22 管壳式换热器的结构计算

2.2管壳式换热器的结构计算•在换热器设计中，传热计算之后即是结构计算。•结构计算的任务在于确定设备的主要尺寸，对于管壳式换热器，主要包括：•1）计算管程截面积（管子尺寸、数目及程数，管子排列方式）•2）壳体直径•3）壳程截面积•4）计算进出口连接管尺寸2.2.1管程流通截面积•基本方程为连续性方程单管程换热器的管程流通截面积为：smwmkgskgMmAwMAtttttttt//,//32管程流体流速，管程流体密度管程流体质量流量，管程流通截面积，−−−−−−−−=ρρ()外直径的平均值。两层数值接近，则取内值；若取换热系数小一侧的数换热管计算直径，一般为：每根管子的长度传热面为满足传热计算结果的换热管内径，需管数为：和流速通过换热器，则为保证流体以上述流量−−=⇒×=×=−−=⇒×⎟⎠⎞⎜⎝⎛×=ddnFLndLnRLFLmFmddAnndAiititπππππ/2,/42222•管长的选用应考虑管材的合理使用和清洗方便，•目前换热管长度与壳体直径之比一般在4～25，通常为6～10，立式换热器以L/D＝4～6为宜。•因我国生产的钢管长度多为6m，故系列标准中的管长有1.5，2，3或6m四种，其中以3m和6m昀为普遍。•如果按上式算出管长过长，则需分程。上，便于制造。一封头管箱便进出口连接管做在同所以程数宜取偶数，以增加。使流动阻力数多增加流体转弯次数同时短路机会增加；程管数减少，占据管板过多面积，排程数过多导致分程隔板每程管数每程管长；管程总长；为：于是管子总数＝为：后，管程数管子的长度选为−−−−−−=nmlmLnlLltttttZnn/ZZ2.2.2壳体直径的确定•换热器壳体内径应等于或稍大于管板直径，通常是根据管径，管数和管子的排列方法，用作图法确定。当管数较多又要反复计算时，可参考系列标准或通过估算初选外壳直径，待设计完成后再用作图法画出管子的排列图。为使管子均匀排列，防止流体走“短路”，可以适当增减一定数目的管子或安排一些拉杆。•初步设计中，可采用下式估算外壳直径：•DS=(b-1)s+2b′式中：DS——壳体内径，m；s——管中心距，m；b′——管束中心线上昀外层管的中心至壳体内壁的距离，m，一般取b′=(1～1.5)do；b——位于管束中心线上管数，其值可由以下公式计算：管子按等边三角形排列时，b=1.1nt0.5管子按正方形排列时，b=1.19nt0.5式中：nt——换热器的总管数。根据计算得到的壳径应圆整到国家规定的标准。2.2.3壳程流体截面积的计算壳程流通截面积的计算在于确定纵向隔板或折流板的数目与尺寸。smwmkgskgMmAwMAssssssss///;/132壳程流体流速；壳程流体的密度；壳程流体的质量流量；壳程流通截面积用连续性方程。确定其长度，计算时采、对于纵向隔板，主要−−−−−−−−′=′ρρ()()20220244dnDAZdnDZAtssstsss−′−=′ππ＝或流程数：截面积相等：程的流通设纵向隔板后，每一流速度基本相等。即在装流动时的持与各流程中顺着管束折流板转弯时的流速保体在经过度的基本原则是要使流确定纵向折流板所需长2）弓形折流板其缺口高度（h）应能保证流体在缺口处的流通截面积与流体在两折流板之间错流的流通截面积接近，避免流动速度变化而引起压降。当选好壳程流体的流速后，就可方便地确定为保证此流速所需的基准流通截面积（As）。()⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−−=⎟⎠⎞⎜⎝⎛−×××−×⎟⎠⎞⎜⎝⎛=⇒⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−=∴−=−==2sin212422sin2222121arccos2;212/2/2cos22θθθθθθθθssssswgsssswgwtwgbbDhDhDDDADhDhDhDAAAAAQ的等腰三角形面积的扇型面积－角度为弧度为积－缺口处管子所占截面＝缺口总截面积通截面积，则表示流体在缺口处的流若以()折流板切口中心角布管限定圆直径壳体内径折流板缺口高度＋＝数的百分数。