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无相变换热手算,pro11,htfs2006,htri4.0计算比较

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一直想比较下pro11严格换热器与专业换热软件HTFS,HTRI的计算结果,今天看了一了小例子,做了出来,暂不考虑结果的准确与否,比较的结论是在这个例子中pro11严格换热器与HTFS,HTRI的传热系数十分接近,三个软件的压降计算结果管程与手算接近,壳程相差较大,归纳其原因个人认为有如下几个:
1换热过程不涉及相变
2物系常见,物流组分单一
可见在计算简单的物系,管壳换热器的结果是具备一定的准确度的,把结果发出来,行家们看看给指点下不确切的地方。




一、
已知条件
壳程:循环水
t1
30℃,t240℃,P0.30.4Mpa
管程:CO2
T1
96℃,T250℃,P34KpaWh1500020000m3/h,按中间值18000 m3/h计算。
二、计算并初选换热器规格
1、确定流体的定性温度、物性数据,并选择列管式换热器的形式。
循环水的定性温度 tm1/23040)=35
CO2的定性温度
Tm
1/29650)=73
两流体温差
Tm
tm733538
由于两流体温差不大于50℃,故选择固定管板式换热器。


两流体在定性温度下的物性数据如下










定性温度


密度ρ

/m3

粘度μ

mpa·s

比热容Cp

kJ/(㎏·℃)

导热系数λ

W/m·℃)

循环水

35

994

0.727×10-3

4.187

0.626

CO2

73

1.559

0.016×10-3

0.98

0.0208

2、计算热负荷Q
按管内CO2计算,即
QWhCphT1-T2=18000×1.559×0.98×(9650)=1.26×106 kJ/h
忽略换热器的热损失,水的流量可由热量衡算求得,即

3、计算平均温差,并确定壳程数
逆流温差  

RP查《化工原理》上册P234,图417得,
           
又因 ,故可选单壳程的列管式换热器。
4、初选换热器的规格
   根据管间为循环水,管内为CO2K值范围为17280W/(㎡·℃),初选K062W/(㎡·℃),故初选固定管板式换热器规格尺寸如下:



壳径D
1000mm



公称面积S
170.5

管程数Np
1

管数n
749

管长L
3m

管子直径        φ25×2.0mm(不锈钢管)
管子排列方法    正三角形
换热器的实际传热面积

S0
nπd0L0.1)=749×3.14×0.025×2.9170.6
该换热器要求的总传热系数为:
   
三、核算总传热系数K0
1、计算管程对流传热系数αi







2、计算壳程对流传热系数αo
换热器中心附近管排中流体流通面积为

式中 h——折流挡板间距,取150mm
t——管中心距,对φ25×2.0mm的管子,取t32mm
因为Wh30.5m3/h,所以

由正三角形排列,得



由于水被加热,所以

3、确定污垢热阻
查《化工原理》P384,得
循环水
Rsi
1.7197×10-4(m2·℃)/W

CO2
Rs0
3.4394×10-4(m2·℃)/W
4、总传热系数K0

管子材料选用不锈钢,取其导热系数λW16.5W/ (m2·℃),所以
选用该换热器时,要求过程得总传热系数为62 W/ (m2·℃),在传热任务书所规定得流动条件下,计算出K077.4W/ (m2·℃),所选择的换热器安全系数为:


符合 的要求,则初选换热器合适。
五、流体流动阻力的计算
1、管程流体阻力的计算

式中 ——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降,Pa

Fi
——结垢校正因数,无因此,对φ25×2mm的管子,取为1.4

Np
——管程数,Np1

Ns
——串联的壳程数, Ns1
   
   
   
