管殼式換熱器設計課程設計

1、河南理工大學課程設計管殼式換熱器設計學 院：機械與動力工程學院 專 業(yè)：熱能與動力工程專業(yè)班 級：11-02班學 號：姓 名： 指導老師:小組成員:目錄第一章設計任務書2第二章管殼式換熱器簡介3第三章設計方法及設計步驟 5第四章工藝計算64.1物性參數(shù)的確定64.2核算換熱器傳熱面積 7421傳熱量及平均溫差84.2.2估算傳熱面積 10第五章管殼式換熱器結構計算125.1換熱管計算及排布方式 125.2殼體內(nèi)徑的估算155.3進出口連接管直徑的計算155.4折流板16第六章 換熱系數(shù)的計算 216.1管程換熱系數(shù) 216.2殼程換熱系數(shù)22第七章需用傳熱面積24第八章流動阻力計算268.1管

2、程阻力計算278.2殼程阻力計算28總結31第一章設計任務書煤油冷卻的管殼式換熱器設計：設計用冷卻水將煤油由140 C冷卻冷卻到40 C的管殼式換熱器，其處理能力為10t/h，且允許壓強降不大于100kPa。 設計任務及操作條件1、設備形式：管殼式換熱器2、操作條件(1) 煤油：入口溫度140 C,出口溫度40 C(2) 冷卻水介質：入口溫度 26 C,出口溫度40 C第二章管殼式換熱器簡介管殼式換熱器是在石油化工行業(yè)中應用最廣泛的換熱器?？v然各種板式換熱 器的競爭力不斷上升，管殼式換熱器依然在換熱器市場中占主導地位。目前各國 為提高這類換熱器性能進行的研究主要是強化傳熱， 提高對苛刻的工藝條

3、件和各 類腐蝕介質適應性材料的開發(fā)以及向著高溫、 高壓、大型化方向發(fā)展所作的結構 改進。強化傳熱的主要途徑有提高傳熱系數(shù)、擴大傳熱面積和增大傳熱溫差等方式，其中提高傳熱系數(shù)是強化傳熱的重點， 主要是通過強化管程傳熱和殼程傳熱 兩個方面得以實現(xiàn)。目前，管殼式換熱器強化傳熱方法主要有： 采用改變傳熱元 件本身的表面形狀及表面處理方法，以獲得粗糙的表面和擴展表面；用添加內(nèi)物 的方法以增加流體本身的繞流；將傳熱管表面制成多孔狀，使氣泡核心的數(shù)量大 幅度增加，從而提高總傳熱系數(shù)并增加其抗污垢能力； 改變管束支撐形式以獲得 良好的流動分布，充分利用傳熱面積。管殼式熱交換器（又稱列管式熱交換器）是在一個圓筒

4、形殼體內(nèi)設置許多平 行管子（稱這些平行的管子為管束），讓兩種流體分別從管內(nèi)空間（或稱管程） 和管外空間（或稱殼程）流過進行熱量交換。在傳熱面比較大的管殼式熱交換器中，管子根數(shù)很多，從而殼體直徑比較大， 以致它的殼程流通截面大。這是如果流體的容積流量比較小， 使得流速很低，因 而換熱系數(shù)不高。為了提高流體的流速，可在管外空間裝設與管束平行的縱向隔 板或與管束垂直的折流板，使管外流體在殼體內(nèi)曲折流動多次。因裝置縱向隔板 而使流體來回流動的次數(shù)，稱為程數(shù)，所以裝了縱向隔板，就使熱交換器的管外 空間成為多程。而當裝設折流板時，則不論流體往復交錯流動多少次，其管外空 間仍以單程對待。管殼式熱交換器的主要

