传热计算

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2物性参数计算

2.1 热流体物性参数计算

2.1.1 热流体（饱和蒸汽）定性参数确定

进口温度：373K （100℃） 出口温度： 359K （86 ℃） 定性温度： t=（373+359)/2=366K (93℃)[3]

2.1.2 热流体密度的确定

由附录七 饱和水蒸气表【3】可查得在定性温度下的热流体的密度， ρ=0.4715 Kg/m3 2.1.3 热流体黏度的确定

由附录十三 气体黏度共线图坐标值共线图中查得μ=12.3x10-6Pa.s 2.1.4 热流体定压比的确定

由附录十八气体比热容共线图cp=1.915KJ/(Kg.K)

表2.1热流体（饱和蒸汽）物性参数

参数 密度 黏度 比热容

单位 Kg/m3 Pa.s KJ/(Kg.K) 数值 0.4715 12.3x10-6 1.915 【3】

【3】

查得水X=8.0，Y=16.0在气体黏度

查得定性温度下饱和蒸汽的比热容是

2.2 冷流体物性参数的确定

2.2.1 冷流体（卤水）定性参数的确定

进口温度：358K（85℃） 出口温度：368K（95℃） 定性温度 t=(358+368)/2 =363K (90℃)

2.2.2 卤水密度的确定

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有氯化钠水溶液的浓度和密度

【4】

查得下表

由该数据表可近似计算出浓度为23.18%的氯化钠溶液在90℃下的密度ρ=1133.14Kg/m3,卤水中含有1.87%的硫酸钠可不计所以可近似认为卤水的密度与23.18%的氯化钠的密度相等。 2.2.3 卤水黏度的确定

由附录十二 液体黏度共线图

【3】

可查得25%的氯化钠溶液在90℃下的黏度

μ=6.9x10-4Pa.s,可近似认为卤水在该温度下的密度即为此值。 2.2.4 卤水比热容的确定

有氯化钠水溶液的浓度和比热容

【4】

查得下表

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由该数据表可近似计算出含23.18%的氯化钠的卤水的比热容为

cp=3.234KJ/(Kg.K) 2.2.5 卤水导热系数的确定 由附录四 某些液体的物理性质=0.57w/(m.k)

表2.2 冷流体（卤水）的物性参数

参数 密度 黏度 比热容 热导率 单位 Kg/m3 数值 1133.14 6.9x10-4 3.234 0.57 【3】

查得23.18%的卤水近似导热系数λ

pa·s KJ/(Kg.K) W/(mK) .3 传热计算

3.1 传热量计算

卤水的qv=132m3/h,密度ρ=1133.14Kg/m3,由qm=ρ·qv=1133.14x132= 149608.8Kg/h=41.558Kg/s。

卤水吸收到热量Q=qm.cp.(t1-t2)=41.558x3.234x103x(368-358)=1.344x106W 因为饱和蒸汽的所放出的热量不可能完全被卤水所吸收，故取5%的热量裕量则热流体所放出的热量Q放=（1+5%）.Q=1.411x106W

热流体进入的是373K的饱和蒸汽，流出的是359K的冷凝水查附录六 饱和水蒸气表【3】373K下蒸汽的比汽化焓r=2258KJ/Kg，由公式

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Q放=qm1.(r+cp(t1-t2))[3]得饱和蒸汽的质量流量qm=2223.2Kg/h=0.609Kg/s。 3.2 流程选择

根据间壁两侧的流体温度沿传热面是否有变化，即是否有升高或是降低，可将传热分为恒温传热和变温传热。已知管外饱和蒸汽的进口温度为100℃，出口温度为86℃；管内卤水的进口温度为85℃，出口温度为95℃可知此种为两侧变温传热类型，又分为逆流、并流、错流和折流，考虑到制盐实际生产过程中就是为了使冷热流体能够很好的传热的要求以及上述各种传热方式的特点与使用场合故选择折流形式，饱和蒸汽在壳程中沿着一个方向流动而管内的卤水则反复改变流向，时而并流，时而逆流能够很好的满足实际生产要求。 3.3 材料选择

换热管是换热器的元件之一，置于筒体之内，用于两介质之间热量的交换。换热器管子的材料的选择应根据介质的压力、温度及腐蚀性来确定，常用材料有碳素钢、低合金钢、不锈钢、铜、铜镍合金、铝合金、钛等。此外还有一些非金属材料，如石墨、陶瓷、聚四氟乙烯等。设计时应该根据工作压力、温度和介质腐蚀性等选用合适的材料。除此，作为生产企业还要考虑的是如何使换热效率相差不多的情况下降低成本，钛等材料的管子在造价上就很高但是相对传热效率又比铜管高不了多少而铜管作为一种常见的换热管材料从综合方面考虑下来更经济、合适，故在换热管材料上选择铜管。