2、壳程压强降
      
式中 ——流体横过管束得压强降,Pa
——流体通过折流板缺口的压强降,Pa
——壳体压强降的结垢校正因数,无因次,对气体可取为1.0


式中 F——管子排列方法对压强降的校正因数,三角形排列F0.5
f0——壳程流体的摩擦系数,

nc
——横过管束中心线的管子数,nc30
NB——折流挡板数,
h——折流挡板间距,0.15m
壳程流通面积
A0
hDncd0=0.151.0-30×0.025)=0.0375

f05.0Re0-0.2285×(7722.5-0.2280.6495

     
六、换热器中流体进、出口的接管直径的计算

式中
Vs
——流体的体积流量,m3/s

u
——流体在接管中流速,m/s
1、循环水接管的计算
按照经验数据u1.5m/s

圆整,d108×4,焊接钢管,A3材质。
2、CO2的接管
按照经验公式   
式中
P
——压强,kpa
ρ——气体的密度,㎏/m3
  
  
圆整Dco2=762×6A3材质。
最后是三个程序文件,去掉doc。

[ 本帖最后由 LTY 于 2008-1-12 10:23 编辑 ]

 

发表于 2008-1-12 09:50:34

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zhaojhVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP北京市
头衔:  TA暂未设置 
这三个[wiki]软件[/wiki]在计算常见换热器,无相变物流,结果比较相近。
HTFS、HTRI考虑了更多的结构方面问题,更专业,这个例子没有把HTFS、HTRI的优势或者说是更多的长处发挥出来!

 

发表于 2008-3-1 10:29:13

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Peterpaul彼得保罗
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LTY楼主 VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP北京市
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回复 2楼 的帖子

高手来给大家做个例子吧,最好是虹吸再沸器的,这个是难点,相信对大家会有很大的收获。

[ 本帖最后由 rearly 于 2009-4-3 21:31 编辑 ]

 

发表于 2008-4-22 12:46:22

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sdtowerVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP浙江省
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手算换热器壳层的压降我个人认为误差是很大的。
主要是实际结构太复杂(对流体流动而言),而各种手册中的模型都是做了很多重要的简化。
至于软件中的计算,我们不清楚它们使用的是什么公式,不知道他们的结果会不会更好。

 

发表于 2008-12-4 15:57:04

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LTY楼主 VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP北京市
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回复 4楼 sdtower 的帖子

同感,即使是专业手册,对壳侧压降介绍都很少。

[ 本帖最后由 rearly 于 2009-4-3 21:31 编辑 ]

 

发表于 2008-12-5 12:25:10

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vactoryVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP广东省
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我也做过一个类似的计算,只不过由CO2换成了N2,温度有些不同,用PROII和HTRI算的,结果差不多。

 

发表于 2008-12-6 10:01:05

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si508VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP四川省
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曾经用HTFS +做过内似的计算,单相流无相变单一组分的换热器组(板式、管式串用)计算,从实际运行过程来看,是比较准确的,有指导意义。

 

发表于 2009-1-11 22:21:38

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mhjmjVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP江苏省
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我只用过HTFS和HTRI,我个人认为HTFS计算比较有裕量,而HTRI裕量较小,我按HTRI计算过一台产品,而同样采用HTFS计算具不能通过。

 

发表于 2010-3-12 17:45:29

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wangzh771014VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP陕西省
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学习了,谢谢分享,不知道正确与否?

 

发表于 2011-7-5 15:45:14

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lvfeng830226VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP河南省
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HTRI学习中,但是HTRI中的组分有限。

 

发表于 2011-7-6 16:04:03

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zjb9999VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP江苏省
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英文不好,学这些软件很费劲,觉得HTRI的界面很难接受

 

发表于 2012-3-10 10:30:55

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zjb9999VIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP江苏省
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HTRI中的物性数据太少了,调试的次数也太多

 

发表于 2012-3-15 09:53:22

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tttcyVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP河南省
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楼主有 P J  版的htri没?

tttcy@163.com  学习下,谢谢

 

发表于 2012-11-15 16:26:22

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spirit_hghcVIP会员 VIP会员 | 显示全部楼层       最后访问IP北京市
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有时间再验证一下

 

发表于 2019-8-21 14:10:55

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