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缠绕管式换热器的简捷计算 曲 平 王长英 俞裕国 大连理工大学化工学院 辽宁大连 116012 摘要 建立了缠绕管式换热器简捷计算的数学模型 并对某厂各缠绕管式换热器进行了核算与扩产110 工况的计算 计算结果表明所建数学模型基本合理 可靠 关键词 缠绕管式换热器 数学模型 简捷计算 缠绕管式换热器 CTHE 的发展与深冷技术 的发展密切相关 最早是由德国的林德公司于 1898年制造 我国一些化肥厂引进了该公司生产 的这种类型的换热器 缠绕管式换热器的结构紧 凑 传热效率高 其单位体积的换热面积大 适合 深冷系统的换热 但其制造工艺要复杂一些 对材 质的要求相对较高 此外 设备的清洗也比较困 难 文中建立了缠绕管式换热器简捷计算的数学 模型 并对某厂的缠绕管式换热器进行了换热面 积与压力损失的核算 计算结果表明了所建数学 模型的可靠性 在此基础上 对扩产110 的情况 进行了缠绕管式换热器的计算 本工作能够为装 置扩产改造的核算提供参考依据 1 缠绕管式换热器模型的建立 111 几何结构模型 1 图1 缠绕管式换热器的几何结构示意图 图2 错流流动示意图 假设在壳侧流体流动方向上相邻两绕管间距 为一常数 且相反缠绕方向的相邻两绕管的相对 位置为x 则有两个特征位置 收稿日期 1998 01 13 Smax c d 2 2 a d 2 1 2 d 当x c d 2时 1 Sm in a 当x 0时 2 相邻两绕管的间隙Sm将处于Smax与Sm in之 间 其计算公式 Sm 2 c d c d 2 0Sdx 3 积分结果 Sm a d 2 1 c d 2a 2d 1 2 a d 2 c d ln c d 2a 2d 1 c d 2a 2d 2 1 2 d 4 壳侧流道截面积 S0 Dm kSm S1 S2 5 其中 S1 a211010 7 k 4 6 S2 c 2 n k l 4 10lc 7 Dm Di k 1 a kd Sm 8 由壳侧流道截面积可求得壳侧流道的当量直径 De 410S0 L 9 浸润周边L 21 0 Dm kSm 10 传热管的缠绕角为 与缠绕管换热器的轴向管束 1998年 大 氮 肥 L arge Scale N itrogenous Fertilizer Industry 第21卷 第3期 长度lc 缠绕圈数Wj的关系分别为 lc lsin 11 Wj lcos Dj 12 各缠绕管层j的中心圆平均直径Dj为 Dj Di j 1 a jd 2e 13 式中 e是第1层绕管与芯筒之间的隔板厚度 m 对于多流股 共m个 缠绕管换热器 设第i 流股的管长为li 管子根数为zi 则总的壳侧换热 面积为 A0 2 m i 1A i d2 m i 1z ili 14 112 壳侧传热膜系数模型 2 缠绕管式热换器中 传热管在缠绕芯筒周围 介于隔板中间呈螺旋状依次缠绕多层 形成圆筒 状盘管而构成流道 传热管的缠绕方向逐层相反 缠绕角与纵向间距通常是均匀的 且管长相同 因 此 随着传热管缠绕直径的增加 各层传热管数目 也随之成比例增加 这些盘管层所组成的管束 其 壳侧流道形式因圆周方向位置的不同而变化 由 于相邻两个盘管呈直列 错列的变化 则流道构成 就变成管子布置为直列 错列组合排列时的管外 流动的流道构成 传热膜系数 a0 01338F tF iFnRe 0161 0Pr 01333 0 0 De 15 其中 F t 管子排列 流道结构 修正系数 F i 管子倾斜修正系数 Fn 管排数修正系数 F i cos 0161 1 90 cos 100sin 235 16 如图2所示 表示实际流动方向偏离盘管 中心线方向的角度 1 90 1 k 0125 17 10时 可近似认为Fn 1 F t Fin line Fstaggerd 2 20 直列布置时的修正系数Fin line与规则错列布 置时的修正系数Fstaggerd可由文献 2 查得 113 管侧传热膜系数模型 2 从层流到紊流过渡的临界雷诺数 Re c 2300 1 81 6 di Dm 0145 21 当10010 Re Re c时 i 3165 0108 1 01 8 di Dm 019 Rei i Pri 01333 i di 22 i 015 012903 di Dm 01194 23 当 Re c Re 2200010时 i 01023 1 1418 1 di Dm di Dm 01333 Rei iPr i 01333 i di 24 i 018 01 22 di Dm 011 25 当2200010 Re 150000时 i 01023 1 316 1 di Dm di Dm 018 Re018iPri01333 i di 26 114 总传热系数与总传热面积的计算 总传热系数K 1 1 0 R0 bd dm d idi Rid di 27 总传热面积A Q m tm 28 平均温差 tm T1 T2 ln T1 T2 29 其中 T1 T1 t2 T2 T2 t1 m为平均温差校正系数 115 压力损失的计算 2 11511 壳程压力损失 P0 01334CtCiCn nG 2 0 2gc 0 30 传热管倾斜修正系数 Ci cos 118 cos 11355 31 管排数修正系数 Cn 019524 1 01375 n 32 管子布置修正系数Ct Cin line Cstaggerd 2 33 直列布置时的修正系数Cin line与规则错列布 置时的修正系数Cstaggerd可由文献 2 查得 11512 管程压力损失 Pi fiG2i 2gc i l di 34 摩擦系数 fi 1 28800 Rei di Dm 0162 013164 Re i 0125 35 2 缠绕管式换热器的计算 用所建立的缠绕管式换热器的模型 对某厂 