换热器内阻力损失计算.docx

1 换热器压力损失计算序号组成方程式说明1管程压力损失△ P；, Pa△ P.=(A P.,+^ P.2)f.N N +△ P.3Ni' il ."ips .3 s直管压力损失△ P,,Pa△ P；]=^Lpu2/2/dc入摩擦系数；L管长mp流体密度kg/m3；U流体流速m/s； d当量直径取官内径m 卩绝对粘度Pa・s； N管程数;N壳程数；f.管程结构校正系数, 25x2.5钢管取1o 4,19x2钢管取1.5；回弯压力损失△ Pi2,Pa△ Pi2=1.5pu2管箱进出口压力损失△ Pi3, Pa△Pi3=0o 75pu2雷诺数ReRe；=pudc/p摩擦系数入九.=64/Rei适用于层流入.=0.0056+0.5Re.-0.32i i紊流、光滑管，适用于Re=3x103~3x106X,=0o 3167Re,—0.25i i紊流、光滑管，适用于Re=3x103〜3x105入.=0.014+1.56Re.—042i i紊流、粗糙管，3x103〜3x1062壳程压力损失APPa△ P0=(A P ,+△ P2) fNNfo：液体取1.15 ；气体或可凝蒸汽取1.0管束压力损失△ Po1，Pa△ Po1=FfoNTc(Nb+1)p°U°2/2F管子排列形式对压降的校正系数，正三 角形排列0o 5,正方形0.3,斜转正方形0o 4缺口压力损失△ P°2, Pa△ Po2= Nb ( 3 o 5-2B/D) p U 2/21 o oNb：折流板数量；B：折流板间距，m；中心管排处最小截面积Ao，m2Ao= B (Di-NTCdo)D；：壳体内径m； do：换热管外径，m管束中心线管排上的管子 数NTc=1.1Nt0o 5nt：管子总数；NTC=1o 19NT0o 5f =5.0Re -0o 228o oRe >500o2 弓形折流板相关计算壳体侧当量直径d =4 (s2-nd 2/4)/ndeo o 丿 o正方形排列S:换热管中心距,m； d。

换热管外径，m.d =4(30o 5s2/2-nd 2/4) /ndeo ' o o正三角排列最大流通面积As=BD.(1—do/S)计算流量B：折流板间距；D.：壳体内径,m°NU=0o 36Re0o 55Pr1/3@/yw)0.14R >2000eNU=0.5Re0.507Pr1/3(g/gw) 0o 14R =10~2000eNU=0o 23Re0.6Pr1/3(y/%) 0.14当量直径d流速取最窄通道处流速R =2x104 〜3x104aa=1.72 入 / do0o 4 [Re0.6Pr1/3@/pw) 0o 14]R =100〜6x104上式采用当量直 径最小流通面积de=(D,2—Nt do2)/ ( D.+Nt do)Am=(ASAW)1/2Aw=As(1—卩d°2/S2)卩:正方形排列时取0o 907正三角形排列时取0o 758 换热器一般按转角正方形排列3.1 蒸汽冷凝传热符号含义符号水平管外传热系数方程式适用条件气化潜热,J/Kgra=0.725(grp2Xa/dpA t)i/4水平单管层流时外表面传热系数液膜两侧温差（tN— tw）, °C△ ta=1.13 (grp2M/Lg t) 1/4冷凝液沿垂直管或垂直板层流时饱和蒸汽温度,。

ctNa=0725 (m grp2^3/nd^ tg) 1/4m：垂直列数壁温,Cta=015 (gp2入3/^2) 1/3 (4G/g) —1/3水平的管或管束，当ReV2100凝液的粘度，Pa • sa=0.0071(gp2入3/^2) 1/3 (4G/g) -0.4当 Re>2100凝液的密度，kg/m3pG=W/L对水平管重力加速度，m/s2gG=W/L ・ ns对水平管束管外径，md管长或壁长，mL液膜的热导率，w/m2・C九正方形直排ns=1288 n 0.48冷凝液量,kg/sG错排 ns=1.370 n 0.518冷凝液流的股数，nsns=管束的总管数/每排的管子数三角形直排ns=108 n 0459管子总数，n错排 ns=10220 n 05193.2 液体沸腾传热3.2.1 大容积沸腾:液体的流动是仅由液体与加热面的温差所引起的，称为大容积沸腾符号含义符号水平管外传热系数方程式适用条件饱和液体的比热容J/kgCCPlNu=adb/人=325x10-4Pe0.6Gu0125Kp0.7计算管内沸腾关联式气化潜热，J/Kgra=3.25x10—4入(qdb/ rapv) 0.6(gdb3pT2/g2)0。

