管式换热器计算温差校正系数φΔt T-t

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　　部分 列管式换热器选型设计计算 列管式换热器设计过程中的常见问题 换热器设计的优劣终要以是否适用、经济、安全、负荷弹性大、操作可靠、检修清洗方便等为考察原则。当这些原则相互矛盾时，应在首先满足基本要求的情况下再考虑一般原则。 流体流动空间的选择原则 不洁净和易结垢的流体宜走管内，因为管内清洗比较方便。 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排出冷凝液，且蒸气较洁净，它对清洗无要求。 有毒流体宜走管内，使泄漏机会较少。管式换热器 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由 于流速和流向的不断改变，在低Re（Re100）下即可达到湍流，可以提高对流传热系数。 对于刚性结构的换热器，若两流体的温度差较大，管式换热器管式换热器对流传热系数较大者宜走管间，因壁面温度与α大的流体温度相近，管式换热器可以减少热应力。 在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾。 2．流体流速的选择 根据管内湍流时对流传热系数αi∝u0.8，流速增大，则αi增大，同时污垢热阻Rsi减小，利于传热，从而可减少传热面积，节约设备费用；但同时又使压降增大，加大了动力消耗，提高了操作费用。可见应全面分析权衡比较适宜的流速。 所选流速要尽量使流体湍流，有利传热。 所选流速应使管长或程数恰当。管子过长，不便于清洗管内污垢；而管子过短，管程数增加，使结构复杂化，传热温差减少，均会降低传热效果。 粘度大的流体，流速应小些，可按滞流处理。 高密度流体（液体），阻力消耗与传热速率相比一般较小，可适当提高流速。 在我们教材及换热器设计手册中均给了出一些经验数据，以供参考。 3．管子规格及排列情况 （1）管径选择：国内换热器系列标准件中管子规格为Φ25×2.5mm、Φ19×2mm，在再沸器中可采用Φ38×3mm。 管长：以清洗方便和合理使用管材为原则，系列标准件中采用1.5m，2m，3 m和6m四种。 管子排列方法 管子在管板上的排列方法有三种：正三角形，正方形直列和正方形错列（见化工原理下册，天大版，P256，图4-25）。 正三角形排列使用普遍，在同一管板面积上可以排列较多传热管，管外流体搅动较大，对流传热系数较高，但相应阻力也较大，管间不易清洗；正方形直列便于清洗管外表面，但传热系数较小；正方形错列介于上述两者之间，对流传热系数高于正方形直列。 （4）管中心距t 管子与管板采用胀管法连接t=(1.3-1.5)do， 管子与管板采用焊管法连接t=1.25do，相邻两管外壁间距不应小于6mm。 4．折流挡板 前面已述常用的有圆缺形和盘环形挡板（见化工原理下册，天大版，P257，图4-27），而又以缺口面积为壳体内截面积25%的圆缺形折板用的广泛。 折流挡板间距h：h=0.2~1D（壳内径），系列标准件中采用的板间距为：固定管板式有150、300、600mm三种，浮头式有150、200、300、480和600mm五种。 5．流体流动阻力 一般分管程、壳程两部分。一般对液体，流经换热器压降104-105Pa，对气体，压降为103-104Pa。 二．选型设计计算步骤 1．试算并初选设备规格 （1）确定流体在换热器中的流动途径：管程及壳程。 （2）根据传热任务计算热负荷Q：Q=WhCph(T1-T2)=WcCPC(t2-t1)或Q=Wr （3）确定载热体种类，进、出口温度，根据热量衡算式计算载热体用量 （4）计算冷、热流体的定性温度，并确定定性温度下流体的物性（可列表表示）：ρ、μ、CP、λ、 r等。 （5）初算平均温度差(T-t)m，并根据温度校正系数(φΔt)不应小于0.8的原则，决定壳程数 (T-t)m逆=， φ△t=f(P,R) （6）根据实际操作情况，初选总传热系数K值。 （7）根据传热速率方程，初算传热面积S需，S需=，按系列标准选择设备规格，并列出所选设备的基本参数（壳径、公称压强、公称面积、管式换热器管程数、管子规格、管长、管子数、管子排列方法、管心距、折流挡板形式、折流板数以及折流板间距等） 2．校核 （1）总传热系数K： 管程αi：无相变时αi=0.023Re0.8Prn 壳程αo：无相变 不装折流挡板时： 以当量直径de代替管内径di，注意de为流动当量直径 2）装折流挡板：若为25%圆缺形挡板 Nu=0.36Re0.55Pr1/3 ()0.14 或αo=0.36()0.55()1/3()0.14 应用范围： a)定性温度：除取壁温外，其他均取流体进、出温度的算术平均值。 b) Re=2×103~1×106 c) 当量直径de： 若管子为正方形排列，则de= 若管子为正三角形排列，则de= 式中，t——相邻两管中心距，m；do—— 管外径，m d) uo=v/Ao,Ao=HD(1-do/t) 式中，Ao为流体流过管间截面积,m2；，H为折板间距，m ；D为换热器外壳内径，m。 e) (μ/μω)0.14 近似值：对气体，可取1.0，对液体被加热时，取1.05，对液体被冷却时，取0.95。管式换热器 3) 壳程为蒸汽冷凝时（有相变），则管间不能装折流挡板，其对流传热系数α0按蒸汽冷凝传热系数关联式计算。 确定管程，壳程污垢热阻Rsi及Rso Ko核= （2）平均温度差： 根据所选换热器结构，计算温差校正系数φΔt (T-t)m=(T-t)m逆φΔt （3）传热面积S校 S校= （4）比较与S校和S设备 若S设备/S校=1.10~1.15，则初选换热合适。否则需要另设K值，重复以上计算。 3．流体力学计算：包括管程和壳程 （1）管程流体阻力∑ΔPi： ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FTNSNP 式中，ΔP1---直管阻力的压强降,Pa， ΔP1=, Pa ΔP2---回弯管的压强降,Pa，ΔP2 =，Pa Ft-结垢校正系数，Φ25×2.5mm ，Ft=1.4，Φ19×2mm，Ft=1.5 NP,NS-管程数，壳程数（或串联换热器个数） 壳程流体阻力∑ΔPO ①无相变时，∑ΔPO=(ΔP1/+ΔP2/)FS·NS 式中，FS---壳程压降结垢校正因数，液体：FS=1.15；气体：FS=1.0 NS---壳程数 ΔP1/---流体横过管束的压降，Pa， ΔP1/=F·f0nc(NB+1), Pa 式中，F---管子排列对压降校正因数，正三角形排列：F=0.5；正方形错列：F=0.4；正方形直列：F=0.3 f0---壳程流体磨擦系数，Re0500: nc---横过管束中心线的管子数，正三角形排列：nc=1.1;正方形排列nc=1.19;n为总管数. NB---折流挡板数 ΔP2/---流体通过折流挡板缺口处压降，Pa， ΔP2/= NB（3.5 - ） 式中，H——折流挡板间距，m， u0——流速，m/s；u0= 其中，A---壳程流道面积，m2，A=h（D - ncd0）； D---壳内径，m；d0---管外径，m ②有相变，如蒸汽冷凝时，为复杂的两相流，其阻力可以不作计算。

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