的几台缠绕管式换热器进行了核算 以验证其模 型的准确度 在此基础上进行了扩产110 工况 971 第3期曲 平等 1 缠绕管式换热器的简捷计算 下各缠绕管式换热器所需的管长 传热面积及壳 管程压力损失的计算 对多流股 管侧 换热器 采取分别计算单一 流股换热器的处理策略 壳侧流股分别与管侧流 股换热 其流率按各管侧流股所需的换热负荷大 小成比例分配 总传热面积为各流股所需换热面 积之和 211 缠绕管式换热器的核算 核算结果见表1 由表1中数据可知所建立 的模型基本符合设计要求 在此基础上进行了扩 产110 工况中缠绕管式换热器的模拟计算 212 扩产110 工况下缠绕管式换热器的计算 针对扩产110 工况 由于温度的变化 其换 热负荷并不一定增加10 进行了各缠绕管式 换热器的计算 其结果见表2 由表2中数据可 知 E6 E7 和 E8 的热负荷均减少 而总传热系数 却增大了 使得所需换热面积减小 同时 E9 与 E10的所需面积增大很多 其原因 热负荷虽相应 增大 但平均传热温差却变小了 所以 总传热系 数的增大也不能使这两台换热器满足换热要求 表1 缠绕管式换热器核算结果 E1 E6 E7 E8 E9 E10 管长 m 设计值 计算值 传热面设计值 积 m2计算值 壳程压力设计值 损失 kPa计算值 管程压力设计值 损失 kPa计算值 换热负荷 kW 总传热系数 W K 1 m 2 平均温差 K 面积裕度 19101 8183 8183 15180 6118 4190 1035128 704155 9106 5189 29162 58139 39102 13156 20145 11114 3282117 65210 24119 16915 9130 15198 23130 46194 32185 32185 26141 22168 1949112 1447151 8010 28147 27122 25163 19143 15155 4582130 31519 35715 11123 8145 34165 32187 21166 230192 152114 10010 77144 151107 61181 1370163 96419 9168 51178 28131 24121 243125 208102 29134 23158 150145 109126 969112 83712 5177 16194 158110 128145 2019105 1640135 9172 6107 244116 165159 7320178 62012 7146 23109 84128 65110 1571102 1213164 4189 3124 191119 44182 6534161 67615 9117 29145 表2 扩产110 工况缠绕管式换热器计算结果 E1 E6 E7 E8 E9 E10 管长 m 传热面积 m2 壳程压力损失 kPa 管程压力损失 kPa 换热负荷 kW 总传热系数 W K 1 m 2 平均温差 K 面积裕度 16157 6194 4137 720194 6123 16172 30108 9120 3564146 68213 25119 18116 9130 15198 23130 43160 13167 15167 874182 29110 8168 8189 4443100 51713 48016 9180 11117 122180 16103 112161 80183 51148 1334100 104019 11139 105106 20106 172135 24160 97113 826100 88313 5163 41113 233111 2976194 6140 276136 8102100 64116 4140 32118 111151 2078176 4110 85162 7215100 64017 5162 24143 3 结论 1 建立了缠绕管式换热器简捷计算的数学 模型 并对某厂各缠绕管式换热器进行了核算 计 算结果表明所建数学模型基本合理 可靠 2 在此基础上 对扩产110 工况进行了各 缠绕管式换热器的计算 能够为装置扩产改造的 核算提供参考依据 参考文献 1 Abaclizic E1E Scholz H1W1Advances in Cryogenic Engi2 neering1vol118 NEW YORK PLENUM PRESS 1973 2 尾华英朗 1 热交换器设计手册 1 北京 石油工业出版社 1984 3 陈之航 曹柏林 赵在三 1 气液双相流动和传热 1 北京 机械 工业出版社 1983 符号说明 a 隔板厚度 m 081 大 氮 肥1998年 第21卷 c 缠绕轴方向的管间距 又称缠绕螺距 m d 管子外径 m Dm 缠绕管束中心圆的平均直径 m Sm 缠绕管层间与管间的平均距离 m S0 壳侧流道截面积 m 2 Di 芯圆筒外径 m k 换热器中管层数目 n 管子数目 l 缠绕管的长度 m lc 缠绕管束的长度 m S1 隔板面积 m2 S2 焊缝面积 m 2 0 i 壳 管侧传热膜系数 W K m2 Re0 Rei 壳 管侧流体的雷诺数 Pr0 Pri 壳 管侧流体的普兰特数 di d 传热管的内外径 m 0 i 壳 管侧流体的导热系数 W K m gc 换算系数1127 108m h2 SHOT CUT CALCULATI ON OF CO I LED TUBULAR HEAT EXCHANGERS Qu Ping Wang Changying and YuYuguo S chool of Chem1Eng1 D alian U niv1of T echnol1 D alian 116012 Abstract M athematical model for the Coiled Tubular Heat Exchanger CTHE is present2