2.2 管壳式换热器的结构计算.pdf

2 2 管壳式换热器的结构计算管壳式换热器的结构计算 在换热器设计中 传热计算之后即是结构 计算 在换热器设计中 传热计算之后即是结构 计算 结构计算的任务在于确定设备的主要尺 寸 对于管壳式换热器 主要包括 结构计算的任务在于确定设备的主要尺 寸 对于管壳式换热器 主要包括 1 计算管程截面积 管子尺寸 数目及程 数 管子排列方式 计算管程截面积 管子尺寸 数目及程 数 管子排列方式 2 壳体直径 壳体直径 3 壳程截面积 壳程截面积 4 计算进出口连接管尺寸 计算进出口连接管尺寸 2 2 1 管程流通截面积管程流通截面积 基本方程为连续性方程 单管程换热器的管程流通截面积为 基本方程为连续性方程 单管程换热器的管程流通截面积为 smw mkg skgM mA wMA t t t t tttt 3 2 管程流体流速 管程流体密度 管程流体质量流量 管程流通截面积 外直径的平均值 两层数值接近 则取内 值 若取换热系数小一侧的数换热管计算直径 一般 为 每根管子的长度传热面为满足传热计算结果的 换热管内径 需管数为 和流速通过换热器 则为保证流体以上述流量 d dnFLndLnRLF LmF md dAnn d A i it i t 2 4 2 2 2 2 管长的选用应考虑管材的合理使用和清洗 方便 管长的选用应考虑管材的合理使用和清洗 方便 目前换热管长度与壳体直径之比一般在目前换热管长度与壳体直径之比一般在4 25 通常为 通常为6 10 立式换热器以 立式换热器以L D 4 6为宜 为宜 因我国生产的钢管长度多为因我国生产的钢管长度多为6m 故系列标 准中的管长有 故系列标 准中的管长有1 5 2 3或或6m四种 其中 以 四种 其中 以3m和和6m最为普遍 最为普遍 如果按上式算出管长过长 则需分程 如果按上式算出管长过长 则需分程 上 便于制造 一封头管箱便进出口连接管做在同所以程数宜取偶数 以 增加 使流动阻力数多增加流体转弯次数同时短路机会增加 程 管数减少 占据管板过多面积 排程数过多导致分程隔板 每程管数 每程管长 管程总长 为 于是管子总数 为 后 管程数管子的长度选为 n ml mL n lLl ttt tt Znn ZZ 2 2 2壳体直径的确定壳体直径的确定 换热器壳体内径应等于或稍大于管板直 径 通常是根据管径 管数和管子的排列 方法 用作图法确定 当管数较多又要反 复计算时 可参考系列标准或通过估算初 选外壳直径 待设计完成后再用作图法画 出管子的排列图 为使管子均匀排列 防 止流体走 换热器壳体内径应等于或稍大于管板直 径 通常是根据管径 管数和管子的排列 方法 用作图法确定 当管数较多又要反 复计算时 可参考系列标准或通过估算初 选外壳直径 待设计完成后再用作图法画 出管子的排列图 为使管子均匀排列 防 止流体走 短路短路 可以适当增减一定数目 的管子或安排一些拉杆 可以适当增减一定数目 的管子或安排一些拉杆 初步设计中 可采用下式估算外壳直径 初步设计中 可采用下式估算外壳直径 DS b 1 s 2b 式中 式中 DS 壳体内径 壳体内径 m s 管中心距 管中心距 m b 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距 离 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距 离 m 一般取 一般取b 1 1 5 do b 位于管束中心线上管数 其值可由以下公式计算位于管束中心线上管数 其值可由以下公式计算 管子按等边三角形排列时 管子按等边三角形排列时 b 1 1nt0 5 管子按正方形排列时 管子按正方形排列时 b 1 19nt0 5 式中 式中 nt 换热器的总管数 根据计算得到的壳径应圆整到国家规定的标准 换热器的总管数 根据计算得到的壳径应圆整到国家规定的标准 2 2 3 壳程流体截面积的计算壳程流体截面积的计算 壳程流通截面积的计算在于确定纵向隔板或折流板 的数目与尺寸 壳程流通截面积的计算在于确定纵向隔板或折流板 的数目与尺寸 smw mkg skgM mA wMA s s s s ssss 1 3 2 壳程流体流速 壳程流体的密度 壳程流体的质量流量 壳程流通截面积 用连续性方程 确定其长度 计算时采 对于纵向隔板 主要 2 0 2 2 0 2 4 4 dnD A Z dnD Z A ts s s ts s s 或流程数 截面积相等 程的流通设纵向隔板后 每一流速度基本相等 即在装 流动时的持与各流程中顺着管束折流板转弯时的流速保 体在经过度的基本原则是要使流确定纵向折流板所需长 2 弓形折流板 其缺口高度 弓形折流板 其缺口高度 h 应能保证流体在缺口 处的流通截面积与流体在两折流板之间错 流的流通截面积接近 避免流动速度变化 而引起压降 当选好壳程流体的流速后 就可方便地 