125(pdb/o) 07/db在容积沸腾也符合饱和液体的粘度，Pa・sg饱和液体的密度，kg/m3pT饱和蒸汽的密度，kg/m3 蒸汽的定性温度取（tf + tw）/2pv饱和液体的普朗特数P「T液体-气体之间表面张力，N/m0重力加速度，m/s2g加热表面液体组合系数CWL经验系数,S , =1； S它=1水 它7S沸腾热流密度，W/m2= a^ t壁面过热度（t—tS）, c△ t沸腾绝对压强，Pap导温系数aa=X/CpT pT沸腾皮克列特征数PePe= (qdb/arpv) 06伽利略特征数GuGu=(gdb3pT 2/g2)0.125气泡直径，mdbdb=0.02 9 [g/ (pT -pv)g]o-5反应压力影响的特征数KpKp= (pdb/o)0.7液体导热系数，w/mC片沸腾表面传热系数，w/m2°Ca传热面传热系数,钢铁取1.0C0/气体常数R4 重沸器入口管流速计算塔底流量,kg/h14132密度(p)，kg/m3635粘度（卩），mPa.s019液位高度,m6压头，N/m2=PaP=hpg=6x635x9o 807=0.037365雷诺数，Re=d up/y=354W/ dy=354vp/ dpRe=354W/ dp=354X 14132/80/0.19=329126摩擦系数X=0o 028u= 354W/pd2=1o 231△P=10—6 九pLuL2L/2d=0.028X635X1.2312X10/2/0.1=0.001684摩擦系数，人=64/ Re()层流时ReW2000九.=0。

014+1.56Re.—o.42i i紊流、粗糙管，3x103〜3x106重沸器出口管线物性或参数气相液相质量流量，kg/hW=12112/2=6056质量流量，kg/hWG=0o 25 W=1514WL=0o 75 W=4542密度，kg/m3Pg=5.288pL =620粘度,mPaspG=0o 0072pL =0.18临界温度,ok570 特性因数12.78表面张力，N/m(TC—T) / TC= (570—273-137)/570=0.2807旺=150/12.78=11 o 74 ok=150管道直径，mmd=100=0o 1管长,mL=10管件，个10管始端压力，MPa水平管流型判定BY=7o 1 Wg/A (pLpG)0.5=9.04 WG/d2(pLpG)0.5=9.04x0.25 W/0o 12/(5 o 288x620) 0.5=54213/23903当By280000时，为气泡流或环状 流'BX= (2o 1 WL/WG)[ (pLpG)0o5/pL0o67] ( pL0.33/cL)=(2o 1x25/75) [ (620x5.288)0.5/6200o 67] ( 0° 000180.33/0°01174)=221o 12当B <80000时，根据BXB判定Y X Y流型柱状流垂直管流型判断Fr=[( WG/pG+ WL/pL) /3600/A] 2/gd==[(WG/pG+ WL/pL) /d2]2/212.64gd=[(1514/5o 288+ 4542/620) /0.12]2/212o 64gd=0o82在图3.2.2—2中查找流型Fv= (WG/pG) / ( WG/pG+ WL/pL)=0.96HGT/20570.7—95 中 P210 柱状流均相法混合密度，kg/m3pH=1/(0o 25/pG+0.75/pL )=20.624混合粘度,mPa.spH=pH(0o 25 pG/pG+0.75 pL/pL)=0 o 0115混合平均流速，m/suH= W/3600x0.785 d2.pH=353o 9 W/d2o pH=10o 39雷诺数Re=d up/p=100x10.39x20.624/0o 0115=1o 86x106相对粗糙度£=0.2 £/d=0o 2/100=0.002摩擦系数查表 九=0.024 X.=0o 014+1.56Re.—0o 42=0 o 0176i iHGT/20570.7—95 中直管段摩擦压力降，MPa△P=3 X 10-6XpH uH2L/2d=0.01603H H上升管压力降，MPa△P=7X 10—6pHg=0.0014158入口管压力降，△P=0.001684P=6X10—6pHg=0.037365上升管压力压差0.037365-0.001684—0。

01603—00014158=001824uH= (2APX10-6/pH) =42.05。