5、優(yōu)點是結構簡單， 造價較低，選材范圍廣，處理能力 大，還能適應高溫高壓的要求。雖然它面臨著各種新型熱交換器的挑戰(zhàn)， 但由于 它的高度可靠性和廣泛的適應性，至今仍然居于優(yōu)勢地位。由于管內(nèi)外流體的溫度不同，因之換熱器的殼體與管束的溫度也不同。 如果 兩流體溫度相差較大，換熱器內(nèi)將產(chǎn)生很大的熱應力，導致管子彎曲、斷裂或從 管板上拉脫。因此，當管束與殼體溫度差超過 50 C時，需采取適當補償措施， 以消除或減少熱應力。根據(jù)所采用的補償措施，管殼式換熱器可以分為以下幾種： 固定管板式換熱器、浮頭式換熱器、U形管式換熱器、雙重管式換熱器及填料函 式換熱器。第三章設計方法及設計步驟在設計換熱器時，如果只作簡

6、單估算，或盲目加大傳熱面積的安全系數(shù)就會 造成浪費。只有進行比較詳細的計算，才能使投入運行的熱交換器，在安全和經(jīng) 濟方面得到可靠保證。換熱器一般的設計方法及設計步驟如下：（1）根據(jù)設計任務搜集有關的原始資料，并選定熱交換器類型等。（2）確定定性溫度，并查取物性數(shù)據(jù)。（3）由熱平衡計算熱負荷及熱流體或冷流體的流量。（4）選擇殼體和管子的材料。（5）選定流動方式，確定流體的流動空間。（6）求出平均溫差。（7）初選傳熱系數(shù)K。，并初計算傳熱面積F。（8）設計換熱器的結構包括：選取管徑和管程流體流速；確定每程管數(shù)、管長、總管數(shù)；確定管子排列方式、管間距、殼體內(nèi)徑和連接管直徑等；確定殼 側程數(shù)及折流板的

7、數(shù)目、間距、尺寸等殼程結構尺寸；初確定傳熱面積。（9）管程換熱器計算及阻力計算。當換熱系數(shù)遠大于初選傳熱系數(shù)且壓降小于允許壓降時，才能進行下一步計算。（10）殼程換熱計算。根據(jù)采用結構，假定壁溫和計算換熱系數(shù)。（11）校核傳熱系數(shù)和傳熱面積。根據(jù)管、殼程換熱系數(shù)及污垢熱阻、壁面 熱阻等，算出傳熱系數(shù)K及傳熱面積F。（12 ）核算壁溫。要求與假定的壁溫相符。（13）計算殼程阻力，使之小于允許壓降。第四章工藝計算在換熱器設計中，根據(jù)所選換熱器類型和所給已知條件， 計算出煤油的流速 和水的流速等，然后計算出傳熱面積。工藝設計中包括了物性數(shù)據(jù)的確定、傳熱 量及平均溫差、初選傳熱系數(shù)、估算傳熱面積其具體

8、運算如下所述。4.1物性參數(shù)的確定表3-1水和煤油的操作參數(shù)冷卻水煤油進口溫度出口溫度進口溫度出口溫度(C)(C)(C)(C)264018040定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可以取流體進出口溫度的平均值。煤油的定性溫度為:IIIt 1 11 tm1 218口 ii0oc(1)水的定性溫度:t m126 40233°C(2)由定性溫度條件下查物性表得出水與煤油的物性參數(shù)，如比熱、密度、黏度導熱系數(shù)。所查結果見表2-2 :表3-2水與煤油的物性參數(shù)名稱定性溫度oC比熱kJ/kgg<密度kR m3黏度Mpags導熱系數(shù)W mg<水334.174994.70.