确定为保证此流速所需的基准流通截面积 应能保证流体在缺口 处的流通截面积与流体在两折流板之间错 流的流通截面积接近 避免流动速度变化 而引起压降 当选好壳程流体的流速后 就可方便地 确定为保证此流速所需的基准流通截面积 As 2 sin 2 1 24 22 sin 2 2 22 1 2 1arccos2 2 1 2 2 2 cos 2 2 s s sss wg sss s wg wtwgb b D hD h DDD A D h D h D hD A AAA A Q 的等腰三角形面积的扇型面积 角度为弧度为 积 缺口处管子所占截面 缺口总截面积 通截面积 则表示流体在缺口处的流若以 折流板切口中心角 布管限定圆直径 壳体内径 折流板缺口高度 数的百分数 错流区内管子数占总管 弓形部分管子根数 L s L s L s L s c c ctwt D D h D hD D hD D hD F F Fn d dA 2 arccos2 2 arccossin 2 2 1 1 84 2 0 2 0 流体在两折流板间错流的流通截面积以流体在两折流板间错流的流通截面积以AC表示表示 cbscbs n os o oL Lssc o n oL Lssc AAAAAA ss dl ds s dD DDlA ds s dD DDlA 之间满足关系 管间距与流向垂直的管间距 管子外径 折流板间距 列时 当排列方式为三角形排 转或直列排列时 当排列方式为正方形斜 与流向垂直的管间距 的算术平均值与盘径 环内径 或使 则应 积面减去该处管子所占面表示盘周至圆筒内壁截流通面积 表示盘板和环板之间的面积 表示环板圆孔处的流通若以 盘环形折流板 n m n o mS s DDD s d hDaaaA aaa a aa 21 232 321 3 21 1 3 2 2 4 进出口连接管直径的计算进出口连接管直径的计算 流口 立式换热器可设置溢 为 口 最小直径气口 最低点设置排液和壳程的最高点设置放 应在管程行放气和排液的换热器 对于不能利用接管进 面计接口接口 压力表接口和液 必要时要设置温度计 时 应采用对焊法兰 设计温度 对接管的要求 到最接近的标准管径 计算出的管径还应圆整 仍采用连续性方程 4 20 3 2 3001 13 1 4 2 2 mm C w M w M D D wwsM 2 3 管壳式换热器的传热计算 目的在于使所设计的换热器能在传热系 数 传热面积和平均温差等方面的综合结 果满足传热方程式 目的在于使所设计的换热器能在传热系 数 传热面积和平均温差等方面的综合结 果满足传热方程式 1 K的物理意义的物理意义 当 当 t 1 时 时 K dQ dS 物理意义 冷热流体温度差为物理意义 冷热流体温度差为1 时 单位面积单位时间内导入 时 单位面积单位时间内导入 或 导出 或 导出 的热量 的热量 J 或 总传热系数在数值上等于单位温度差下的总传热量 或 总传热系数在数值上等于单位温度差下的总传热量 2 K的倒数的含义的倒数的含义 总传热系数倒数总传热系数倒数1 K代表间壁两侧流体传热的总热阻 代表间壁两侧流体传热的总热阻 3 K须和所选择的传热面积相对应须和所选择的传热面积相对应 所选传热面积不同 所选传热面积不同 K的数值也不同 的数值也不同 dQ Ki T t dSi Ko T t dSo Km T t dSm dQ T t 与选择的基准面积无关与选择的基准面积无关 o m o m m o o i o i o i i o d d dS dS K K d d dLd dLd dS dS K K 2 3 1 传热系数的确定传热系数的确定 总传热系数总传热系数K的计算式的计算式 如前述 两流体通过管壁的 传热包括以下过程 如前述 两流体通过管壁的 传热包括以下过程 热流体在流动过程中把热量 传递给管壁的对流传热 热流体在流动过程中把热量 传递给管壁的对流传热 通过管壁的热传导通过管壁的热传导 管壁与流动中的冷流体之间 的对流传热 管壁与流动中的冷流体之间 的对流传热 以上过程用微分方程表示 即 以上过程用微分方程表示 即 管程 热流体 壳程 冷流体 T TW t tW owo m w www iwi dSttdQ dS tT dQ dSTTdQ 壳程冷流体 管壁 管程热流体 整理以上三式 得各过程推动力并相加 即 整理以上三式 得各过程推动力并相加 即 1 1dd 1 K tdSKdQ 1dd1dSdS dS dQ dSdQ 11 owo o oo owoowo o o w omwii omwiiomwii oomwii wwww dd dd t dSdS t dSdSdS dQt tTtttTTT 得联立 得 两边同除解得 3 d d d 1 K 2 dd1 1 K mw i m m iiw i oowi oomwi d dd 同理 以上三式均为总传热系数的计算式 以上三式均为总传热系数的计算式 1 1dd 1 