3.换热器的详细计算

第九章 传热过程分析和换热器计算

在这一章里讨论几种典型的传热过程，如通过平壁、圆筒壁和肋壁的传热过程通过分析得出它们的计算公式。由于换热器是工程上常用的热交换设备，其中的热交换过程都是一些典型的传热过程。因此，在这里我们对一些简单的换热器进行热平衡分析，介绍它们的热计算方法，以此作为应用传热学知识的一个较为完整的实例。

9－1传热过程分析

在实际的工业过程和日常生活中存在着的大量的热量传递过程常常不是以单一的热量传递方式出现，而多是以复合的或综合的方式出现。在这些同时存在多种热量传递方式的热传递过程中，我们常常把传热过程和复合换热过程作为研究和讨论的重点。

对于前者，传热过程是定义为热流体通过固体壁面把热量传给冷流体的综合热量传递过程，在第一章中我们对通过大平壁的传热过程进行了简单的分析，并给出了计算传热量的公式

tkFQ， 9－1

式中，Q为冷热流体之间的传热热流量，W；F为传热面积，m2；t为热流体与冷流体间的某个平均温差，oC；k为传热系数，W/(2moC)。在数值上，传热系数等于冷、热流体间温差t=1 oC、传热面积A=1 m2时的热流量值，是一个表征传热过程强烈程度的物理量。在这一章中我们除对通过平壁的传热过程进行较为详细的讨论之外，还要讨论通过圆筒壁的传热过程，通过肋壁的传热过程，以及在此基础上对一些简单的包含传热过程的换热器进行相应的热分析和热计算。

对于后者，复合换热是定义为在同一个换热表面上同时存在着两种以上的热量传递方式，如气体和固体壁面之间的热传递过程，就同时存在着固体壁面和气体之间的对流换热以及因气体为透明介质而发生的固体壁面和包围该固体壁面的物体之间的辐射换热，如果气体为有辐射性能的气体，那么还存在固体壁面和气体之间的辐射换热。这样，固体壁面和它所处的环境之间就存在着一个复合换热过程。下面我们来讨论一个典型的复合换热过程，即一个热表面在环境中的冷却过程，如图9－1所示。由热表面的热平衡可知，表面的散热热流应等于其与环境流体之间的对流换热热流加上它与包围壁面之间的辐射换热热流，即rcQQQ,式中Qc为对流换热热流；Qr为辐射换热热流。它们分别为：

换热器设计

物性参数

原料 进口的温度25℃，换热后的温度55℃，进口流量h

原料液的定性温度：T=（25+55）÷2=40℃

密度ρ1= 900 kg/m3 比热容CP1= KJ/(Kg·℃)

热导率λ1= W/(m·℃) 粘度µ1 = Pa·s

水 进入换热器的水温 90℃，换热后变为60℃

水的定性温度：T=（90+60）÷2=75℃

（75℃时）

密度ρ0= kg/m3 比热容CP2= (Kg·℃)

热导率λ0=（） 粘度µ0 =估算传热面积

所需热流量

KWhKJtCmQP81.2853.10369925-5509.29.16531111

加热水用量

M0=Q1/CP1Δt1=÷÷（90-60）=h=s

平均传热温差：Δtm1=｛（90-25）-（60-55）｝/ln（65/5）=℃

传热面积：m31.124.23100100081.282111tmKQA

考虑15%的面积裕度 A==

工艺结构尺寸设计

对于甘油三酯为易结垢和并不是很洁净的流体，管径应取得大些，初步选用φ25×传热管（碳素钢），取管内流速iu m/s。

管程数和传热管数

依据传热管内径和流速确定单程传热管数： 161.002.0785.0900433.0422dVn

按单管程设计，所需的传热管长度为：mndAL3.1116025.014.314.20

按单管程的设计，传热管过长，应采用多管程结构，采用标准设计，取管长l=6m，则该换热管的管程数为2611.3lLN

传热管总根数 n总=16×2=32

平均传热温差校正及壳程数

- 1 - 换热器换热面积的计算公式

换热器换热面积的计算公式主要涉及到传热原理和流体力学计算。一般情况下，换热器的换热面积可以通过以下公式计算：

A = Q/(UΔT)

其中，A为换热器的换热面积，Q为换热器的热传递量，U为换热系数，ΔT为流体的温度差。

换热器的热传递量Q一般可以通过以下公式进行计算：

Q = mCpΔT

其中，m为流体的质量，Cp为流体的比热容，ΔT为流体的温度差。

换热系数U则可以通过流体的物性、流量、管道壁厚度、换热器结构等因素进行计算。一般情况下，可以通过实验测试或者经验公式进行计算。

通过以上公式的计算，可以得出换热器所需的换热面积，从而满足流体热量传递的要求。

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）