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△Pi, Pa 直管压力损失△P1,Pa 回弯压力损失△Pi2,Pa 管箱进出口压力损失△Pi3，Pa 雷诺数Re △Pi=(△Pi1+△Pi2)fiNpNs+△Pi3Ns λ摩擦系数；L管长m;ρ流体密度kg/m3； △Pi1=λLρυ2/2/dc υ流体流速m/s；dc当量直径取管内径m △Pi2=1.5ρυ2 μ绝对粘度Pa·s；Np管程数;Ns壳程数； 2△Pi3=0。75ρυ fi管程结构校正系数，25×2.5钢管取1。4， 19×2钢管取1.5； Rei=ρυdc/μ λi=/Re 适用于层流 紊流、光滑管，适用于Re=3×103~3×106 紊流、光滑管，适用于Re=3×103～3×105 。42 摩擦系数λ λi=0.0056+0.5Rei-0.32 λi=0。3167Rei—0.25 λi=0.014+1.56Rei—0紊流、粗糙管，3×103~3×106 2 壳程压力损失△P0， 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） ρoυo2/2 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) Nb:折流板数量；B：折流板间距，m； ρoυo2/2 中心管排处最小截面积Ao，m2 Ao= B (Di-NTCdo) Di：壳体内径m；do：换热管外径，m NTC=1.1NT0。5 管束中心线管排上的管子数 NT：管子总数; NTC=1。19NT05 fo=5.0Reo-0。228 。Reo＞500 2 弓形折流板相关计算 壳体侧当量直径 deo=4（s2-лdo2/4)/лdo deo=4(305s2/2-лdo2/4）/лdo 最大流通面积 上式采用当量直径 最小流通面积 3
As=BDi(1—do/S) NU=0。36Re0。正方形排列 正三角排列 计算流量 S:换热管中心距,m； do：换热管外径，m. B：折流板间距；Di：壳体内径,m。 Re＞2000 Re=10~2000 Pr1/3(μ/μw)0.14 。NU=0.5Re0.507Pr1/3(μ/μw）014 NU=0。23Re0.6Pr1/3(μ /μw）0.14 α=1.72λ/ do04［Re0.6Pr1/3(μ/μw）0de=(Di2—NT do2)/ （Di+NT do） Am=(ASAW)1/2 AW=AS（1—βdo2/S2） 。。14。55当量直径do 流速取最窄通道处流速 Re=2×104～3×104 ］ Re=100～6×104 β: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
3.1 蒸汽冷凝传热 符号含义 气化潜热,J/Kg 饱和蒸汽温度,℃ 壁温,℃ 凝液的粘度，Pa·s 凝液的密度，kg/m3 重力加速度，m/s2 管外径，m 管长或壁长，m 冷凝液量,kg/s 冷凝液流的股数， 管子总数, 符号 水平管外传热系数方程式 г tN tw μ ρ g d L G ns n ns=管束的总管数/每排的管子数 α=0.725(gгρ2λ3/dμ△t)1/4 α=1.13（gгρ2λ3 /Lμ△t）1/4 α=0。725（m gгρ2λ3/nd△tμ）1/4 适用条件 水平单管层流时外表面传热系数 冷凝液沿垂直管或垂直板层流时 m：垂直列数 液膜两侧温差（tN— tw），℃ △t 1/3—1/3 α=0。15（gρ2λ3/μ2）（4G/μ）水平的管或管束，当Re＜2100 α=0.0071(gρ2λ3/μ2）1/3（4G/μ）-0.4 当Re＞2100 G=W/L 对水平管 G=W/L·ns 对水平管束 正方形直排ns=1。288 n 0.48 错排ns=1.370 n 0.518 三角形直排ns=1。08 n 0。459 。519液膜的热导率，w/m2·℃ λ 错排ns=1。0220 n 0 3.2 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 饱和液体的比热容J/kg℃ 气化潜热，J/Kg 饱和液体的粘度，Pa·s 饱和液体的密度，kg/m3 饱和蒸汽的密度，kg/m3 蒸汽的定性温度取（tS+ tw)/2 符号 水平管外传热系数方程式 CpL r μ ρL ρv PrL σ g CWL 适用条件 。