K oo o omw w ii dd 总传热系数也可以表示为热阻的形式 即 总传热系数也可以表示为热阻的形式 即 oowi oomwi omwi d dd d mw i m m iiw i ow i o o d d d K 1 dd1 K 1 1d d d K 1 说明 间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流 体的对流传热的热阻及管壁热传导的热阻之和 说明 间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流 体的对流传热的热阻及管壁热传导的热阻之和 污垢热阻污垢热阻 换热器操作一段时间后 由于温度的关系或流体的不洁 净等 传热面上常有污垢积存 这些垢层虽然不厚 但 由于其导热系数小 导热热阻很大 对传热产生附加热 阻 称为污垢热阻 因此计算总传热系数时要考虑到污 垢热阻的影响 因垢层厚度及其导热系数难以确定 通 常是根据经验选用污垢热阻来作为计算依据 若管壁两 侧污垢热阻分别用 换热器操作一段时间后 由于温度的关系或流体的不洁 净等 传热面上常有污垢积存 这些垢层虽然不厚 但 由于其导热系数小 导热热阻很大 对传热产生附加热 阻 称为污垢热阻 因此计算总传热系数时要考虑到污 垢热阻的影响 因垢层厚度及其导热系数难以确定 通 常是根据经验选用污垢热阻来作为计算依据 若管壁两 侧污垢热阻分别用rsi和和rso表示时 总热阻为 表示时 总热阻为 o so mwi o si ii r dd d r d 1dd K 1 owo o 常见流体在壁面产生的污垢热阻大致数值范围见附表 实际选用时还要考虑操作条件以及使用时间对其的影 响 在换热器使用过程中 为保证其应有的传热速率 应进行定期清洗 常见流体在壁面产生的污垢热阻大致数值范围见附表 实际选用时还要考虑操作条件以及使用时间对其的影 响 在换热器使用过程中 为保证其应有的传热速率 应进行定期清洗 在总传热速率方程式中 应注意在总传热速率方程式中 应注意K和和S的对应关系的对应关系 选择的选择的S不同 不同 K的数值也不同 通常换热器的规格是用 管外表面积 的数值也不同 通常换热器的规格是用 管外表面积So表示的 故基于表示的 故基于So的的Ko应用较多 各种手 册中所列的 应用较多 各种手 册中所列的K值 如无特殊说明 可视为值 如无特殊说明 可视为Ko 对平壁时或薄圆筒壁对平壁时或薄圆筒壁 管径大而管壁又薄管径大而管壁又薄 di do 且污垢 管壁热阻且污垢 管壁热阻 大 大 不计时不计时 欲提高欲提高K值 必须设法减小起决定作用的热阻 值 必须设法减小起决定作用的热阻 oi oi oi K 11 K 1 2 3 2 换热系数的计算换热系数的计算 1 管内外换热系数 流体流过各种形式传热壁面时的 一般 是在试验数据的基础上 把它的变化规律 整理成努赛尔准数 管内外换热系数 流体流过各种形式传热壁面时的 一般 是在试验数据的基础上 把它的变化规律 整理成努赛尔准数 Nu 或传热因子 或传热因子 Jh 与雷诺数 与雷诺数 Re 之间的关系用公式或线图的 形式表现出来 之间的关系用公式或线图的 形式表现出来 eHh wr wr wr re wrreuH wruh eu Rjj Pwc P cwl l P PR l PPRNj PNj wl wlRlN 传热因子之间的关系为科恩传热因子与柯尔本 柯尔本传热因子 科恩传热因子 流体运动粘度 流体流速定型尺寸 14 03 2 14 03 2 14 03 2 14 03 2 14 03 1 11 各种流动形式下的各种流动形式下的Nu或或 jh与与Re的关系在各 类 传热学 有专门的叙述 表 的关系在各 类 传热学 有专门的叙述 表2 8中摘录 了部分公式 同时图 中摘录 了部分公式 同时图2 26示出了示出了jh与与Re的 关系 均可作为计算的参考 在确定了 的 关系 均可作为计算的参考 在确定了Nu 或 jh之后 就可由定义式求出之后 就可由定义式求出管内管内换热系 数 换热系 数 但是表但是表2 8所列准则方程式用于壳侧的换热 计算时 特别是装有折流板时 由于此时 流动并非典型的错流 会带来很大误差 所以壳侧换热系数主要用下列公式计算 所列准则方程式用于壳侧的换热 计算时 特别是装有折流板时 由于此时 流动并非典型的错流 会带来很大误差 所以壳侧换热系数主要用下列公式计算 14 03 1 6 0 6 0 4 08 2 102 32 1 wfr f om e f oo e P dG d d R 时 盘环折流板 按管内湍流公式计算 直径后再束流动考虑 求得当量无折流板 一般按顺管 3 弓形折流板弓形折流板 弓形折流板是应用最为普遍 占主导地位的一种折 流板 因而对其研究较早 较多 对于管壳式热交 换器 弓形折流板是应用最为普遍 占主导地位的一种折 流板 因而对其研究较早 较多 