9、00074220.6623煤油1102.432758.320.00051250.10264.2核算換熱器傳熱面積選擇熱水走殼程，冷水走管程。這是因為：被冷卻的流體走殼程可便于散熱,而傳熱系數(shù)大的流體應走管程，這樣可降低管壁的溫差，減少熱應力由煤油的每小時產(chǎn)量（一天24小時連續(xù)運行）可以計算出煤油流量:M1M 10000T 36002.77778kg s(3)式中M表示煤油的年產(chǎn)量；Mi表示煤油流量；t表示時間煤油的普朗特常數(shù)：piicpi0.0005152 2.4350.0102612.1631式中Pr1表示煤油的普朗特常數(shù)；卩1表示煤油的黏度；Cp1表示煤油的比熱；入1 表示煤油的導熱系數(shù)水

10、的普朗特常數(shù):2Cp20.0007422401760.66234.67755(5)式中Pr2表示煤油的普朗特常數(shù)；卩2表示煤油的黏度；cp2表示煤油的比熱；入2 表示煤油的導熱系數(shù)4.2.1傳熱量及平均溫差一般情況下，工程上常用熱損失系數(shù)n c來估算損失的熱量?！癈通常取0.020.03。耳L 取用 0.98。由上面的計算結果和已知條件代入下式可以得出煤油的傳熱量:IIIQ M 1cp1 t 1 t 1 L2.77778 2.435180 400.98 928.004kW式中Q表示傳熱量；M1表示煤油流量；n l熱負荷修正系數(shù)由以上的計算結果及已知條件，可以計算出冷卻水量:M2CP2 t 2

11、t 24.17640 2615.8807 kg s(7)式中M2代表冷卻水量；Cp2代表水的比熱;計算兩種流體的平均傳熱溫差時按單殼程，兩管程計算。按逆流設計換熱器:煤油 180 C40 C水40 °C 26 C從而,t1 m,ctminIIt2nt1Inmaxtmin180 40 40 26, 180 40 In40 26(8)54.7211 oC溫差修正系數(shù)屮取決于兩個無量綱參數(shù)P及R:t2 t240 26P 420.090909111 t2180 26（ 9）R 410t2 t2 40 26（ 10）式（9）中，參數(shù)R具有兩種流體熱容量之比的物理意義。式（10）中參數(shù)P的 分母

12、表示換熱器中水理論上所能達到的最大升溫，因而P的值代表該換熱器中水 的實際升溫與理論上所能達到的最大升溫之比。所以，R的值可以大于1或小于1,但P的值比小于1、R21In1 PRR 12 P 1 R 、R21In 一2 P 1 R ,R21In102 110 11 0.09090911 0.0909091 1020.0909091110.'1021(11)20.090909111010210.829935式中W表示溫度修正系數(shù)。tmt1m,c 0.829935 54.72110 4504149式中Aitc表示有效平均溫差。4.2.2估算傳熱面積根據(jù)題意，初選傳熱系數(shù)，傳熱系數(shù)的選擇依據(jù)

13、經(jīng)驗數(shù)值表3-3表3-3傳熱系數(shù)的選擇依據(jù)經(jīng)驗數(shù)值表熱交換器型式熱交換流體傳熱系數(shù)K,w/(m2gC)備注內(nèi)側外側氣氣10 35常壓氣高壓氣170 16020 30Mpa高壓氣氣170 45020 30Mpa氣清水20 70常壓管殼式（光管）高壓氣清水200 70020 30Mpa清水清水1000 2000清水水蒸氣冷凝2000 4000高粘度液體清水100 300液體層流10%。則臺換熱器面積為51 m;i2。高溫液體氣體30低粘度液體清水200 450液體層流根據(jù)表3-3初選傳熱系數(shù)Ko=24OW/(m 2. C)由以上的計算結果及已知條件可以估算出傳熱面積:F'9928.00 1

14、00085.1412m2(13)K 0 tm 240 45.4149式中F表示估算的傳熱面積；Ko表示初選傳熱系數(shù)；Atm表示有效平均溫差；Q 表示傳熱量。由于85.1412卅面積過大，所以需要兩臺換熱器，才能符合工業(yè)設 計要求。實際的傳熱面積要考慮一定的裕度，此換熱器考慮的裕度為第五章管殼式換熱器結構計算5.1換熱管計算及排布方式管子構成換熱器的傳熱面，它的材料應根據(jù)工作壓力、溫度和流體腐蝕性、流體對材料的脆化作用及毒性等決定，可選用碳鋼、合金鋼、銅、石墨等。小直徑的管子可以承受更大的壓力，而且管壁較??；同時，對于相同的殼徑， ，可排 列較多的管子，因此單位體積的傳熱面積更大，單位傳熱面的金

