换热器的计算

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5.1.1换热器的计算
本设计选用管壳式换热器(管壁热阻和热损失可以忽略)
1.根据计算可知
热流体 69.7→60
40←30
传热温差t=29.9℃
总传热系数K=500kCal/(m2.h.℃)，由公式

Q=5.18314×106 kJ/h
(5.18314×106 )/(500×4.18×29.9) =82.94m2
由于要考虑气体的密度的变化和生产的可调性，实际换热器面积要增大15%故实际面积：
S=82.94+92.9×0.15=95.38m2
根据换热器系列标准选定F600II-2.9-92型换热器
表5.1附表1
壳径/m2 600 管子尺寸/mm 25×2.5
公称压力/mpa 2.5 管长/m 6
公称面积/m2 92 管子总数 198
管程数 2 管子排列方法 正方形斜转45°
管子总面积F=198×0.92×0.62=0.655m2
管内径 D器=92+120+25=237 取D器=0.237m2
2.各组分及含量
表5.2附表2
项目 SO2 SO3 O2 N2
冷气体的物质的量kom/l 114.3844 0 160.9386 627.945
冷气体的百分含量% 12.6 0 17.7 69.5
热气体的物质的量kom/l 116.9005 1.5386 0.4502 627.945
热气体的百分含量% 13.2 0.17 15.8 70.8
5.1.2 管内给热系数_1的计算
〖 〗_1/λ d =0.116[〖(d_G/n)〗^(2/3) -125 ] 〖(C_U/λ)〗^(1/3)[1+〖(d/l)〗^(2/3)]
管内气体的平均分子量为:
M平均=0.132×64+0.0017×80+0.158×32+0.708×28
=33.464
G内=(905.0591×33.464)/(198×π/4×〖0.6〗^2 ) =5410kg/(m2h)
=1.5028 kg/(m2s)
根据公式：Q=mcpt
cp =Q/( mt) =(5.1386×〖10〗^6/1.5386)/(905.0591×33.464×(69.7-40)) =. 0.357
t = (69.7-40)/ln〖69.7/40〗 =53.87℃
表5.3附表3
密度 比热容 粘度 导热系数
S02 1458 6.225 0.01159 0.2214
S03 1990 6.31 0.0105 0.0105
5.1.3核算压力降
1.管程压力降
ΣPI=(ΔP1+ΔP2)FtNP
其中Ft=1.4 NP=2
管程流通面积：AI=π/4×di2×n/np
=π/4×0.022×98/2 =0.0311m2
U2=v_s/u =310988/(3600×2927.5×0.0311)=0.94
Rei=(d_(i ) u_i p)/u =(0.02×0.94×2927.5)/(0.334×〖10〗^(-3) ) =164781(湍流)
设管壁粗糙度ε=0.1mm
ε/d_(i ) =0.1/20 =0.005(由化工原理第一册λ-Re关系图中查得)λ=0.034
Δp_1=λ×l/d×p_u2/2 =0.034×(2927.5×0.942×0.942)/2=3880pa
则：
ΣΔp_i=(13192+3880)=17072pa

2.壳程压力降
ΣΔp_i=（Δp_1+Δp_2）FSNS
其中FS=1.15 NS=1 Δp_i=Ff0(NB+1) p_u2/2
管子为正方形斜转45°排列，F=0.4
Nc=1.19√n=1.19√198=17
取折流挡板间距h=0.15m
Nb=l/h - 1=6/0.15 – 1=39
壳程流通面积:
A0=h(D-hcd0)
=0.15(0.6-17×0.025)
=0.0263m3
U0=52497.005/(3600×0.0263×77.5) =0.14
Re0=(d_(0 ) u_0 p)/u =(0.025×0.14×775)/0.0015 =1808
表5.4各气体黏度
项目 SO2 SO3 O2 N2
黏度CP 0.0680 0.015 0.0326 0.0278
F0=5 Re^(-0.288)=5× 〖1808〗^(-0.288)=0.9
所以 Δp_1=0.4×0.9×17（39+1）×(2×0.15)/2
=1859pa
Δp_2=NB(3.5-2h/D) p_u2/2
=39(3.5-(2×0.15)/0.2) ×(775×0.14 ×0.14)/2
=592.4pa
ΣΔp_0=(1859+592) ×1.15
=2819pa
计算表明，管程和壳程压力降都能满足题设要求。
5.1.4核算总传热系数
1.管程对流传系数α_i
Rei=164781（湍流）
Pri=C_PU/λ=(0.375×〖10〗^(3 )×0.015×0.01158)/0.626
=1.04
_i=0.023λ/d Re^0.8 〖p_ri〗^0.4
=0.023×0.2214/0.02× ( 164781)0.8×(8.9)0.4
=4078 w/(m2℃)
2.壳程对流传热系数α_0
α_0=0.36（λ/de）((d_(e ) u_0 p)/u)0.55(C_PU/λ)1/3(u/Uw)0.14
取换热器列管之中心距t=32mm。则流体通过管间最大截面积为：
A=hD(1-d_(0 )/t)
=0.15×0.6×(1-0.025/0.032)
=0.0187m2
U0=V_s/A=310988/(3600×1970×0.0197)
=0.22m/s
De=(4(t^2-π/4 d^2))/πd
=(4(〖0.032〗^2-π/4 ×0.025×0.025)/(π×0.025 )
=0.027m2
Re0=(d_(0 ) u_0 p)/u
=(0.027×0.022××1970)/0.00105
=1114
Pri=C_PU/λ
=(6325×0.00105)/0.2214
=29.5
壳程SO3被冷却，取（U/UW）0.55=0.95
α_0 =0.36×0.2214/0.027× (1114)0.55×(19)1/3×0.95
=410 w/(m2℃)
3.污垢热阻
参考附录管内外侧污垢热阻分别取为
Rsi=0.0002m2 c/m
Rs0=0.00017 m2 c/m
4.总传热系数K0管壁热阻可忽略时，总传热系数为：
K0=1/(1/_0 +Rs0+Rsi+d_0/_(i〖 d〗_i ) )
K0=1/(1/40+0.00017+0.0002×25/20+25/4078×20)
=370 w/(m2℃)
选用该型号换热器时总传热系数为314 w/(m2℃)
(370-314)/314 ≈17.5%