对于管壳式热交 换器 柯尔本早在柯尔本早在1933年就首先提出以年就首先提出以 理想管束理想管束 数据为 基础的关联式 对于具有折流板的实际热交换器 其情况远比理想管束复杂 因而他的公式在使用中 有很大误差 数据为 基础的关联式 对于具有折流板的实际热交换器 其情况远比理想管束复杂 因而他的公式在使用中 有很大误差 1949年 多诺霍年 多诺霍 Donohue 发表了一个在柯尔本关 联式基础上加以改进的计算方法 发表了一个在柯尔本关 联式基础上加以改进的计算方法 1950年 科恩也在多诺霍法基础上作了一些改进 在其著作中提出他的计算公式 该式的优点是同时 考虑了传热问题以及壳程 管程流动 温度分布 结垢及结构等问题 是 年 科恩也在多诺霍法基础上作了一些改进 在其著作中提出他的计算公式 该式的优点是同时 考虑了传热问题以及壳程 管程流动 温度分布 结垢及结构等问题 是 个比较完整的设计公式 但只适用于 个比较完整的设计公式 但只适用于25 的圆缺情况 的圆缺情况 廷克流动模型廷克流动模型 廷克在廷克在1947年提出一个引入注目的壳侧流体流动模 型 它将壳侧流体分为错流 漏流及旁流等几种流 路 每个流路各有自己的特点 年提出一个引入注目的壳侧流体流动模 型 它将壳侧流体分为错流 漏流及旁流等几种流 路 每个流路各有自己的特点 流路流路A 由于管子与折流板上的管孔间存在间隙 而折流板前后又存在压差所造成的泄漏 它随着 管外壁的结垢而减小 此流路在环形间隙内有非 常高的换热系数 但却降低了主流速度 故对传 热不利 由于管子与折流板上的管孔间存在间隙 而折流板前后又存在压差所造成的泄漏 它随着 管外壁的结垢而减小 此流路在环形间隙内有非 常高的换热系数 但却降低了主流速度 故对传 热不利 流路流路B 这是真正横向流过管束的流路 它是对 传热和阻力影响最大的一项 这是真正横向流过管束的流路 它是对 传热和阻力影响最大的一项 流路流路C 管束最外层管子与壳体间存在间隙而产 生的旁路 此旁路流量可达相当大的数值 设置 旁路挡板 可改善此流路对传热的不利影响 管束最外层管子与壳体间存在间隙而产 生的旁路 此旁路流量可达相当大的数值 设置 旁路挡板 可改善此流路对传热的不利影响 流路流路D 由于折流板和壳体内壁间存在一 定间隙所形成的漏流 它不但对传热不 利 而且会使温度发生相当大的畸变 特 别在层流流动时 此流路可达相当大的数 值 由于折流板和壳体内壁间存在一 定间隙所形成的漏流 它不但对传热不 利 而且会使温度发生相当大的畸变 特 别在层流流动时 此流路可达相当大的数 值 流路流路E 对于多管程 因为安置分程隔板而 使壳程形成了不为管子所占据的通道 若 用来形成多管程的隔板设置在主横向流的 方向上 它将会造成一股 对于多管程 因为安置分程隔板而 使壳程形成了不为管子所占据的通道 若 用来形成多管程的隔板设置在主横向流的 方向上 它将会造成一股 或多股或多股 旁路 此 时若在旁通走廊中设置一定量的挡管 可 以得到一定的改善 旁路 此 时若在旁通走廊中设置一定量的挡管 可 以得到一定的改善 贝尔法贝尔法 贝尔法的中心内容是首先假定全部壳程流 体都以错流形式通过理想管束 求得理想 管束的传热因子 然后根据热交换器结构 参数及操作条件的不同 引入各项校正因 子因子 贝尔法须用的一些结构参数的计算 贝尔法须用的一些结构参数的计算 pcw cw p s s shN N s D h DN N 8 0 4 15 2 F 3 2 1 否则则按下式估最好从图好从图纸 错流区管排数 2 读出 从n总管数 1 C C C t 流管排数 每一缺口内的有效错 见式数的百分数错流区内管子数占总管 图纸 流道的宽度 流路数 管程隔板所占通道数 流路存在时 则若有 占分数错流面积中旁流面积所 El EN A llNDD FE A lDD F F E E C sEELs bp C sLs bp bp 2 1 5 一块折流板上的管孔数 精确计算 一块折流板上的管孔数 管孔直径 孔之间的泄漏面积一块折流板上管子与管 B oHBtb tc HoHtb tctbotb tb n ddnA nF ddd nFdA A 22 4 1 2 1 1 2 1 6 soct b w w b bssb b s bss sb sb DdFn A D D PA DDA D D hDDD A A 1 2 4 1009 56 8 42 2 2 1arccos 2 7 22 的情况 用于雷诺数 缺口的当量直径 计算见流体缺口的流通面积 准确计算 折流板直径 之间的泄漏面积折流板外缘与壳体内壁 的距离出口段从折流板到管板 的距离进口段从折流板到管板 则于若进出口段板间距不等 折流板数目 os is s osis b s s b b l l l lll N l l l N N 1 1 10 在明确结构参数后 贝尔法计算壳程换热系 数的过程如下 在明确结构参数后 贝尔法计算壳程换热系 