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换热器使用情况大比拼（8月份话题）？要讨论的是换热系数，上面各位都提到了这个与很多因素有关系，包括工艺，进出口压力，结构情况，水质的不同，结构情况。我自己认为还有一点不确定因素，与外界环境不同，因为各个厂区再不同的地理位置，四季温差不同，所以换热效果有很大的不同，我本身以前从事过连有工艺的工作，现在从事的是静设备管理，我自己的经验看，夏季的换热效果和冬季就有所不同，阴天很晴天也有区别，包括昼夜温差，也会影响，所以这个东西必须再长期的数据记录重找寻答案，我只提供这点意见，希望再做此项数据的时候考虑外界温度的变化影响。查看更多

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CaesarII的几本书，关于管道应力分析，高清PDF？ 学习学习…………………………查看更多

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换热器使用情况大比拼（8月份话题）？看看例题：某炼油厂用175°c 的柴油将原油从70°c预热到110°c,已知柴油的处理量为34000kg/h.柴油的密度为715kg/m3,比热2.48kj/kg·k.导热系数为0.133 w/(m·k), 粘度为0.64×10-3 n·s/m2,原油处理量为44000 kg/h. 密度为815 kg/m3 , 比热为2.2 kj/kg·k, 导热系数为0.128 w/(m·k), 粘度为3×10-3 n·s/m2 . 传热管两侧污垢热阻均可取为0.000172 m2·k/w. 两侧的阻力损失都不应超过0.3×105n/ m2. 试设计一合适的列管式换热器. (一).确定设计方案. 1.选择换热器的类型. 两流体温度变化情况,热流体进口温度175°c;冷流体进口温度70°c,出口温度110°c.该换热器用柴油预热原油,考虑到清洗等各种因素,初步确定为浮头式的列管式换热器. 2.流动空间及流速的确定由于原油比柴油容易结垢,为便于清洗,应使柴油走管程,原油走壳程.选用φ25×2.5 mm的碳钢管,管内流速取ui=0.57m/s. (二).确定物性数据定性温度:可取流体进口温度的平均值. 壳程原油的定性温度为 t=(70+110)/2=90(°c) 管程柴油的定性温度为 t=(175+110)/2=142.5(°c) 已知壳程和管程流体的有关物性数据原油90°c下的有关物性数据如下: 密度 ρ。=815 kg/m3 定压比热容 c。=2.2 kj/kg·k 导热系数 λ。=0.128 w/(m·k) 粘度 µ。=3×10-3 n·s/m2 柴油的有关物性数据如下: 密度 ρi =715 kg/m3 定压比热容 c i =2.48 kj/kg·k 导热系数 λi =0.133 w/(m·k) 粘度 µi =0.64×10-3 n·s/m2 (三).计算总传热系数 1.热流量 q。= m。c。t。=44000×2.2×(110-70) =3.872×106 kj/h=1075.56(kw) 2.平均传热温差 δtm=(δt1-δt2 )/ ln(δt1/δt2) =[(175-110 ) -(110-70 )]/ ln[(175-110 )/ (110-70 )] =51.44(°c) 3. 柴油用量 wi =34000kg/h 4. 总传热系数k 管程传热系数 re=ρi d i u i /μi =(715×0.02×0.57)/0.00064=12735.9 αi =0.023(λi /d i)(ρi d i u i /μi)0.8(c iμi /λi)0.3 =0.023×(0.133/0.020)( 12735.9) 0.8[(2.48×103×0.64×10-3)/ 0.133]0.3=617.72 w/(m2·°c) 壳程传热系数假设传热系数α。=300 w/(m2·°c)；污垢热阻 rsi =0.000172 m2·k/w rso =0.000172 m2·k/w 管壁的导热系数λ=45 w/(m·°c) k=1/[d。/(αidi)+ rsi d。/di+b d。/(λdi)+ rso+1/α。] =1/[0.025/(617.72×0.020) +0.000172×0.025/0.020+0.0025 ×0.025/(45×0.0225) +0.000172+1/300] =172.2 w/(m2·°c) (四).计算传热面积 s=q/kδtm=1075.56×103/（172.2×51.44）=121.4( m2) 考虑15%的面积裕度，s=1.15×s=139.6( m2)。 (五).工艺结构尺寸 1.管径和管内流速选用φ25×2.5 mm的碳钢管,管内流速取ui=0.57m/s. 2.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 ns=v/(π/4×di2 u) =[34000/(715×3600)]/(0.785×0.022×0.57)=73.8≈74(根) 按单程管计算，所需的传热管长度为 l=s/(πd。ns)=139.6/(3.14×0.025×74)≈24( m) 按单管程设计，传热管过长，宜采用多程管结构。现取传热管长l=6m,则该换热器管程数为 np=l/l=24/6=4(管程) 传热管总根数n=74×4=296(根) 3. 平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数 r=(t1- t2)/ (t2- t1)=(175-110)/(110-70)=1.625 p=(t2- t1)/ (t1- t1)= (110-70)/(175-70)=0.381 查有关图表知温差校正系数φδt=0.82×51.44=42.18 4.传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25d。, 则 t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数 nc=1.19n0.5=1.19×2960.5=21(根) 5.壳体内径采用多程管结构，取管板利用率η=0.7，则壳体内径为 d=1.05t(n/η)0.5 =1.05×32(296/0.7)0.5 =690.9(mm) 圆整可取d=700mm. 6.折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×700=175(mm),故可取h=170mm. 