根据GB151-1999 管壳式换热器标准的表20做如下选择：

选取换热管直径为φ25×2.5 ，

管孔直径为22.25mm，

换热管中心距为32mm ，管长为9m；

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3.4 平均传热温差计算

TTt8685

10095t

Δt1=T2-t1=86-85=1℃

Δt2=T1-t2=100-95=5℃

t255152 tm逆t2t12.5C

t2Ln5t11Lnt1T1T210086t2t19585 R1.4；P0.67

t2t19585T1t110085

由GB151温差校正系数图可以查的该换热器的R和P在图上无交点，故选

择温差校正系数=1，即所设计的换热器为一管程一壳程的形式其中冷流体卤水走管程，热流体饱和蒸汽走管程。

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由上可知在折流情况下的温差校正系数 Δtm= ψΔtm逆=1×2.5=2.5℃

3.5 假定并校核总传热系数K´

（1） 根据热流体为饱和蒸汽，假设K´ = 2000W/(m2·℃)

Q放1.411106 故传热面积A´ === 282.2 m2

Ktm20002.5 由传热面积和管长可以近似估算出管子数： n´=

A′282.2=≈400根 dL3.140.0259

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如图所示，

换热管排列方式

换热管在管板上的排列形式主要有正三角形、正方形和转角正三角形、转角正方形。正三角形排列形式可以在同样的管板面积上排列最多的管数，故用得最为普遍，但管外不易清洗。因为管外走的是饱和蒸汽结垢几率较小故选择正三角形排列。

根据管数估计筒体内径Di=t(NC-1)+(2～3)d0 中心排管数NC=1.1n=22

t-中心管距 t=32mm

故有Di32221252.5734.5mm，根据标准圆整得到壳体内直径Di=800mm，再由GB151下表可得

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拉杆直径d=16mm，拉杆数量m=6；

则布圆管限定圆直径DL=Di-2b3=800-16=784mm；经实际排管布圆确定管孔数为511，除去拉杆孔的数量6则实际的排管数n=505。 校核K：管内卤水流速 u1qv3600d12n41320.231m 2s36000.7850.02505 雷诺数 Re11d1u11133.140.020.2317587 416.910Cp113.2341036.91043.91

0.57

Pr11① 管内对流传热系数

【3】

由公式（4-19），流体被加热n=0.4

0.80.40.570.023Re1Pr10.02375870.83.910.41437.1W/(m2K)

d0.0261050.938 由于Re=7587属于过渡流中，校正系数 f=1-Re1.8所以，管内对流传热系数1f10.9381437.11347.7W/(m2K) ② 壳程对流传热系数 管壁温度：

d2d1间壁T热流体冷流体tQ

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管内冷流体平均温度 T1008693℃ 2Q吸1.3441069396.5 ℃ 管内壁温度 TwT1A11347.73.140.025059

管外壁温度

bQ吸bQ吸A10.00251.34410620twTwTw96.596.52℃

AmA1Am3653.140.02505922.5冷凝液膜的平均温度tm10096.5298.3℃ 2查的该温度下水的物性参数如下：

960Kg/m3 68.3102W/(m2K) 28.5105Pas ttstw10096.523.48℃

在ts=100℃下，饱和蒸汽的比汽化热r=2.258106J/Kg 换热器壳程有折流板，通道定性尺寸采用单量直径de来计算

0.825050.0252De===0.024m

0.85050.025Dind0Di2nd02d0t=32

图3-1管子三角形排列

60°32.25

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换热器壳程有折流板时管外传热系数的计算随挡板形式而异，常见的挡板结构为圆缺形及圆环两种。取25%的圆缺形折流板见图3-2，查[6]取折流板间距h=0.6m，折流板数n=

L9-1=-1=14 h0.6b120hd

图3-2弓形挡板

垂直管子的膜状雷诺数Reud4G/4qm40.609

(denDi)(3.140.0245053.140.8)28.5105 =213

【3】

可判断出事层流状态故由式（4-28）

21.13（9609.81(68.310)2.25810gr）1.13lt28.510592.48231422362=03.5W/(mK) 14 查的管内卤水热阻为Rd1=2.104W/(m2K)； 管外蒸汽的热阻Rd2=5.2105W/(m2K) 校核K以内表面面积：

11bd1d1 Rd1Rd2d1d2K11dm2d210.0025202020 2.1045.21051347.736522.5252503.5

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K1 =756W/(mK)

2

因为根据实际结果算出的值应该在估算的1.1-1.2倍，此次估取值不符合。

（2）再次估取K=630W/(m2K)