数的过程如下 一流体比热 温度的粘度 以壁温 度 性温度的一以流体平均温度为 壳程流体质量流速 式中 Prj j的 在此理想管束中 纯流过 错流 处 假定壳程流体全部查出在热交换器中心线 28 2由图1 14 0 3 2 H H p w s w ps O c G cG 为定性 粘定 柯尔本传热因子错流管束 1Jc构对于缺口处不排管的结 的函数 Fc是Jc Jc因子查取折流板缺口的校正29 2由图 2 的函数 AAAAA 它是A 和D流路 Aj校正因子查取折流板泄漏影响的30 2由图 3 ctbsbtbsbsb 1 及 改正 改正 Asb 的函数 为错流区内管排数N 板为每一错流区内旁路挡N N 和N它是FJ 旁通查取管31 2由图 4 c sscssbpb 对数 影响的校正因子束 旁通校整因子图旁通校整因子图 3 1100 6 0100 1 1 j 的校正因子j 流板间板间距不热交换器进 出口段折由下式5 1 1 s s nR nR l l l l N l l l l N e e s os s is b n s os n s is b 时 当 时 式中 当 计算 rrre rre r e J33 2 J查取J32 2从图100R20 J查取J32 2从图20R 其影响以采用校正因子J 100 壳程R 低时当雷诺 6 查 再从图时 先当 时 当 考虑 将出现逆向温度梯度数 O 1 换热系数 算出43 2并按式 7 壳程 计算壳程传热因子 osbcHo o jjjjjJj j 2 2 3 壁温的计算壁温的计算 选择热交换器的类型和管子材料以及考虑热 膨胀的补偿时均需知道壁温 在一般请况下 壁温可通过下面的公式确定 放热侧壁温 选择热交换器的类型和管子材料以及考虑热 膨胀的补偿时均需知道壁温 在一般请况下 壁温可通过下面的公式确定 放热侧壁温 tw1 t1 K 1 1 rs 1 tm t1 q 1 1 rs 1 吸热侧壁温 吸热侧壁温 tw2 t2 K 1 2 rs 2 tm t1 q 1 2 rs 2 可见要事先知道换热系数才能计算壁温 而在某 些情况下 可见要事先知道换热系数才能计算壁温 而在某 些情况下 例如蒸汽凝结和自然对流换热例如蒸汽凝结和自然对流换热 又要在 已知壁温的条件下才能把换热系数计算出来 于 是工程上一般采用试算法对壁温和换热系数进行 共同计算 即 又要在 已知壁温的条件下才能把换热系数计算出来 于 是工程上一般采用试算法对壁温和换热系数进行 共同计算 即 1 假定一侧壁温 假定一侧壁温 例如例如tw1 2 求该侧换热系数 求该侧换热系数 1 3 由下式计算该侧单位面积传热量 由下式计算该侧单位面积传热量 q1 q1 1 t1 tw1 4 根据壁面热阻 根据壁面热阻Rw用下式计算另一侧壁温用下式计算另一侧壁温 tw2 q1 tw1 tw2 Rw 5 计算出另一侧的换热系数 计算出另一侧的换热系数 2 6 计算另一侧的单位面积传热量 计算另一侧的单位面积传热量 q2 即 即q2 2 tw2 t2 如果假定的壁温正确 则应有如果假定的壁温正确 则应有q1 q2 因此 当 因此 当q1 q2时 则应重新假定壁 温 直至 时 则应重新假定壁 温 直至q1与与q2基本相等为止 进行具体试算时 可注意以下几点 基本相等为止 进行具体试算时 可注意以下几点 1 在假设壁温时 假设值应接近于 值大的 那种流体的温度 且两种流体的 值相差 越大 就越为接近 在假设壁温时 假设值应接近于 值大的 那种流体的温度 且两种流体的 值相差 越大 就越为接近 2 若有需要考虑污垢热阻所起的作用时 以 上步骤中尚应加入污垢热阻的因素 若有需要考虑污垢热阻所起的作用时 以 上步骤中尚应加入污垢热阻的因素 3 欲使试算过程清晰明了 可一次假定几 个壁温 欲使试算过程清晰明了 可一次假定几 个壁温 使其中最低一个显然低于实际上的壁温 而最高一个显然高于实际上的壁温 将计 算的各项数据列成表格 然后以 使其中最低一个显然低于实际上的壁温 而最高一个显然高于实际上的壁温 将计 算的各项数据列成表格 然后以q1 q2 作纵坐标 以 作纵坐标 以tw为横坐标 如此可得到两 条相交曲线 此曲线交点即为所求 为横坐标 如此可得到两 条相交曲线 此曲线交点即为所求 2 4 管壳式热交换器的流动阻力计算管壳式热交换器的流动阻力计算 热交换器内流动阻力引起的压降 是衡量运行 经济效果的一个重要指标 如果压降大 热交换器内流动阻力引起的压降 是衡量运行 经济效果的一个重要指标 如果压降大 消耗的功 率多 就需要配备功率较大的动力设备来补偿因 压力降低所消耗的能量 消耗的功 率多 就需要配备功率较大的动力设备来补偿因 压力降低所消耗的能量 由流体力学可知 产生流动阻力的原因与影响 因素可归纳为 由流体力学可知 产生流动阻力的原因与影响 因素可归纳为 流体具有粘性 流动时存在着内摩擦 是产生流 动阻力的根源 流体具有粘性 