15、屬秏量更少。所 喲，在管程結垢不很嚴重以及允許壓力降較高的情況下，采用較小直徑的管子。如果管程走的是易結垢的流體，則應選用較大直徑管子。表4-1換熱管的規(guī)格及排列方式/mm換熱管外徑X壁厚排列形式管心距碳素鋼，低合金鋼不銹耐酸鋼25 X 2.525 X2正三角形3219 X219 X225在此，選用？25 X 2.5的碳鋼管，采用無縫焊接工藝管程內(nèi)水流速可以在表4-2選用：表4-2熱交換器內(nèi)常用流速范圍m/s流體流體管程殼程循環(huán)水1.0 2.00.5 1.5新鮮水0.8 /-1.50.5 -1.5低粘度油0.8 /-1.80.4 -1.0高粘度油0.5 /-1.50.3 -0.8氣體5 -30

16、215管程內(nèi)水的流速選用3 2=1m/s由以上計算結果可以算出管程所需流通截面M22 215.8807996.2 10.01596m2(14)式中At表示管程流通面積；M2表示冷卻水量；P 2表示水的密度；3 2表示管程內(nèi)水流速。根據(jù)傳熱管的內(nèi)徑和管程所需流通截面積，可以單程管數(shù):4Ad2i4 0.015963.14159 0.02250.819251(15)式中At表示管程所需流通面積；di表示傳熱管的內(nèi)徑。管子在管板上的排列方式最常見的如圖4.1 （a）、（b）、（c）、（d）所示四種，即正三角形排列（排列角為 30度）、轉角三角形（排列角為60度）、轉角 正方形排列（排列角為45度）、正

17、方形排列（排列角為90度）。當管程為多程 時，則需要采取組合排列。設計的換熱器的管程為2，則應采取組合排列法，即每程均按正三角形排列， 隔板兩側采用正方形排列。(a)(b)(c)(d)圖4.1 管子的排列方式根據(jù)表4-1選取正三角形排列為管子的排列方式表4-3換熱管中心距換熱管外徑19202225303235s25262832384044Ie38404244505256選取管中心距s=32伽，分程隔板槽兩側相鄰管中心距 Le=44伽 由管中心距可以計算出平行于流向的管距以及垂直于流向的管距。平行于流向的管距:Sp scos30o32327.713mm2(16)垂直于流向的管距:sp ssin

18、30o32116mm2(17)由管子布置圖可知每程管子數(shù)為 57根；由管子布置圖可以計算出管束中心 至最外層管中心距為0.161m 。管束外緣直徑:(18)(19)DL 0.161 2 2 0.01250.347m傳熱管的總根數(shù)：nt nZt 51 2 104因換熱器是按單殼程，兩管程設計的，所以按兩管程計算，所需傳熱管的長度是:85.14125.88775mnZt d051 20.025(20)式中do表示管內(nèi)徑，do=O.O25m ;乙=2表示兩管程。按標準管長 6m5.2殼體內(nèi)徑的估算殼體內(nèi)徑可以用下述公式粗估：Ds (b 1)s 2b'(22)(23)(24)b'(1:

19、 1.5)dob 1.1 n;當管子按正三角形排列時，可以按上述公式計算:Ds (1.1、斤 1)s 2 1.5do1.1 ( 104 1) 0.032 1.5 0.0250.4508m式中Ds表示殼體內(nèi)徑；nt表示傳熱管根數(shù)；s表示管中心距；d0傳熱管外徑。計算得到的內(nèi)徑應圓整到標準尺寸，按照鋼制壓力容器標準可確定：殼體內(nèi)徑=0.5m。目前所采用的換熱管長度與殼體直徑比，一般在 425伽之間:長徑比=lDs12 “1205(25)式中丨表示傳熱管長度；Ds表示殼體內(nèi)徑。所以換熱器的殼體內(nèi)徑和管子長度符合設計要求5.3進出口連接管直徑的計算D21.13 15807Y 996.2 1確定連接管直

20、徑的基本公式仍可用連續(xù)性方程，經(jīng)簡化可以用以下公式:142.78mm將(26)式結果圓整到最接近的標準管徑，??？150 X 55.4折流板流動外，還有支撐管束、防止管束振動和彎曲的作用。它的裝設不如縱向隔 板那樣困難，而且裝設后可使流體橫向流過管束，故此獲得普遍應用。折流板的常用形式有：弓形折流板、盤環(huán)形折流板兩種，弓形折流板有單弓 形、雙弓形和三弓形三種。在弓形折流板中，流體流動中的死角較小，結構也簡 單，因而用的最多。而盤環(huán)形結構比較復雜，不便清洗，一般在壓力較高和物料 比較清洗場合。在此，換熱器設計中，折流板形式選弓形。弓形折流板的缺口和板間距的大小是影響傳熱效果和壓降的兩個重要因素。弓

21、形折流板缺口高度應使流體通過缺口時與橫過管束時的流速接近，缺口大小是按切去的弓形弦咼占殼體內(nèi)徑百分數(shù)確定的。 缺口弦咼一般為殼體內(nèi)徑的20% 45%。為了防振并能夠承受拆換管子時的扭拉作用， 折流板須有一定厚度，該值在 GB-1999中具體規(guī)定見表4-4表4-4折流板和支持板的最小厚度伽公稱直徑DN換熱管無支撐跨距< 300>300 600>600 900折流板或支撐板最小厚度<400345400 W 700456折流板厚度取6伽折流板的材料應比管子軟，較硬會磨損管子，導致管子破裂。若材料過軟,則使管子磨損折流板，將相鄰管子間部分磨損，形成穿有數(shù)根管子的大孔，使這 些管

22、子失去了這一位置的折流板支撐，引起自振頻率降低，從而使管子易振進而 損壞。故此，材料取用14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：h 0.25Ds 0.25 0.5 0.125m（ 27由折流板缺口弦高度和殼體內(nèi)徑可以計算出折流板的圓心角：折六班圓心角=120 度。表4-5折流板間距/mm公稱直徑管長折流板間距< 500< 30001002003004506004500 6000一600 8001500 6000150200300450600折流板間距取：ls 0.25m，折流板數(shù)目：Nb 丄 1 123 塊Is0.25（ 28）式中Nb表示折流板數(shù)目。折流板上的管孔數(shù)為112個，由國家

23、標準可知，折流板上管孔直徑dH=0.0254m， 折流板直徑Db=0.4955m。由管子排布圖可知：通過折流板上的管子數(shù)為99 根, 這流管缺口處管子數(shù)為18根。弓形折流板的缺口高度應保證流體在缺口處的流通截面積與流體在兩折流板間錯流的流通面積接近，以免因流動速度變化引起壓降。當選好殼程流體流速 后，就可以確定保證流速所需的流通截面積由上面的計算出的已知結果可以由下面的方程式求得折流板的缺口面積:Ds21(1 h)s in Ds 220.512“ 2 0.125 .(1sin4230.530.03361m2式中Awg表示折流板缺口面積；Ds表示殼體外徑；B表示折流板圓心角。錯流區(qū)內(nèi)管數(shù)占總管數(shù)