Q放1.411106 故传热面积A´ === 5.6 m2

Ktm6502.5 考虑到实际情况用两个换热器串用则由传热面积和管长可以近似估算出管子数： n´=

A′5.6=≈634根 dL3.140.02592根据管数估计筒体内径Di=t(NC-1)+(2～3)d0

中心排管数NC=1.1n=27

t-中心管距 t=32mm

故有Di32271252.54.5mm，根据标准圆整得到壳体内直径Di=900mm，则布圆管限定圆直径DL=Di-2b3=900-16=884mm；经实际排管布圆确定管孔数为657，除去拉杆孔的数量6则实际的排管数n=651。 校核K：管内卤水流速 u1qv3600d12n41320.179m 2s36000.7850.02651 雷诺数 Re11d1u11133.140.020.1795879 416.910Cp113.2341036.91043.91

0.57

Pr11① 管内对流传热系数

【3】

由公式（4-19），流体被加热n=0.4

0.80.40.570.023Re1Pr10.02358790.83.910.41171.9W/(m2K)

d0.0261050.901 由于Re=5879属于过渡流中，校正系数 f=1-1.8Re所以，管内对流传热系数1f10.9011171.91055.9W/(m2K)

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② 壳程对流传热系数 管壁温度：

d2d1间壁T热流体冷流体tQ

管内冷流体平均温度 T1008693℃ 2

Q吸1.3441069394.73℃ 管内壁温度 TwT1A11055.93.140.0265192

管外壁温度

bQ吸bQ吸A10.00251.34410620twTwTw94.7394.75℃

AmA1Am3653.140.02505922.5冷凝液膜的平均温度tm10094.7597.4℃ 2查的该温度下水的物性参数如下： 962Kgm3 68.3102Wm2K 28.8105Pas

ttstw10094.755.25℃

在ts=100℃下，饱和蒸汽的比汽化热r=2.258106J/Kg 换热器壳程有折流板，通道定性尺寸采用单量直径de来计算

0.825050.0252De===0.024m

0.85050.025Dind0Di2nd02

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垂直管子的膜状雷诺数

Reud4G/4qm40.609

(denDi)(3.140.0246513.140.9)28.8105 =460

【3】

可判断出事层流状态故由式（4-28）

21.13（9629.81(68.310)2.25810gr）1.13lt28.8105185.28231422362=4444W/(mK） 14 查的管内卤水热阻为Rd1=2.104W/(m2K)； 管外蒸汽的热阻Rd2=5.2105W/(m2K) 校核K以内表面面积：

11bd1d1 Rd1Rd2d1d22d2K11dm10.0025202020 2.1045.2105105636522.5252544442

解出 K1 =695W/(mK)，

K1695=1.103符合要求，所以校核合适。 K估630 换热器的实际传热面积Adnl3.140.02565118919.863m2

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所选择的换热器的规格如下：

表3-1选取换热器的主要参数 项目 壳径 i 串联数 N 管数n 管尺寸 管长L 管排列方式 管心距t 传热面积 拉杆数

3.6 压力降校核

1. 管程压力降

【1】

直管沿程阻力引起的压力降，由式（2-215b）：

数据 900mm 2 651 φ 25mm×2.5mm 9 m 正三角形排列 32mm 919.8635m2 6 mlu Pl4fid12

2w0.14

m------管程数

对于光滑铜管

dufi0.001400.1250.320.001400.12558790.320.009

w取壁温在95℃下的黏度w=0.60mPas

两台换热器的实际联接清空如下图所示，

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卤水卤水饱和蒸汽冷凝水所以直管沿程阻力引起的压力降

2mluPl24fid12w0.14

240.00991133.140.1790.690.0220.620.14

577Pa管程回弯压力降，式（2-215c)[1]：

1133.140.1792Pr4m4173Pa

22u2

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管箱进出口压力降

取卤水在换热管中的流速为u=1.5m/s，则

dqv132/3600176mm

0.785u0.7851.5 查24-4 热轧无缝钢管【8】确定选用φ203mm6.5mm的钢管作为卤水和蒸汽 的进料管，则管内卤水的流速u

qv132/36001.28m/s

0.785d20.7850.192流体从较小的管口到交大的管口和从较大的管口流向较小的管口造成的压

力损失系数不一样，任何一个流程都要经过上述两种境况故整取系数1.5作为一个流程的校核系数，从图可以看出在此设计的换热器卤水从进料管到管箱及管箱到换热器再到流出换热器总共要经过上述流程3次，故管箱进出口压力降

u21133.141.282PN31.54242Pa 24.52 由以上可得管程压力降PiPlPNPr57642427341Pa 设计要求的管程压力降为8000Pa，经验算得到所设计的换热器在管程允许 压力降方面符合设计标准。 2. 壳程压力降

在计算壳程压力降时总共有三种校核方法，在此特选择bell法进行压力降计算，所谓Bell法是以美国机械工程师学会（ASME）和Delaware大学换热器协作研究所几年内所取得的大量数据为基础的。它从“理想管排”出发，得到计算公式，然后再在几个小模型上试验，考察泄露、旁流的影响，引进一些修正系数而得到的计算方法。它把圆缺形折流板换热器的壳程压力降视为三个部分压力损失之和：