流动时存在着内摩擦 是产生流 动阻力的根源 固定的管壁或其他形状的固体壁面 促使流动的 流体内部发生相对运动 为流动阻力的产生提供 了条件 固定的管壁或其他形状的固体壁面 促使流动的 流体内部发生相对运动 为流动阻力的产生提供 了条件 所以流动阻力的大小与流体本身的物理性质 流 动状况及壁面的形状等因素有关 所以流动阻力的大小与流体本身的物理性质 流 动状况及壁面的形状等因素有关 热交换器中的流动阻力可分两部分 即热交换器中的流动阻力可分两部分 即 1 流体与壁面间的摩擦阻力 流体与壁面间的摩擦阻力 2 流体在流动过程中 由于方向改变或速度 突然改变所产生的局部阻力 管壳式热交换器的管程阻力和壳程阻力必须 分别计算 流体在流动过程中 由于方向改变或速度 突然改变所产生的局部阻力 管壳式热交换器的管程阻力和壳程阻力必须 分别计算 2 4 1 管程阻力计算管程阻力计算 管壳式热交换器管程阻力包括沿程阻力 回 弯阻力和进 出口连接管阻力等三部分 管壳式热交换器管程阻力包括沿程阻力 回 弯阻力和进 出口连接管阻力等三部分 Pt Pi Pr PN Pt 管程总阻力 管程总阻力 Pi 沿程阻力 沿程阻力 Pr 回弯阻力 回弯阻力 PN 进 出口连接管阻力进 出口连接管阻力 管内流体粘度校正因子 管内流体流速 管程总长 道 用水力直径圆管内径 对非圆形管 的密度管内流体在平均温度下 与雷诺数关系见图 范宁摩擦系数 从流体力学书中查得莫迪圆管摩擦系数 可 或 沿程阻力可按下式计算 i t i ii i t i ii i t i i w L d ff w d L fP w d L P 35 24 2 4 2 2 2 可忽略不计 接管压将相对较小时 当压将较大 进出口连 进出口连接管中的流速 算可用下式 进出口连接管阻力的计 管程数 回弯阻力计算 n n r t t t r w w P Z Z w P 2 5 1 2 4 2 2 2 4 2 壳程阻力计算壳程阻力计算 对于相同的雷诺数 壳程摩擦系数大 于管程摩擦系数 因为流过管束的流 动有加速 方向变化等 但 对于相同的雷诺数 壳程摩擦系数大 于管程摩擦系数 因为流过管束的流 动有加速 方向变化等 但壳程的压 降不一定大 壳程的压 降不一定大 因压降与流速 水力直 径 折流板数 流体密度等有关 因 此在同样的雷诺数时 壳程压降有可 能比管程低 因压降与流速 水力直 径 折流板数 流体密度等有关 因 此在同样的雷诺数时 壳程压降有可 能比管程低 对于无折流板时 可用管程阻力公式计算壳程阻力 对于无折流板时 可用管程阻力公式计算壳程阻力 但以壳程管束流 道的当量直径代替管程阻力公式中的 但以壳程管束流 道的当量直径代替管程阻力公式中的di 有的文献推荐 错流流过光滑圆管时 可用以下的 公式计算壳程阻力 有的文献推荐 错流流过光滑圆管时 可用以下的 公式计算壳程阻力 Re 102 5 104范围内范围内 速最窄处流通截面处的流 流体横掠过的管排数 错列管束 顺列管束 max 14 0 2 max 5 1 14 0 2 max 5 1 5 1 66 0 w N NwRP NwRP wes wes 装有弓形折流板的壳程阻力 采用贝尔法 装有弓形折流板的壳程阻力 采用贝尔法 cb s W s o cw cb s e cw cb cs e s w c cs k k AA M D l ds N AA M R N AA NM R M A NM f f 2 2 wk 2 wk wk 14 0 2 2 bk bk 26 P100 6 02 2 P100 P计算每一理想缺口阻力3 2 4P P力计算每一理想错流段阻 2 数查取理想管束的摩擦系2 36由图 1 时 时 壳程流体质量流量 4 上述两项阻力应对折流板泄漏造成 的影响和旁路所造成的影响以及进 出口段折流板间距不同所造成的影响 分别予以校正 其中 折流板泄漏对阻力影响的校正系数 上述两项阻力应对折流板泄漏造成 的影响和旁路所造成的影响以及进 出口段折流板间距不同所造成的影响 分别予以校正 其中 折流板泄漏对阻力影响的校正系数 R1可由图可由图2 37查得 旁路校正系数 查得 旁路校正系数Rb可由图可由图2 38查得 查得 s c cw bbkwkbbbkbs s e e n s os n is s s R N N RPRPNRPNP P nR nR l l l l R R 121 5 1 100 6 1 100 2 1 1 壳程总阻力 计算 由公式因子不同对阻力影响的校正进 出口段折流板间距 2 4 3 流路分析法简介流路分析法简介 贝尔法的缺点是烦琐 费时 同时此法并 未把各流路的关系完全考虑在内 因此无 法预测由于制造条件或结构等因索引起的 各路流量及其相应阻力的变化 总的近似 程度不如流路分析法好 贝尔法的缺点是烦琐 费时 同时此法并 未把各流路的关系完全考虑在内 因此无 法预测由于制造条件或结构等因索引起的 