换热器计算

烟道排烟量(Nm3/h)22121吸入冷风后排烟量(Nm3/h)

烟气量(Nm3/h)24333.10烟气预热前温度(℃)预热煤气量(Nm3/h)23100煤气预热前温度(℃)换热面积计算换热的对数平均温差(℃)310.48修正系数预热前煤气热容(kcal/m3.℃)0.314预热后煤气热容(kcal/m3.℃)换热量(kcal/h)2595747换热面积(m2)换热器结构计算选用管子外径(m)0.057选用管子壁厚(m)管子单位受热面积(m2/m)0.168075065所需管子总长度(m)每根管子长度(m)2.4每组每行程管子根数(根)管子间距(m)0.1管子列数单根管子流通面积(m2)0.0019625煤气速度校核(m/s)换热器计算

换热器设计的基本条件为：（采用2行程换热器，共2组）平均传热系数(kcal/m2.h.℃)

说明：蓝色区域为已知量，橙色区域为计算量24333.1

600烟气预热后温度(℃)40020煤气预热后温度(℃)350260.98修正后温差304.270.339328.120.00351952.225483最窄处烟气的流通面积(m2)1.351838889203.25取整20414.09921404管子排数14.468891638.043392536算

选用流通管道管径0.07进煤气温度100

冷却水流通截面积m21.52出煤气温度30

冷却水进水温度25冷却水出水温度29煤气中水蒸气含量15需填写数值热交换量Q(W)1050000计算出数值

冷却水量W(t/h)225.5

水的流速u(m/s)0.041

煤气一侧给热系数α1133.4

水在不同温度物理性质：密度ρ(kg/m3)比热cp(j/(m*k))20℃998.241830.58890.001005

30℃995.741740.61760.0008007

40℃992.241740.63380.000656

50℃988.141740.64780.0005494

密度ρ比热cp导热系数λ运动粘度μ

995.741740.61760.0008007

雷诺数Re3588Pr5.41

Nu31.54

水一侧给热系数α2278.3污垢及管壁热阻(m2*k/w)0.0014

总传热系数K(W/(m2*k)80.05

△tm24.9

冷却器传热面积F(m2)527

5.954854382导热系数λ((w/(m*k))运动粘度μ(Pa*s)

选择以上水的性质换热器公式计算716.1678

1.521856

2.5

换热器部分计算管程介质为热水进口温度 (℃) Tt1=110（给定）出口温度 (℃) Tt2=120（给定）工作压力（MPa) Pt=1.0（给定）平均温度 (℃) Tt=115(计算）流体的比定压热容Cp(KJ/(kg.℃))=4.2358(查表）流量(t/h) Q=50（给定）流体密度（kg/m3)ρ=1000(查表）所需热量(KJ/h)=2117900(计算）壳程进口温度 (℃) Ts1=158.5（给定）蒸发潜热(KJ/kg)Rs1=2087.43出口温度 (℃) Ts2=115（给定）蒸发潜热(KJ/kg)Rs2=2216.6工作压力（MPa) Pt=0.5（给定）平均温度 (℃) Ts=136.75(计算）流体的比定压热容Cp1(KJ/(kg.℃)=4.2781(查表）158.5℃降为115℃1.温差放出热量(KJ/(kg)）为186.10115℃129.17158.5(℃) 饱和蒸汽密度（kg/m3)ρ13.144(查表）115.0(℃) 饱和蒸汽密度（kg/m3)ρ20.9647(查表）1立方饱和蒸汽从158.5℃降为115.0放出潜热(KJ/(m3)）所需要水蒸汽量为(m3/h)435.845088(计算）饱和蒸汽流速(m/s)15(查表）壳程进出口管径(mm)101.373458(计算）取壳程进出口管径DN100 2.密度变化放出热量(KJ/(kg)）4673.20设计计算介质为饱和蒸汽每1千克饱和水蒸汽从每1千克饱和水蒸汽 吸收热量(KJ/(kg)换热管外径（mm）25（给定）换热管内径（mm）20（给定）换热管长度（mm）6000（给定）换热管数量180（给定）换热器管程程数2（给定）换热管换热面积（m2）84.8230002换热管内介质流速(m/s)0.49146811总传热系数K计算流体的导热系数 λ(W/(m.℃))0.683流体主体粘度（Pa.s)μ0.00024313管内强制湍流传热ai283.014896流体的导热系数 λ(W/(m.℃))0.684壳程流体介质平均温度下密度（kg/m3)ρ1.7895壳程流体介质平均温度下流体主体粘度（Pa.s)μ2.02E-04壳程流体介质在管壁温度下流体粘度（Pa.s)μw2.21E-04管外强制湍流传热ao71.2633298换热管选用材料20管换热管传热系数51.8(查表）总传热系数 K=15.1910132低粘度流体在管内强制湍流传热低粘度流体在管外强制湍流传热流体的有效平均温差(℃)16.4117511换热面积（m2） F=8495.00787(查表）(查表）

换热器的传热计算

换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。

换热器热负荷Q值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W cpΔt，若流体有相变，Q=cp r。

热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K SΔt）求得换热面积，最后根据《[wiki]化工[/wiki][wiki]设备[/wiki]标准系列》确定换热器的选型。

其中总传热系数K= （1）

在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点：

1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。

2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和状态相一致。

3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。

4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的某一数值。若需降低设备费可选取较大的K值；若需降低操作费用可取较小的K值。

5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或折流换热时，可通过安德伍德（Underwood）和鲍曼（Bowman）图算法对Δt进行修正。

虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K值估算。

式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K值估算最关键的部分就是对流传热系数h的估算。

影响对流传热系数的因素主要有：

1. 流体的种类和相变化的情况