1、1 换热器压力损失计算序号组成 方程式 说明管程压力损失P i， Pa Pi=(Pi1+Pi2)fiNpNs+Pi3Ns直管压力损失P 1，Pa Pi1=L2/2/dc 回弯压力损失P i2，Pa Pi2=1.52管箱进出口压力损失P i3，Pa Pi3=0.752雷诺数 Re Rei=dc/ 摩擦系数；L 管长 m； 流体密度kg/m3； 流体流速 m/s；d c 当量直径取管内径 m 绝对粘度 Pas；N p 管程数；N s 壳程数；fi 管程结构校正系数，252.5 钢管取 1.4，192 钢管取 1.5；i=64/Re 适用于层流i=0.0056+0.5Rei-0.32 紊流、光滑管，
2、适用于 Re=31033106i=0.3167Rei-0.25 紊流、光滑管，适用于 Re=310331051摩擦系数 i=0.014+1.56Rei-0.42 紊流、粗糙管，310 331062 壳程压力损失P 0， Pa P0=(Po1+Po2)foNpNs fo：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) oo2/2 F 管子排列形式对压降的校正系数，正三角形排列 0.5，正方形 0.3，斜转正方形0.4缺口压力损失 Po2，Pa Po2= Nb(3.5-2B/D) oo2/2 Nb：折流板数量；B:折流板间距，m ；中心管排处
3、最小截面积 Ao，m 2 Ao= B (Di-NTCdo) Di：壳体内径 m；d o：换热管外径，m管束中心线管排上的管子数NTC=1.1NT0.5 NT：管子总数;NTC=1.19NT0.5fo=5.0Reo-0.228 Reo5002 弓形折流板相关计算deo=4(s2-do2/4)/do 正方形排列壳体侧当量直径deo=4(30.5s2/2-do2/4)/do 正三角排列S：换热管中心距，m ；do：换热管外径，m。最大流通面积 As=BDi(1-do/S) 计算流量 B：折流板间距；D i：壳体内径，m。NU=0.36Re0.55Pr1/3(/w)0.14 Re2000NU=0.5R
4、e0.507Pr1/3(/w)0.14 Re=102000NU=0.23Re0.6Pr1/3( /w)0.14 当量直径 do 流速取最窄通道处流速Re=21043104=1.72/ d o0.4Re0.6Pr1/3(/w)0.14 Re=1006104上式采用当量直径最小流通面积de=(Di2-NT do2)/ (Di+NT do)Am=(ASAW)1/2AW=AS(1-do2/S2)：正方形排列时取 0.907正三角形排列时取 0.758换热器一般按转角正方形排列33.1 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/Kg =0.725(g23/dt)1/4 水
5、平单管层流时外表面传热系数液膜两侧温差（t N- tw） ，t =1.13(g23 /Lt)1/4 冷凝液沿垂直管或垂直板层流时饱和蒸汽温度， tN =0.725(m g23/ndt)1/4 m:垂直列数壁温， tw =0.15(g23/2)1/3（4G/） -1/3 水平的管或管束，当 Re2100凝液的粘度，Pas =0.0071(g23/2)1/3（4G/） -0.4 当 Re2100凝液的密度，kg/m 3 G=W/L 对水平管重力加速度，m/s 2 g G=W/Lns 对水平管束管外径，m d管长或壁长，m L液膜的热导率，w/m2 正方形直排 ns=1.288 n 0.48冷凝液量
6、，kg/s G 错排 ns=1.370 n 0.518冷凝液流的股数， ns ns=管束的总管数 /每排的管子数 三角形直排 ns=1.08 n 0.459管子总数， n 错排 ns=1.0220 n 0.5193.2 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/kg CpL Nu=db/L=3.2510-4Pe0.6Gu0.125Kp0.7 计算管内沸腾关联式气化潜热，J/Kg r =3.2510-4（qd b/ rav） 0.6(gdb3L2/2)0.125(pdb/)
7、0.7/db 在容积沸腾也符合饱和液体的粘度，Pas 饱和液体的密度，kg/m 3 L饱和蒸汽的密度，kg/m 3蒸汽的定性温度取（t S+ tw）/2v饱和液体的普朗特数 PrL液体-气体之间表面张力，N/m重力加速度，m/s 2 g加热表面液体组合系数 CWL经验系数，S 水 =1；S 它=1.7S沸腾热流密度，W/m 2 q q= at壁面过热度（t w- tS） ， t沸腾绝对压强，Pa P导温系数 a a=/CpLL沸腾皮克列特征数 Pe Pe=（qd b/arv） 0.6伽利略特征数 Gu Gu=(gdb3L2/2)0.125气泡直径，m db db=0.02/( L -v)g0.