各路流量及其相应阻力的变化 总的近似 程度不如流路分析法好 流路分析法是利用廷克所提出的将壳程流 动分成如图 流路分析法是利用廷克所提出的将壳程流 动分成如图2 27所示的五股流路所示的五股流路 将图中每一流路 设想为一条管路 则折流板前后的流 动状况构成一个如 图 将图中每一流路 设想为一条管路 则折流板前后的流 动状况构成一个如 图2 39所示的管路 网络图 图中的箭 头和字母表示各流 路的流动途径 符 号 所示的管路 网络图 图中的箭 头和字母表示各流 路的流动途径 符 号K表示阀门 代 表流动阻力 表示阀门 代 表流动阻力 由图可见 当流 体流过前一块折流 板的缺口后 在横 流经过管束的进口 处 流体分成 由图可见 当流 体流过前一块折流 板的缺口后 在横 流经过管束的进口 处 流体分成C B E等三股并联 流路 它们平行地 流过两折流板之间 的空间 在管束出 口处又汇合在一 起 然后经过折流 板缺口处进入下一 段管束 至于 等三股并联 流路 它们平行地 流过两折流板之间 的空间 在管束出 口处又汇合在一 起 然后经过折流 板缺口处进入下一 段管束 至于A和和D 则可设想它们从两块折流板之间的某一 点 平行地流到下一块折流板空间的对应点汇合 则可设想它们从两块折流板之间的某一 点 平行地流到下一块折流板空间的对应点汇合 按并联管路的原理 应有 按并联管路的原理 应有 PB PC PE P束 束 PA PD P束 束十 十 P缺 缺 式中式中 P束 束为两折流板缺口之间错流压力 降 为两折流板缺口之间错流压力 降 P缺 缺为通过缺口处的压力降 为通过缺口处的压力降 根据质量守恒 总流量根据质量守恒 总流量MS应为各分流量之和 即应为各分流量之和 即 MS MB十十MC十十ME十十MA十十MD Mj 每一流路的压力降为每一流路的压力降为 Pj kj sw2j 2 式中式中 kj 各流路的阻力系数 各流路的阻力系数 Pj 各流路的压力降 各流路的压力降 Pa wj 各流路的流速 各流路的流速 m s s 流体的密度 流体的密度 kg m3 Mj与与wj的关系为的关系为 Mj swjSj kg s Sj 各流路的流通截面积 各流路的流通截面积 m2 当已知当已知kjSj时 则可由式时 则可由式 2 65 2 68 解出 各路流量 亦即可通过上述方程式定量地 解决各流路相互关系 解出 各路流量 亦即可通过上述方程式定量地 解决各流路相互关系 但应用于实际计算中要定量算出各路流 量 往往还需要有缺口处压将 但应用于实际计算中要定量算出各路流 量 往往还需要有缺口处压将 P缺 缺的计算 式 其解决方法如下 的计算 式 其解决方法如下 缺口处流量应有缺口处流量应有 M缺 缺 MS MA MD MB MC ME 定义缺口面积后 若已知缺口阻力系数定义缺口面积后 若已知缺口阻力系数k缺 缺 即可用式 即可用式 2 68 式 式 2 69 关系确定关系确定 P缺 缺 所以已知六个阻力系数 所以已知六个阻力系数kj 包括包括k缺 缺 后 可 由六个方程式定量地解决各流路的相互关 系 后 可 由六个方程式定量地解决各流路的相互关 系 2 5 管壳式热交换器的合理设计管壳式热交换器的合理设计 2 5 1 流体在热交换器内流动空间的选择流体在热交换器内流动空间的选择 在设计热交换器时必须正确选定哪一种流体走管 程 哪一种流体走壳程 这时要考虑下述一些原则 在设计热交换器时必须正确选定哪一种流体走管 程 哪一种流体走壳程 这时要考虑下述一些原则 1 要尽量提高使传热系数受到限制的那一侧的换热系 数 使传热面两侧的传热条件尽量接近 要尽量提高使传热系数受到限制的那一侧的换热系 数 使传热面两侧的传热条件尽量接近 2 尽量节省金属材料 特别是贵重材料 以降低制造 成本 尽量节省金属材料 特别是贵重材料 以降低制造 成本 3 要便于清洗积垢 以保证运行可靠要便于清洗积垢 以保证运行可靠 4 在温度较高的热交换器中应减少热损 失 而在制冷设备中则应减少冷量损 失 在温度较高的热交换器中应减少热损 失 而在制冷设备中则应减少冷量损 失 5 要减小壳体和管子因受热不同而产生 的温差应力 以便使结构得到简化 要减小壳体和管子因受热不同而产生 的温差应力 以便使结构得到简化 6 在高压下工作的热交换器 应尽量使 密封简单而可靠 在高压下工作的热交换器 应尽量使 密封简单而可靠 7 要便于流体的流入 分配和排出 要便于流体的流入 分配和排出 流程的选择流程的选择 1 不洁净和易结垢的流体宜走管程 因管内 清洗方便 不洁净和易结垢的流体宜走管程 因管内 清洗方便 2 腐蚀性流体宜走管程 以免管束和壳体同 时受腐蚀 且清洗 检修方便 腐蚀性流体宜走管程 以免管束和壳体同 时受腐蚀 且清洗 检修方便 3 压强高的流体宜走管程 以免壳体同时受 压 压强高的流体宜走管程 以免壳体同时受 压 4 有毒流体宜走管程 使泄漏机会减少 有毒流体宜走管程 