错流区内管子数占总管＝弓形部分管子根数−−−−−−−−⎭⎬⎫⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−−⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−⎩⎨⎧⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−−−−×=θππππLsLsLsLsccctwtDDhDhDDhDDhDFFFnddA2arccos22arccossin2211842020流体在两折流板间错流的流通截面积以AC表示()()cbscbsnosooLLssconoLLsscAAAAAAssdldssdDDDlAdssdDDDlA×−−−−−−⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡−⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−+−=⎥⎦⎤⎢⎣⎡−⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−+−=＝之间满足关系：、、管间距与流向垂直的管间距；管子外径－－折流板间距；列时：当排列方式为三角形排转或直列排列时：当排列方式为正方形斜与流向垂直的管间距的算术平均值与盘径－－环内径或使＝＝则应：积面减去该处管子所占面表示盘周至圆筒内壁截流通面积，表示盘板和环板之间的面积，表示环板圆孔处的流通若以盘环形折流板−−⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛−==nmnomSsDDDsdhDaaaAaaaaaa212323213211;)3π2.2.4进出口连接管直径的计算流口）立式换热器可设置溢为口，昀小直径气口，昀低点设置排液和壳程的昀高点设置放，应在管程行放气和排液的换热器）对于不能利用接管进面计接口接口、压力表接口和液）必要时要设置温度计时，应采用对焊法兰）设计温度对接管的要求：到昀接近的标准管径。计算出的管径还应圆整仍采用连续性方程：42032300113.1422mmCwMwMDDwwsM°≥==⇒⎟⎠⎞⎜⎝⎛==ρπρπρρ2.3管壳式换热器的传热计算目的在于使所设计的换热器能在传热系数、传热面积和平均温差等方面的综合结果满足传热方程式。•1.K的物理意义•当Δt=1℃时，K=dQ/dS•物理意义：冷热流体温度差为1℃时，单位面积单位时间内导入(或导出)的热量，J•或：总传热系数在数值上等于单位温度差下的总传热量。•2.K的倒数的含义•总传热系数倒数1/K代表间壁两侧流体传热的总热阻。•3.K须和所选择的传热面积相对应•所选传热面积不同，K的数值也不同：•dQ=Ki(T-t)dSi=Ko(T-t)dSo=Km(T-t)dSm•∵dQ、(T-t)与选择的基准面积无关omommooioioiiodddSdSKKdddLddLddSdSKK===ππ==∴2.3.1传热系数的确定•总传热系数K的计算式•如前述，两流体通过管壁的传热包括以下过程：•热流体在流动过程中把热量传递给管壁的对流传热•通过管壁的热传导•管壁与流动中的冷流体之间的对流传热•以上过程用微分方程表示，即：管程热流体壳程冷流体TTWttWδowom)()()(−=−=−=αδλα壳程冷流体：管壁：管程热流体：•整理以上三式，得各过程推动力并相加，即：)1(1dd1KtdSKdQ1dd1dSdSdSdQdSdQ)11()()()(owooooowoowooowomwiiomwiiomwiioomwiiαλδααλδααλδααλδα++=Δ=++Δ=++Δ=++=Δ=−=−+−+−，得联立，得：，两边同除解得)3(ddd1K)2(dd11Kmwimmiiwioowioomwidddαλδααλδα++=++=同理：以上三式均为总传热系数的计算式。)1(1dd1Koooomwwiiddαλδα++=•总传热系数也可以表示为热阻的形式，即：oowioomwiomwiddddαλδααλδααλδαmwimmiiwiowioodddK1dd1K11dddK1++=++=++=〖说明〗间壁两侧流体间传热的总热阻等于两侧流体的对流传热的热阻及管壁热传导的热阻之和。