1、许多刚接触 HTRI 的不知换热器设计后如何优化，我把我的设计心得供大家参考：: J3 P% B6 g# - H0 i 1、首先在设计模式中选择 DESIGN 模式) |. 2 _# ; i2、在所有红色的框中输入相应的数据，物性数据和进出温度不能错3、其他结构参数刚开始可以随便输入，例如容器的大小等。8 / d* 5 H * B4、换热管根据需要输入，特别是 TUBECOUNT 不要输入，但 RIGOROUS TUBECOUNT选择; B. c9 x0 S9 A8 X5、在 design-geometry 中选择 shell diameter, MIN 输入 100， Max 输入 1000
2、， STEP 步长数选择 18， STEP SIZES 自动显示，见附图 % a) F+ s) v L z4 | o U. v2 ! m6、运行后在 design 中的可以看到 18 个计算结果(每个步长 1 个结果） ，在其中选择一个比较优化的结果，我一般选 OVERDESIGN 在 20%左右，然后右击鼠标，可以保存或校核rating回过来再看原先输入的容器尺寸已经计算出来了。当然在 DESIGN-GEOMETRY 中还可以设计其他数据，管的长度等。9 Z; k2 _“ l% ?7 d$ R* H3 如发现刚开始选择时，design-geometry 中如果没法选择，可以先运行一下，再回过
3、来设置。+ Q$ A z希望对大家有用，谢谢！解决壳侧压降大的方法有:1 增大壳径 .2 选用双弓折流板.3 增大折流板间距.4 2 台换热器并联.5 可以试试压降是不是集中在管嘴,如果管嘴太小,压降也会很大.一般不建议采用设计模式,因为设计出来的换热器不太合理,所以我们都用校核模式# i( |% V% p“ j8 W当出现壳程出口压力小与进口压力时,要看你这个是什么工况,操作压力是多少,如果是低压冷凝真空工况出现这种情况解决办法就不只是楼上说的那么简单就能解决掉的了,要改变壳体的结构型式$ _6 , E _3 E5 M) Y4 P O1。运行你的算例后，在 runtime messages
4、中有好几个警告信息，其中有两个比较关键的信息，一个是潜热和放热曲线不匹配；另一个是在管程预测到膜态沸腾“film boiling ”。2. 书上都说膜态沸腾对传热是不利的，这样就基本上可以理解为什么输入污垢热阻后，overdesign 为啥会变大。在没有输入污垢热阻的时候就有可能发生膜态沸腾，这时候管程的传热系数是最低的。我认为，在存在一定的污垢热阻后，膜态沸腾会因为污垢而减弱，从而使管程的传热系数提高，所以，overdesign 会变大。3.如果你的这台换热器不预测膜态沸腾的话，你的 overdesign 是很大的，大约在 450%。4.不知道说清楚了没有，说得不对的地方请指教楼主八说的很有
5、道理，理解的也深刻，但是我还是不理解为什么调整污垢系数后，管壳程流速会变化呢？还有污垢 .9 V8 C/ I x- E7 cmayan831224 发表于 2011-11-14 10:48 =用 HTRI 计算换热器时，管壳程污垢系数输入 0.0002M2-Hr-C/kcaL 时，计算出来总传热系数比没有导热系数是的值变大，面积富裕量而输入污垢系数时为会变大，而且最让我不解的是：管壳程流速在输入污垢系数是会变小，幅度好很大，为什么呢？物性数据是从ASPEN 导入 HTRI 的，望大家能给我指导。附件是我做的计算在污垢系数为 0 的时候，HTRI 预测到可能会发生“film fouling”，当
6、增加污垢系数后，我认为“film fouling”的趋势是减小的，可能就变成了”核态沸腾“，膜态沸腾和核态沸腾的计算原理肯定是不一样的，管壳程流速就会变化。( F8 x g: * 7 g* S- U“ b污垢系数增加太多后，就完全不会形成“film fouling” ，这样的话传热系数里面污垢系数占的比重较大，overdesign 会变小。你可以看看膜态沸腾和核态沸腾这方面的资料。我把自己的想法写下来，也许有不对的地方，大家一起学习=如题，HTRI 默认流向是下进上出，请问如何改为上进下出front head 调换一下流向就变了！在换热器计算的时候，介质水的比热，密度，粘度也要手动输入么？没有
7、数据库么？在用 HTRI 计算的时候都需要输入那些数据？糊涂了！楼主，我自己练就的 htri 速成宝典，一般人我不告诉他，不是最新版本，会有少量问题，但是算个换热器应该没啥问题，楼主拿好，有问题进一步研究* v$ E) “ q# w$ _htri 自己的数据库，除了水，蒸汽之外，我一般不用，导热油的话，按照厂商给的牌号的性质输入即可。 。 。正确的做法是用 Aspen 或者 ProII 的物性数据（这是工艺模拟必须的，要求准确的五星计算方法） ，这样换热器计算结果可靠从你的报错内容看是物性包的授权失败,查查什么原因.这个软件我没用过.通常这类软件输入物性的步骤为: 输入物质和工艺条件 (温度/