24、的百分數(shù):Fc丄 2(置)sin arccos(Ds 2h) 2arccos( Ds 2hDlDl)丄2(0.5 2 0-125)sinarccos(°-5 2 0'125) 2arccos(0'5 2 °'125)0.3470.3470.347(30)0.764553式中Fc表示錯流區(qū)內(nèi)管數(shù)占總管數(shù)的百分比；Ds表示殼體外徑；Dl表示殼體內(nèi) 徑；h表示缺口弦咼度。缺口處管子所占面積:d。28nt0.02281041 0.7645530.00681891(31)式中do表示傳熱管外徑；nt表示傳熱管的總管子根數(shù)；Fc表示錯流區(qū)內(nèi)管數(shù)占 總管數(shù)的百分數(shù)

25、流體在缺口處流通面積：A Awg Awt 0.0312 0.00681891 0.024389m2(32)式中Ab表示流體在缺口處流通面積；Awg表示折流板缺口面積；Awt表示缺口處 管子所占面積流體在兩折流板間錯流流通截面積：D dAc lsDs Dl -L0 s do s0.2 0.50.3470.347 0.0250.032 0.025 0.03220.043567 m式中Ac表示兩折流板間錯流流通截面積；Ds表示殼體內(nèi)徑；Dl表示管束外圓直 徑；d0表示傳熱管外徑；s表示管中心距殼程流通截面積：A , AbgAc0.024389 0.043567 0.032597m2（34）式中As表

26、示殼程流通面積；Ab表示流體在缺口處流通面積；Ac表示流體在兩折 流板間錯流流通面積。0.203726 m殼程接管直徑:(35)式中D1表示殼程接管直徑；As表示殼程流通面積。將（37）式結果圓整到最接近的標準管徑，取？203 X 6由管子布置圖，可以知道錯流區(qū)一排管束：Nc=12根。每一缺口內(nèi)的有效錯流管排數(shù):h0 125Ncw 0.80.83.608(36)Sp0.0277式中Ncw表示每一缺口內(nèi)的有效錯流管排數(shù)；h表示缺口弦高度；sp表示平行于 流向的管距在1-2管殼式換熱器設計中，可使旁通流道數(shù)為1，取旁通擋板數(shù)為3對錯流面積中旁流面積所占分數(shù):Fbp (Ds Dl頭咗兒/人(0.5

27、0.347 0.5 1 0.044) 0.2/0.043567(37)0.722式中Fbp表示錯流面積中旁流面積所占分數(shù)；Ds表示殼體內(nèi)徑；Dl表示管束外圓 直徑；Ne表示旁流通道數(shù)；Ac表示流體在兩折流板間錯流流通截面積。一塊折流板上管子和管孔間泄面積:1Abd。dH d。1 Fc n20.025 0.0254 0.025 0.21 0.764553 114(38)0.0031598m2式中Atb表示一塊折流板上管子和管孔間泄面積；d°表示傳熱管外徑；dH表示 折流板管孔直徑；Fc表示錯流區(qū)內(nèi)管數(shù)占總管數(shù)的百分數(shù)；nt表示傳熱管總根數(shù)。折流板外緣與殼體內(nèi)壁間泄面積:Ds DsDbs

28、b2arccos 1Ds0.50.5 0.4955 r, arccos 120.0024212m22 0.1127 0.5(39)式中Asb表示折流板外緣與殼體內(nèi)壁間泄面積;Ds表示殼體外徑；Db表示折流板直徑；h表示缺口弦咼度。第六章?lián)Q熱系數(shù)的計算6.1管程換熱系數(shù)管程的雷諾數(shù):Re222di21 996.2 0.020.000742226804.09式中Re2表示管程的雷諾數(shù)；3 2表示管程內(nèi)水流速；p 2表示水的密度;水的黏度；di表示傳熱管的內(nèi)徑。管程換熱系數(shù)：（40）2表示0.023Re20.8 Pr20.4di0.66230.020 80.023 26804.09 .0 44.67