污垢热阻•换热器操作一段时间后，由于温度的关系或流体的不洁净等，传热面上常有污垢积存。这些垢层虽然不厚，但由于其导热系数小，导热热阻很大，对传热产生附加热阻，称为污垢热阻。因此计算总传热系数时要考虑到污垢热阻的影响，因垢层厚度及其导热系数难以确定，通常是根据经验选用污垢热阻来作为计算依据。若管壁两侧污垢热阻分别用rsi和rso表示时，总热阻为：osomwiosiiirdddrdαλδα1ddK1owoo++++=常见流体在壁面产生的污垢热阻大致数值范围见附表。实际选用时还要考虑操作条件以及使用时间对其的影响，在换热器使用过程中，为保证其应有的传热速率，应进行定期清洗。在总传热速率方程式中，应注意K和S的对应关系•选择的S不同，K的数值也不同。通常换热器的规格是用管外表面积So表示的，故基于So的Ko应用较多。各种手册中所列的K值，如无特殊说明，可视为Ko。•对平壁时或薄圆筒壁(管径大而管壁又薄)，di≈do，且污垢、管壁热阻(λ大)不计时••欲提高K值，必须设法减小起决定作用的热阻。oioioiαααααα+=⇒+=K11K12.3.2换热系数的计算•1）管内外换热系数流体流过各种形式传热壁面时的α，一般是在试验数据的基础上，把它的变化规律整理成努赛尔准数（Nu）或传热因子（Jh）与雷诺数（Re)之间的关系用公式或线图的形式表现出来。()()()()()()()eHhwrwrwrrewrreuHwruheuRjjPwcPcwllPPRlPPRNjPNjwlwlRlN××=×××=×××=⋅=⋅=−−−−−−==−−−−−−＝：传热因子之间的关系为科恩传热因子与柯尔本柯尔本传热因子：科恩传热因子：流体运动粘度流体流速定型尺寸14.03/214.03/214.03/214.03/214.03/1////11///;;/;/μμραμμνρλνλαμμλαμμμμννλα•各种流动形式下的Nu或jh与Re的关系在各类《传热学》有专门的叙述。表2.8中摘录了部分公式，同时图2.26示出了jh与Re的关系，均可作为计算的参考，在确定了Nu或jh之后，就可由定义式求出管内换热系数。•但是表2.8所列准则方程式用于壳侧的换热计算时，特别是装有折流板时，由于此时流动并非典型的错流，会带来很大误差。所以壳侧换热系数主要用下列公式计算()14.03/16.06.04/08.2102~32)1wfrfomefooePdGddRμμμλα⎟⎟⎠⎞⎜⎜⎝⎛=×=时；）盘环折流板：按管内湍流公式计算。直径后再束流动考虑，求得当量无折流板：一般按顺管3)弓形折流板•弓形折流板是应用昀为普遍、占主导地位的一种折流板，因而对其研究较早、较多。对于管壳式热交换器：•柯尔本早在1933年就首先提出以”理想管束”数据为基础的关联式，对于具有折流板的实际热交换器，其情况远比理想管束复杂，因而他的公式在使用中有很大误差。•1949年，多诺霍(Donohue)发表了一个在柯尔本关联式基础上加以改进的计算方法。•1950年，科恩也在多诺霍法基础上作了一些改进，在其著作中提出他的计算公式，该式的优点是同时考虑了传热问题以及壳程－管程流动、温度分布、结垢及结构等问题，是—个比较完整的设计公式，但只适用于25％的圆缺情况。廷克流动模型•廷克在1947年提出一个引入注目的壳侧流体流动模型，它将壳侧流体分为错流、漏流及旁流等几种流路，每个流路各有自己的特点流路A:由于管子与折流板上的管孔间存在间隙，而折流板前后又存在压差所造成的泄漏，它随着管外壁的结垢而减小。此流路在环形间隙内有非常高的换热系数，但却降低了主流速度，故对传热不利。•流路B：这是真正横向流过管束的流路．它是对传热和阻力影响昀大的一项。•流路C：管束昀外层管子与壳体间存在间隙而产生的旁路。此旁路流量可达相当大的数值。设置旁路挡板，可改善此流路对传热的不利影响。•流路D：由于折流板和壳体内壁间存在一定间隙所形成的漏流，它不但对传热不利．而且会使温度发生相当大的畸变，特别在层流流动时，此流路可达相当大的数值。•流路E：对于多管程，因为安置分程隔板而使壳程形成了不为管子所占据的通道，若用来形成多管程的隔板设置在主横向流的方向上，它将会造成一股(或多股)旁路。此时若