管壳式热交换器设计全解6.ppt

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1、第二章管壳式热交换器1与换热系数有关的几个问题定性温度取法流体的平均温度壁面温度流体和壁面的平均温度油类高粘度流体卡路里温度流体进出口的算数平均温度分段计算2卡路里温度特点传热系数可以被视为常量传热系数和平均对数平均温差的乘积等于变化的传热系数和实际温差的乘积。卡路里温度公式热流体的平均温度冷流体的平均温度卡路里分数FC3壳侧流体被冷却时Fc=0.3；壳侧流体被管程的水蒸气加热时Fc=0.55壳侧和管侧均为油时Fc＝0.45粘度在10-3Pas以下的低粘性液体Fc=0.5定型尺寸选取原则对流体运动或传热发生主要影响的尺寸圆管内的换热过程取管子内径di圆管管外强迫

2、流动换热管子外径d04非圆形管道当量直径d0当量直径A——流体的流通截面积式中：U——湿周边或热周边长阻力它是全部湿润周边传热参与传热的周边5粘度修正非定温流动热流方向因子修正项Pr的不同方次加热冷却壁温未知试差法近似值液体冷却气体加热6液体加热冷却气体同时存在对流换热与辐射换热的处理具有辐射能力的气体温度较高辐射对流总换热系数7辐射C0——黑体辐射常数，其值为5.67W/(m2k4)εn——换热系统的组合黑度；ψ——角系数T1,T2——两辐射物体的绝对温度式中：8三、壁温的计算放热侧壁温吸热侧壁温式中：rs,1,rs,2——分别为放热侧、吸热侧污垢热阻K，α应

3、在同一基准表面计算注意：9试算法壁温换热系数步骤假定一侧壁温(如tw1)求这侧的换热系数（α1）计算另一侧壁温（tw2）算另一侧的换热系数α2算另一侧的单位面积传热量（q2）假定壁温正确q1=q2q1≠q2结束重新假定壁温(如tw1)10注意假设壁温时，假设值应接近α值大的那种流体的温度。如果要考虑污垢热阻时，应该加入污垢热阻的因素。牛顿迭代法。作图方法11在某一钢制立式管壳式热交换器中用饱和温度ts=111.38℃的蒸汽加热某种溶液，已知其管径为Φ32×2mm，管高l=1.5m，材料的导热系数λ=52w/(m℃),管内溶液的平均温度t2=68℃,换热系数α2=

4、3348w/(m2℃)求蒸汽侧的管壁温度tw1。溶液侧单位传热面的传热量解凝结液膜的平均温度12蒸汽与壁面温差蒸汽凝结的换热系数蒸汽侧单位面积的传热量比较q1与q2是否相等最终求得壁温tw1=98℃,q≈89000w/m213第四节管壳式热交换器的流动阻力计算黏性流动阻力产生的根源流动阻力产生的条件固体壁面流动阻力大小的决定因素物理性质流动状况壁面因素热交换器流动阻力分类摩擦阻力局部阻力14管壳式热交换器的阻力管程阻力壳程阻力阻力不允许超过允许范围一、管程阻力的计算沿程阻力△Pi回弯阻力△Pr进出口连接管阻力△PN15沿程阻力△Piλ——莫迪圆管摩擦系数wt——

5、管内流体流速式中：φi——管内流体粘度校正因子当Re>2100φi＝（μ/μw）-0.14当Re<2100φi＝（μ/μw）-0.2516回弯阻力△Przt——管程数进出口连接管阻力气体非等温流动附加阻力△Pa内阻力△Ps总阻力△P＝△Pi＋△Pl＋△Pa+△Ps17p1—流体流经直管的压力降，N/m2；p2—流体流经回弯管时的压力降，N/m2；Ft—结垢修正系数，25×2.5mm1.4，19×2mm1.5；Ns—串联的壳程数；Np—管程数。直管压力降p1可按流体力学的一般公式进行计算；回弯管中的压力降p2由下面的经验公式估算：对于多管程换热器，

6、流体总阻力应等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和（通常忽略进、出口阻力）：18二、壳程阻力的计算无折流板管程阻力公式计算壳程阻力壳程的摩擦系数管程摩擦系数>壳程的压降管程的压降≯壳程的压降管程的压降＜雷诺数相同光滑管圆管错流Re=102~5*104顺列管束19错列管束式中：N——表示流体横掠过管排的数目wmax——最窄流通截面处的流速，m/s弓形折流板的壳程阻力贝尔法理想管束的摩擦系数图查取理想管束的摩擦系数fk计算每一理想错流段阻力△PbkMs——壳程流体质量流量，Kg/s.20计算每一理想缺口阻力△Pwk当Re≥100时Re＜100折流板泄漏旁路进出

7、口段折流板间距校正21折流板泄漏旁路折流板泄漏对阻力的影响校正系数图2.37旁路对阻力的影响的校正系数图2.38进出口段折流板间距当Re≥100时，n′=1.6当Re＜100时，n′=122壳程的总阻力23埃索法计算壳程压降p0的公式：p1’—流体横过管束的压力降，N/m2；p2’—流体通过折流板圆缺时的压力降，N/m2；Fs—壳程压力降的结垢修正系数，对于液体取1.5,对于气体或可凝蒸汽取1.0。式中：24F—管子排列方法对压力降的修正系数，对于正三角形排列F=0.5，对于正方形排列F=0.3，对于正方形斜转45度F=0.4；f0—壳程流体的摩擦系数；

8、nC—横过管束中心线的管