29、755 .4924.03W, (m2g°C)式中a2表示管程換熱系數(shù)；入2表示水的導熱系數(shù)；di表示傳熱管內(nèi)徑；Re2表示 管程的雷諾數(shù)；Pr2表示水的普朗特數(shù)。6.2殼程換熱系數(shù)殼程雷諾數(shù):Re1M 1d0iAc2.77778 0.02540.0005152 0.04356731110.1359(42)式中Re1表示殼程雷諾數(shù)；M1表示煤油流量；d 0表示傳熱管的外徑；Ac表示流體在兩折流板間錯流流通截面積。假定殼程流體全部錯流流過管束，在此理想管束中純錯流時的柯爾本傳熱因 子，可由熱交換器原理與設計圖 2.28查出：理想管束傳熱因子js=0.007。折流板缺口校正因子jc可由熱交

30、換器原理與設計圖 2.29查出：折流板缺口校正因子jc=10.25。0.00242120.00242120.0031597990.4372(43)0.00242120.003159790.0435670.1546(44)式中Asb表示折流板外緣與殼體內(nèi)壁間泄面積;Atb表示一塊折流板上管子與管孔間泄面積；Ac表示流體在兩折流板之間錯流流通面積。折流板泄露影響的校正因子是等式（43）和（44）的函數(shù)，可由熱交換 器原理與設計圖2.30查取折流板泄露影響的校正因子j=0.87。管束旁通影響的校正因子jb，它是 甩和Nss/Nc （Nss為每一錯流區(qū)內(nèi)旁路擋 板對數(shù)，Nc為錯流區(qū)內(nèi)管排數(shù)）的函數(shù)，可

31、由可由熱交換器原理與設計圖2.31 查取 jb=0.94。殼程傳熱因子:(45)j0jsjbjjc 0.007 0.94 0.87 1.1 0.006297式中j0表示殼程傳熱因子；jb表示管束旁通影響的校正因子；jl折流板泄露影響 的校正因子；jc表示折流板缺口校正因子；js表示理想管束傳熱因子殼程質量流速:GsM1AS2.777780.03259785.21468 kg. m2gs(46)式中Gs表示殼程質量流速；M1表示煤油流量；As表示殼程流通截面積假定殼側壁面溫度tw=55 C。壁溫下的煤油黏度 財，查物性表 財=0.001203Kg/（卅* s）。殼側換熱系數(shù):G2 3 sCpR

32、'0.14w10.006297 85.21468 2.435 12.1631231.3831 W m2goC0.00051250.0007790.14(47)式中a1表示殼側換熱系數(shù)；j0表示殼程傳熱因子；Gs表示殼程質量流速；Cp表 示定性溫度下的煤油比熱；Pr表示定性溫度下的煤油普朗特常數(shù)；卩 表示定性溫 度下的煤油黏度；卩w1表示定性壁溫下煤油的黏度。第七章需用傳熱面積表6-1水的污垢熱阻經(jīng)驗數(shù)據(jù)m2* C /W加熱流體溫度w115 C加熱流體溫度116 205 C水的種類水溫w52 C水溫 53 C水速w 1m/s水速1m/s水速w 1m/s水速1m/s干凈的軟水0.00017

33、0.000170.000340.00034自來水0.000170.000170.000340.00034井水0.000170.000170.000340.00034種類污垢熱阻粗煤油0.00043成品煤油0.00017 0.00026換熱器設計中使用的冷卻水為自來水。由表6-1可知冷卻水的污垢熱阻=0.00017/W。由表6-2，可選成品煤油的污垢熱阻rsi=0.00025 m2/W。校正傳熱系數(shù):1d°1 dors2di 2 di1231.383110.000250.000340.0250.0214924.030.0250.02(48)190.451W： m2g°C式中K