使泄漏机会减少 5 被冷却的流体宜走壳程 便于散热 增强 冷却效果 被冷却的流体宜走壳程 便于散热 增强 冷却效果 6 饱和蒸汽宜走壳程 便于排出冷凝液和不 凝气 且蒸汽洁净不污染 饱和蒸汽宜走壳程 便于排出冷凝液和不 凝气 且蒸汽洁净不污染 7 流量小或粘度大的流体宜走壳程 因折流 档板的作用可使在低雷诺数 流量小或粘度大的流体宜走壳程 因折流 档板的作用可使在低雷诺数 Re 100 下即 可达到湍流 但也可在管内采用多管程 下即 可达到湍流 但也可在管内采用多管程 8 若两流体温差较大 宜使 大的流体走壳 程 使管壁和壳壁温差减小 若两流体温差较大 宜使 大的流体走壳 程 使管壁和壳壁温差减小 在具体选择时 上述原则经常不能同时兼 顾 会互相矛盾 这时要根据实际情况 抓住主要问题 作为选择的依据 在具体选择时 上述原则经常不能同时兼 顾 会互相矛盾 这时要根据实际情况 抓住主要问题 作为选择的依据 2 5 2 流体温度和终温的确定流体温度和终温的确定 当热交换器的流动方式及传热面积已知 时 流体的终温可由平均温差法或传热单元 数法加以核定 当热交换器的流动方式及传热面积已知 时 流体的终温可由平均温差法或传热单元 数法加以核定 在顺流和逆流时 还可用以下根据平均温差 的指数规律而推导出来的公式直接计算终温 在顺流和逆流时 还可用以下根据平均温差 的指数规律而推导出来的公式直接计算终温 2 1 12 1 2 1 2122 2 1 12 1 2111 1 1exp1 1 1exp1 W W W KF W W W W tttt W W W KF W W tttt 顺流 12 1 2 1 12 1 2 1 2122 12 1 2 1 12 1 2111 1exp1 1exp1 1exp1 1exp1 W KF W W W W W KF W W W W tttt W KF W W W W W KF W W tttt 逆流 1 热端温差 热端温差 20 2 冷端温差 冷端温差 5 3 冷却或冷凝器中 冷流体的初温应高于热流体的 凝固点 对于含有不凝结气体的冷凝 冷流体的终 温要求低于被冷凝气体的露点以下 冷却或冷凝器中 冷流体的初温应高于热流体的 凝固点 对于含有不凝结气体的冷凝 冷流体的终 温要求低于被冷凝气体的露点以下5 4 空冷式热交换器热流体出口和空气进口之间的温 差从经济上考虑应不低于 空冷式热交换器热流体出口和空气进口之间的温 差从经济上考虑应不低于20 5 多管程热交换器应尽量避免温度交叉 必要时可 将较小一端温差加大到 多管程热交换器应尽量避免温度交叉 必要时可 将较小一端温差加大到20 以上 在换热器设计中热流体或冷流体的出口温度需由设计 者确定 为了合理选择流体温度和换热终温可参考以 下数据 以上 在换热器设计中热流体或冷流体的出口温度需由设计 者确定 为了合理选择流体温度和换热终温可参考以 下数据 2 5 2 管子直径的选择管子直径的选择 换热管是管壳式换热器的传热元件 它直接与两种 介质接触 所以换热管的形状和尺寸对传热有很大 的影响 小管径利于承受压力 因而管壁较薄且在 相同的壳径内可以排列较多的管子 使换热器单位 体积的传热面积增大 结构紧凑 单位传热面积金 属耗量少 传热效率也稍高一些 但制造麻烦 且 小直径管子易结垢 不易清洗 所以一般对清洁流 体用小直径管子 粘性较大的或污染的流体采用大 直径管子 换热管是管壳式换热器的传热元件 它直接与两种 介质接触 所以换热管的形状和尺寸对传热有很大 的影响 小管径利于承受压力 因而管壁较薄且在 相同的壳径内可以排列较多的管子 使换热器单位 体积的传热面积增大 结构紧凑 单位传热面积金 属耗量少 传热效率也稍高一些 但制造麻烦 且 小直径管子易结垢 不易清洗 所以一般对清洁流 体用小直径管子 粘性较大的或污染的流体采用大 直径管子 对于单管程来说 当流速一定时 为保证所需的 流通截面积 对于单管程来说 当流速一定时 为保证所需的 流通截面积At 其管子数目应为 其管子数目应为 见式见式 2 5 n 4 At d di2 i2 而为了保证所需要的传热而而为了保证所需要的传热而F 管长 管长L应为应为 见式见式 2 6 L F dn dn 将以上两式合并 并略去内径与计算直径的差别将以上两式合并 并略去内径与计算直径的差别 L F d di i 4 At 该式表明传热面一定时管长与管径的比例关系 该式表明传热面一定时管长与管径的比例关系 减小管径将使流动阻力增加 管径减小将增加管数 这就使管子与管板连接处的泄漏的可 能性增大 管径越小 越易积垢 因此管径的选择要视所用材料和操作条件等而定 减小管径将使流动阻力增加 管径减小将增加管数 这就使管子与管板连接处的泄漏的可 能性增大 管径越小 越易积垢 因此管径的选择要视所用材料和操作条件等而定 总的趋向 是采用小直径的管子 总的趋向 是采用小直径的管子 根据我国 根据我国GBl51 89的规