① 两端管板与折流板之间所构成的流路为横过管束的错流压力降Pb； ② 中间折流挡板与折流挡板之间所构成的流路亦为横过管束的错流压力降 Pb

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③ 折流挡板缺口处为沿管子轴线平行流动的压力降Pw； 现分别计算以上三种压力降：

（1）与管束垂直流动的压力降Pb：接近中线管排处的

【1】

最小错流截面积按式（2-229）计算：

)0.12542m FBh(DL-NCd2)0.6(0.884-270.025

取折流板间距h=600mm；则折流板数N=此处垂直流动的最大质量流速： GBqm0.6094.86Kg/(m2s) FB0.1254L114块 h此处的雷诺数： Re根

d2GB0.0254.869878 612.310Re，据下图可查得三角形错列时壳程摩擦系数fs=0.12

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【1】

管束外缘与壳体内壁之间的间隙的流通截面积式（2-233）：

FcDLNC1td2h0.884260.0320.0250.60.0162m2 此处旁流的修正系数式（2-232b）[1]：

F pexp3.8cFB132NsNe0.0162exp3.80.6121 0.1254 Ns------一个错流区域的防止旁流的挡板数，取为0:； 与管束垂直流动的压力降 Pb：

Pb4fsNeGB22p

w0.1412.11064.8640.12170.6121620.471512.31020.14

=124.8Pa

Ne-----流体流过一个错流区域所经过的主要收缩次数。取Ne=17 Nw-----缺口内错流的有效收缩次数，经查取Nw=7； （2） 通过折流板缺口处流动的压力降Pw：

【1】

折流板缺口处的流通截面积，式（2-237）：

Fwk1Di2Nw422 d20.1540.9270.7850.02250.1213m1折流板的切除高度为25%Di查得K1=0.154； 折流板缺口处的流速，式（2-236c）[1]： uwqm0.60910.65m/s Fw0.47150.12131 最小错流截面上的流速，式（2-236b）[1]： uBqm0.60910.3m/s FB0.47150.1254 几何平均流速，uzuBuw10.6510.310.47m/s 由式（2-235b)[1]计算Pw：

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Pw2.00.6Nwuz20.471510.4722.00.67160.3Pa 22 （3）间隙流动的修正系数s：

折流板的管孔（选孔径为d=26mm)和传热管外径之间的间隙的流通截面积由下表中的公式来算：

FANBd422d25420.7850.02620.02520.021699m2

 NB------折流板上的管子数，取542；

折流板根据标准选择直径DB=900-6=4mm和客体内壁之间的间隙流通截面积由下表中的公式计算：

2cos(12a)2cos(10.5)120

-11（ FE3602360120222）DiDB0.785(0.90.884) 3604360 =0.005633m

2

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根据

FAFE0.0216990.0056330.2180查得压力降修正系数=0.385， FB0.1254 由式（2-228a）[1]计算s：

FA2FE s1FFEA（4） 壳程压力降

920.005630.021693 10.3850.53690.0056330.02169Nw Ps21sN1PbsNPw Ne7 =210.536141124.80.53614160.32424.9Pa

17蒸汽进口分为两个能有更好的传热效果，取饱和蒸汽在壳程中的速度u=25m/s，蒸汽进口温度为100℃此温度下的密度0.597Kg/m3则：

dqv0.609/2161mm

0.785u0.5970.78525查热轧无缝钢管（GB/T 8163-1999)选取180mm5mm规格的钢管，实际管内径d=0.17m，则管中实际流速

uqm/20.609/222.5m/s 220.785d0.7850.5970.17蒸汽在从管中进入壳程接触面积突然扩大及从壳程进入管程中接触面积的突然缩小都会产生影响将此一进一出的过程视为一个流程，压力降系数为1.5故得壳程进出口管中的压力降为

0.59722.521.5226.7Pa PN1.522u2因为所设计的换热器是两个子换热器的串联故全部的壳程压力降为： Ps2PsPN22424.9226.75303.2Pa

设计（论文）专用纸

换热器壳程允许压力降8000Pa，在换热器设计过程当中所得到的壳程压力降低于允许值。因此，可以采取措施增大流速，提高传热系数的。但从结果来看这么高的压力降基本上符合了设计要求，可以认为所设计的换热器能够实现设计功能。

换热器接管表

名称 冷流体（卤水）进口接管 冷流体（卤水）出口接管 热流体（蒸汽）进口接管 热流体（蒸汽）出口接管 接管尺寸 数量 1 1 2 1 冷轧无缝钢管Φ203×6.5 冷轧无缝钢管Φ203×6.5 冷轧无缝钢管Φ180×5 冷轧无缝钢管Φ180×5