34、表示校正傳熱系數(shù)；a1表示殼側換熱系數(shù)；rs1表示成品煤油污垢熱阻；rs2表示冷卻水污垢熱阻；d0表示傳熱管外徑；d i表示傳熱管內(nèi)徑由以上計算結果，可以計算出傳熱面積:QK tm928.00190.451 45.41492107.2921m(49)式中Q表示傳熱量；K表示校正傳熱系數(shù)；Atm表示有效平均溫差F"107.4424傳熱面積之比二1.0014F 166.8752由等式（50）可知換熱器設計面積符合設計要求檢驗殼側壁溫:1tw1tm1KQ11tm110 190.45110.0001745.4149136.654470.4567°C（51）式中tw1表示檢驗殼側壁溫

35、；tm1表示煤油定性溫度；K表示校正傳熱系數(shù)；a 1表示殼側換熱系數(shù)；S1表示成品煤油污垢熱阻；Atm表示有效平均溫差第八章流動阻力計算換熱器內(nèi)流動阻力引起的壓降，是衡量運行經(jīng)濟效益的一個重要指標。 如果 壓降大，消耗的功率多，就需要配備功率較大的動力設備來補償因壓力降低所消 耗的能量。由流體力學可知，產(chǎn)生流動阻力的原因與影響因素可歸納為：流體具有黏性,流動時存在著內(nèi)摩擦，是產(chǎn)生流動阻力的根源；固定的管壁或其他形狀的固體壁面，促使流動的流體內(nèi)部發(fā)生相對運動， 為流動阻力的產(chǎn)生提供了條件。 所以流 動阻力的大小與流體本身的物理性質、流動狀況及壁面的形狀等因素有關。換熱器中的流動阻力可分為兩部分，

36、 即流體與壁面間的摩擦阻力；流體在流 動過程中，由于方向改變或速度突然改變所產(chǎn)生的局部阻力。管殼式換熱器的管程阻力和殼程阻力必須分別計算，由于阻力單位可表示為 壓力的單位，故一般用壓降 4P表示。管殼式換熱器允許的壓降如表 2-10所示。表7-1管殼式換熱器允許的壓降范圍換熱器的操作壓力（Pa ）允許的壓降（Pa）P<105（絕對壓力）A P=0.1PP=0105 （表壓）A P=0.5PP>105 （表壓）A P<5 X 408.1管程阻力計算管殼式換熱器管程阻力包括沿程阻力、回彎阻力和進出口連接阻力等三部分組成，因而R P Pr Pn（ 52）式中AR表示管程總阻力；AP

37、 i表示沿程阻力；AP r表示回彎阻力；APn表示進出口連接管阻力沿程阻力:4fi- 2 /di0.14(54)式中p2表示水的密度；32表示管程內(nèi)水流速度；Z表示傳熱管的總根數(shù)。12996.2 12f0.144 0.00650.0007422 0.00065330.02 211431.96323 Pa式中fi表示管內(nèi)摩擦因子；L表示管程總長；di表示傳熱管內(nèi)徑；p 2表示水的密度；3 2表示管程內(nèi)水流速度；卩2表示冷卻水黏度；卩w2表示壁溫下的水黏度?；貜澴枇?996.2 1241143978.8Pa2進出口連接管阻力:Pn1.51.5 99621747.15Pa2(55)式中p2表示水的密

38、度；3 2表示管程內(nèi)水流速度。管程總阻力:PN 11431.963233978.8 747.1516156.79Pa(56)8.2殼程阻力計算對于相同的雷諾數(shù)，殼程摩擦系數(shù)大于管程摩擦系數(shù)，因為流過管束的流動 有加速、方向變化等。但殼程的壓降不一定大，因壓降與流速、水力直徑、折流 板數(shù)、流體密度等有關，因此在相同的雷諾數(shù)時殼程壓降有可能壁管程低。查熱交換器原理與設計圖2.36可知理想管束摩擦系數(shù)。理想管束錯流段阻力:2i - M1 Nc；0.14Pbk4 f2仁 w12 Ac122.777785o.i44 0.1320.0005125 0.0007792 0.04656775811.8232 Pa(57)式中APbk表示理想管束錯流段阻力；fk表示理想管束摩擦系數(shù)；M