取折流板间距b=0.3d，则b=0.3×700=210(mm)，可取b=250mm. 折流板数 nb=传热管长/折流板间距-1=6000/250-1=23(块) 折流板圆缺面水平装配。 7.接管壳程流体进出口接管：取接管内柴油流速为u=1.0m/s,则接管内径为 d=[4v/(πu)]0.5={[4×44000/(3600×815)]/3.14×1.0}0.5=0.138(m) 取标准管径为130mm. 管程流体进出口接管：取接管内原油流速为u=2.0m/s,则接管内径为 d=[4v/(πu)]0.5={[4×34000/(3600×715)]/3.14×2.0}0.5=0.0917(m) 取标准管径为90mm. (六). 换热器核算 1.热量核算 (1) 壳程对流体传热系数，对圆缺形折流板，可采用公式 α。=0.36(λ。/d。)re。0.55pr1/3(µ。/µw)0.14 当量直径，由正三角形排列得 de=4[(30.5/2)t2-(π/4) d。2]/( πd。) =4[ (30.5/2) ×0.0322-0.785×0.0252]/(3.14×0.025)=0.020(m) 壳程流通截面积 s。=bd(1- d。/t)=0.25×0.7(1- 0.025/0.032)=0.03828(m2) 壳程流体流速及其雷诺数分别为 u。=[44000/(3600×815)]/0.03828=0.392(m/s) re。=(0.020×0.392×815)/0.003=2129.867 普兰特准数 pr=cµ/λ=2.2×103×0.003/0.128=51.56 粘度校正(µ/µw)0.14≈1.05 α。=0.36×(0.128/0.020) ×2129.8670.55×51.561/3×1.05=609.59 (2).管程对流传热系数 αi =0.023(λi /d i) re0.8 pr 0.3 管程流通截面积 si=0.785×0.022×296/4=0.2324(m2) 管程流体流速 ui=[34000/(3600×715)]/0.02324=0.568(m/s) re=0.02×0.568×715/0.00064=12691.25 普兰特准数 pr=cµ/λ=2.48×103×0.64×10-3/0.133=11.93 αi =0.023×(0.133 /0.02) ×12691.250.8 ×11.930.3=615.99 w/(m2·°c) 传热系数k k=1/[d。/(αidi)+ rsi d。/di+b d。/(λdi)+ rso+1/α。] =1/[0.025/(615.99×0.020)+ 0.000172× 0.025/0.020+0.0025× 0.025/(45×0.0225)+0.000172+1/609.59]=242.8 w/(m2·°c) 传热面积s s=q/kδtm=1075.56×103/(242.8×42.18)=105.02( m2) 该换热器的实际传热面积sp sp=πd。l(n-n。)=3.14×0.025×(6-0.06) ×(296-21)=128.23( m2) 该换热器的面积裕度为 h= (sp- s)/ s×100%=(128.23-105.02)/105.02×100%=22.1% 传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务. 2.换热器内流体的流动阻力 (1).管程流动阻力 ∑δpi=(δp1+δp2) ftnsnp ns=1;(串联的壳程数) np=4;( 管程数) ft=1.4(结垢校正因数) δp1=λil/d× ρu2 /2, δp2 =ζρu2 /2 由re=12691.25,传热管相对粗糙度0.01/20=0.005,查得λi =0.038,流速ui=0.568m/s, ρi =715 kg/m3 ,所以 δp1=0.038×6/0.02×(715×0.5682 /2)=1314.85(pa) δp2 =3×715×0.5682 /2=346.01424(pa) ∑δpi=(1314.85+346.01424) × 1.4×1×4=9300.8397(pa) 500时, f。=5.0 re。-0.228) nc=21, nb=23, u。=0.392 δp1= 0.5×0.8712×21×(23+1) ×815×0.3922 /2=12895.22(pa) 流体流过折流板缺口的阻力 δp2= nb(3.5-2b/d) ρu。2 /2, b=0.25m, d=0.7m. δp2= 23×(3.5-2×0.25/0.7) × 815×0.3922 /2,=4012.03 总阻力 ∑δp。=12895.22+4012.03=16907.25(pa) 0.3×105 pa 壳程流动阻力在允许范围之内. (3).换热器主要结构尺寸和计算结果择换热器的类型:浮头式列管换热器. 换热面积（m2）:128.23 工艺参数名称管程壳程物料名称柴油原油操作压力， pa 操作温度，°c 175/110 70/110 流量,kg/h 34000 44000 流体密度,kg/m3 715 815 流速,m/s 0.568 0.392 传热量,kw 1075.56 总传热系数, w/(m2·°c) 242.8 对流传热系数w/(m2·°c) 615.99 609.59 污垢传热系数,m2·k/w 0.000172 0.000172 阻力降, pa 9300.8397 16907.25 程数 4 1 推荐使用材料碳钢碳钢管子规格,mm φ25×2.5 管数 296 管长mm 6000 管间距,mm 32 排列方式正三角形折流板式上下间距mm 250 切口高度25% 壳体内径，mm 700 保温层的厚度mm 换热器主要结构尺寸和计算结果查看更多

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关于氯碱氢气系统泵前泵后增加氢气气柜的利与弊？气柜都是加在泵前的，一般气柜压力通过配重维持成4kpa左右！对电解系统非常有利，因为其稳定了氢气调节阀后 ... 谢谢你的分析，对我们非常有帮助！！查看更多

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简介

职业：南京捷纳思新材料有限公司 - 工艺专业主任

学校：三峡大学 - 国际文化交流学院

地区：湖南省

个人简介：友谊是灵魂的结合，这个结合是可以离异的，这是两个敏感，正直的人之间心照不宣的契约。查看更多

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