8、 压力), 选择物性方法,提出,即可.是这样的，HTRI 自带的物性包从 2011 年开始不能用了，不过只要你把系统时间手动调成2010 年就可以了你这样试一下：“把 PJ 文件（需要站内发信）解压缩，得到 6 个压缩包和 2 个 dll 文件， 第一步把 2 个 dll 文件放到 XchangerSuite5 文件夹里面覆盖；第二步将 6 个压缩包逐一对号入座解压缩到 XchangerSuite5 内的 Xace , Xfh , Xist , Xphe , Xspe , Xvib 文件夹里面覆盖。我以前也是出现这样的问题，现在可以用了这个导入，目前有两种方法。一是用 aspen 手动导入，一
9、种是外挂软件傻瓜式导入。% s3 V* r0 o# R8 v3 m0 这个是 aspen 手动导入的方法。% q# t! A . g/ d% u0 s5 pASPENPLUS 物性导入 HTRI 具体步骤.pdf (4.92 MB) : y. Z9 B h) y- l: t5 D3 p比较直观，新手适用。1、选择 design 模式，选换热器形式，输入红色部分必须输入的工艺数据和结构数据，物性数据这块是难点，需要多投入研究，然后在 design/geometry 里设置结构限制条件，constraints 里限制流速等工艺条件，options 里限制换热面积余量等条件(Note:design
10、模式也是要多次调整的，管径，管间距等)；5 n0 M( k3 z, x$ y1 q2、design 计算后会有很多优选方案，选择你认为和你要求比较近的，我个人喜欢从长径比角度考虑入手，选择接近方案后进行 checking /rating 模式计算调整，这时候除了关心换热器面积余量还要关心振动问题；3、一般优化好之后就可以提供给设备进行强度计算出图了，我个人还习惯强度计算后再次进行传热计算校核，因为强度计算的管板厚度等很多时候和软件计算的不一样（国内偏保守） ，所以有必要再计算一次，当然，个人意见.1.换热面积的计算跟管板有关系的，计算换热面积时，管子的长度只计算两管板内侧的长度，例如管子总长
11、6000mm，换热管伸出管板 3mm，当管板 60mm 时，计算换热管长度为6000-3*2-60*2=5874mm。当管板 40mm 时，换热管长度 5914mm2.软件计算的应该是最大布管量，需要多少管可满足换热要求，由设备专业适当增减。首先 HTRI 默认用的是 ASME 标准，此标准比国内标准摆管本身就要多些。其次你要明确你的壳程尺寸是内径还是外径，HTRI 里输入的是内径，而国标则是根据情况而定。实际情况是这样的：400 以下的壳体用的是管材，因此 400 是外径；500 以上的壳体用的是板材，500 指的是内径；而 400-500 之间管材与板材都又用的，因此要看具体情况。我以前也
12、遇到过楼主的疑惑，弄清了原由就没有问题了。你要知道: HTRI 的 rating / simulation / design 的具体涵义和使用。 - H1 x0 Q9 I m 8 j, Tvmgthermo: advanced peng-robinson package authorization failed 谁知道解决办法啊先谢谢啦把你电脑的时间改成 2010 年 11 月之前就能用拉，呵呵！我没做过空冷器的计算。不知道这个 U 值是否偏低。. V T& C- r9 s. Z5 C8 R一般是 HTRI 先用 design 方式得到一个建议的最佳设计，然后转为 rating 即可。根据de
13、sign 需要的参数输入所需的数据，不要输入过多个人觉得还是 HTRI 算的要准确一些，HTRI 里面的算法选型和数据的回归应该会比手算要准确一些。另外经常看到大家说 HTRI 没有教程的问题，其实大家用 HTRI 的时候有什么不明白的直接 F1 就好了准确是相对的，还要看操作水平，另外物性数据模拟准确度是关键。我曾手工计算核对 HTRI 的计算结果，几乎是一模一样，冷凝和冷却的计算方法是不同的，再沸器也有好几种算法，楼主是不是选错子程序了。一般 HTRI 自己设计出来的就是你给定条件下最好的。可以手动改变输入条件，再次进行设计，比如改变布管形式或改变管径等。不要把软件想的太智能。100%左右的裕度 要看是什么样的换热器 如卧式虹吸再沸器 冷凝器 裕度大一点问题不大的 考虑到实际生产的操作弹性 小了的话到时候达不到换热效果就不好了.