8、5反应压力影响的特征数 Kp Kp=(pdb/)0.7液体导热系数，w/m L沸腾表面传热系数，w/m 2 传热面传热系数，钢铁取 1.0 C%气体常数 R4 重沸器入口管流速计算塔底流量，kg/h 14132密度()，kg/m 3 635粘度()，mPa.s 0.19液位高度，m 6压头，N/m 2=Pa P=hg=66359.807=0.037365雷诺数， Re=d u/=354W/ d=354v/ d Re=354W/ d=35414132/80/0.19=329126摩擦系数 =0.028 u= 354W/d2=1.231P=10 -6LuL2L/2d=0.0286351.23121
9、0/2/0.1=0.001684i=64/ Re() 层流时 Re2000摩擦系数，i=0.014+1.56Rei-0.42 紊流、粗糙管，310 33106重沸器出口管线物性或参数 气相 液相质量流量，kg/h W=12112/2=6056质量流量，kg/h WG=0.25 W=1514 WL=0.75 W=4542密度，kg/m 3 G=5.288 L=620粘度，mPa.s G=0.0072 L=0.18临界温度， 0k 570 特性因数 12.78 表面张力，N/m (TC-T)/ TC=(570-273-137)/570=0.2807 L=150/12.78=11.74 k=150管
10、道直径，mm d=100=0.1管长，m L=10管件,个 10管始端压力，MPa水平管流型判定 BY=7.1 WG/A(LG)0.5=9.04 WG/d2(LG)0.5=9.040.25 W/0.12/(5.288620)0.5=54213/23903当 BY80000 时，为气泡流或环状流BX=(2.1 WL/WG) (LG)0.5/L0.67( L0.33/L)=(2.125/75) (6205.288)0.5/6200.67( 0.000180.33/0.01174)=221.12当 BY80000 时，根据 BXBY判定流型柱状流垂直管流型判断 Fr=( WG/G+ WL/L)/36
11、00/A2/gd=( WG/G+ WL/L)/d22/212.64gd=( 1514/5.288+ 4542/620)/0.122/212.64gd=0.82在图 3.2.2-2 中查找流型Fv= (WG/G)/ ( WG/G+ WL/L)=0.96 HGT/20570.7-95 中 P210 柱状流均相法混合密度，kg/m 3 H=1/(0.25/G+0.75/L)=20.624混合粘度，mPa.s H=H(0.25G/G+0.75L/L)=0.0115混合平均流速，m/s uH= W/36000.785 d2.H=353.9 W/d2.H=10.39雷诺数 Re=d u/=10010.3920.624/0.0115=1.86106相对粗糙度 =0.2 /d=0.2/100=0.002摩擦系数 查表 =0.024 i=0.014+1.56Rei-0.42=0.0176 HGT/20570.7-95 中直管段摩擦压力降，MPaP=310 -6H uH2L/2d=0.01603上升管压力降，MPa P=710 -6Hg=0.0014158入口管压力降， P=0.001684P=610-6Hg=0.037365上升管压力压差 0.037365-0.001684-0.01603-0.0014158=0.01824 uH=（2 P10-6/H）=42.05
