度，Pa.s ； i
——热导率，W/m.Co
污垢热阻和管壁热阻
污垢热阻和管壁热阻可取⑴：化工原理附录20 管外侧污垢热阻 R 0.8598 10 4 ( m 2 ?C /W ) 管内侧污垢热阻
R o 0.8598 10 4 ( m 2 ?C /W )
管壁热阻按红书 式计算，查表⑴
可得碳钢在该条件下的热导率为 40W /(m.K):
(2-31)
将已知数据代入 (2-31)得:
式中：
匕一一管壁热阻，m 2
.K/W ； b
传热管壁厚，m
; w
管壁热导率，W/m.Co
传热系数K c 按红书3-21计算： 因为i 值更小，故按Ki 计算
该换热器的面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务
2.6.2壁温核算
2.6.2.1温差计算
由于工作条件是高温高压，与四季气温相差特别大。因此进出口温度可以取原操作 温度。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大会使传热管壁温降低，降低了传热管和壳体 之间的温差。但操作初期时，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁壁温差可能很大。计算 中因按最不利的因素考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温
由红书3-42式计算:
1 1 T
m (
R c
) t m
(
R h
)
c
h
1 1
—R c
— R h
c
h
液体的平均温度 按红书3-44和3-45式 计算有：
t m
°
4 330
°
6 310 318
（C ） h c h o
682.6
（W/m 2「C ）
h h h 562.5 （W/m 2 ?C ）
代入2-36式传热管平均壁温
K C
d i
R o
d i
R w
d i
> 1
d d 。 d
m R
(2-32)
将已知数据代入（2-32）得：
5传热面积裕度
红书3-35
Q
1831666.67
A C
126.42(m )
K C
t m
346.1 41.86
该换热器的实际换热面积 A
A
d o
1
N T
3.14 0.025 6 300 141.3(m 2)
依红书式3-36
该换热器的面积裕度为
(2-33)
(2-34)
H
蛙
100% 雹护
100% 11-
79%
(2-35)
(2-36)
(2-37)
1
357.5 318
682.6 5625 336.8「C)
1
682.6 / 562.5
式中：「一一热流体进口温度，C；
T2 ――热流体出口温度，C；t
i――冷流体进口温度，C；
t
2――
冷流体出口温度，C。
壳体壁温，可以近似取为壳程流体的平均温度，即t=357.5 Co
传热管壁温和壳体壁温之差为
t 357.5 336.8 20.7 (C)
该温差较大，需设温度补偿器。由于水和水蒸气不容易结垢，不需要经常清洗, 此选用U型管换热器较为适宜。
2.6.2.2管程流体阻力依式(2-29)
P i ( P
其中Np 4 F t 1.5
式中：N P――管程数；
P i ――管程总阻力，p a ；
F t ――管程结垢校正系数，对
P i P2)N
p F t
25 2.5mm的管子，取1.5 ；
j__u2
d i 2
(2-38)
(2-39)
因
(2-36)
(2-37)
由
Re=166031 查化原表1-2
传热管绝对对粗糙度
传热管相对对粗糙度
查化工原理图1-27莫狄—Re图
0.02
0.02
0.001 20
得i 0.021
3
709.7 kg/m ，
式中：「——摩擦系数;
u 1 m/ s ，将已知数据代入(2-37)得:
l――管长，m
；
d
i――传热管内径,
——冷流体密度，kg/m ;
u
――管内流速，
m/s
；
P i
――单程直管阻力，Pa 。
局部阻力按式（2-37）计算，
将已知数据代入（2-31）得:
式中：
P r ――局部阻力，Pa ；
――局部阻力系数； ――冷流体密度，kg/m'； u
管内流速，m/s ；
管程总阻力为:
管程流体阻力在允许范围之内。 2.6.2.3壳程阻力
按式红书 式3-50 ~ 3-54计算：
I
I
P o （ P 1
P 2）F S N S
其中 N S 1 , F S 1 式中 P o ——壳程总阻力，Pa ；
P 1 ――流体流过管束的阻力，Pa ； P 2 流体流过折流板缺口的阻力，
Pa
；
F S
――壳程结垢校正系数； N S ――壳程数；
流体流经管束的阻力按（2-41）计算
2
P 1 Ff o nJN B 1^U °
2
将已知数据代入（2-340）得： 式中
p 1 ――流体流过管束的阻力，Pa ；
P r
(2-38)
P t
(2235.5 1596.8) 2 4 1.5
45987.6Pa
(2-39)
(2-40)
(2-41)
F ――管子排列方式为正三角形，所以 F 0.5;
f o——壳程流体的摩擦系数，f。5.0 Re。0.228 5 166031.1 0.228
n c――横过管束中心线的管子数n c!.!N T.5 1.1 3000.519.05 ；
N B——折流挡板数N B 23 ；
--- 热流体密度，kg /m3；
u0----- 按壳程流通面积计算的流速u o 4.415m/s ；
流体通过折流板缺口的阻力依式（2-34）计算：
B1 0.25m，D 0.7m
将已知数据代入（2-35）得：
式中N
B折流板板数；
B ——折流板间距，m ；
D —壳体内径，m
热流体密度，kg/m3;
U0壳程流体流速, m/s ;
P i流体流过折流板缺口的阻力，Pa ;
总阻力:
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜2.7换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器主要结构尺寸和计算结果见表2-5 o 0.352 ;
P2 N B (3.5 2B 2
U0
2
(2-34)
表2-5换热器主要结构尺寸和计算结果