125Nu=αdb/λL=3。25×10-4Pe0.6Gu0 Kp0.7 。125。计算管内沸腾关联式 07/d 在容积沸腾也符合 (pdb/σ）b0.6(gd3ρ2/μ2)0α=3.25×10—4λ（qdb/ raρv）bL 。 饱和液体的普朗特数 液体-气体之间表面张力，N/m q= a△t a=λ/CpLρL Pe=（qdb/arρv）06 Gu=(gdb3ρL2/μ2)0.125 db=0.02θ［σ/（ρL -ρv)g] Kp=（pdb/σ)0.7 0.5重力加速度，m/s2 加热表面液体组合系数 经验系数,S水=1；S它=1。7 沸腾热流密度，W/m2 壁面过热度（tw— tS)，℃ 沸腾绝对压强，Pa 导温系数 沸腾皮克列特征数 伽利略特征数 气泡直径，m 反应压力影响的特征数 液体导热系数，w/m℃ 沸腾表面传热系数，w/m2℃ 传热面传热系数,钢铁取1.0 气体常数 S q P a Pe Gu db Kp λL α C％ R △t
4 重沸器入口管流速计算 流量,kg/h 密度(ρ），kg/m3 液位高度,m 压头，N/m2=Pa 雷诺数, 摩擦系数 摩擦系数， 重沸器出口管线 物性或参数 质量流量，kg/h 质量流量，kg/h 密度，kg/m3 粘度,mPa。s 临界温度,0k 表面张力，N/m 管道直径，mm 管长,m 管件,个 管始端压力，MPa 水平管流型判定 L=10 10 气相 W=12112/2=6056 WG=0。25 W=1514 ρG=5.288 μG=0。0072 570 特性因数 12.78 (TC—T）/ TC=（570—273-137)/570=0.2807 d=100=0。1 σL=150/12.78=11。74 σk=150 WL=0。75 W=4542 ρL=620 μL=0.18 液相 塔底 14132 635 6 粘度（μ)，mPa.s 0。19 P=hρg=6×635×9。807=0.037365 λ=0。028 —Re=d uρ/μ=354W/ dμ=354vρ/ dμ Re=354W/ dμ=354×14132/80/0.19=329126 u= 354W/ρd2=1。231 层流时Re≤2000 △P=106λρLuL2L/2d=0.028×635×1.2312×10/2/0.1=0.001684 λi=/ Re(） λi=0。014+1.56Rei—0.42 紊流、粗糙管，3×103～3×106 BY=7。1 WG/A（ρLρG)0.5=9.04 WG/d2(ρLρG）0.5 当BY≥80000时,为气泡流或环状=9.04×0.25 W/0。12/(5。288×620）0.5=54213/23903 流 BX=（2。1 WL/WG）［ （ρLρG）05/ρL0=(2。1×25/75） [ (620×5.288)0.5/620001174） =221。12 。。67］（ μL0.33/σL) 。33。67］( 0。000180/0。当BY＜80000时，根据BXBY判定流型 柱状流 垂直管流型判断 Fr=[( WG/ρG+ WL/ρL）/3600/A］2/gd= 在图3.2.2—2中查找流型 =［( WG/ρG+ WL/ρL）/d2]2/212.gd =［（ 1514/5。288+ 4542/620）/0.12]2/212。gd=0。82 Fv= （WG/ρG）/ ( WG/ρG+ WL/ρL)=0.96 ρH=1/(0。25/ρG+0.75/ρL)=20.624 μH=ρH(0。25μG/ρG+0.75μL/ρL)=0。0115 Re=d uρ/μ=100×10.39×20.624/0。0115=1。86×106 ε=0.2 ε/d=0。2/100=0.002 查表 λ=0.024 λi=0。014+1.56Rei—0△P=3×10-6λρH uH2L/2d=0.01603 。42 均相法 混合密度，kg/m3 混合粘度,mPa.s 雷诺数 相对粗糙度 摩擦系数 直管段摩擦压力降，MPa HGT/20570.7—95中P210柱状流 混合平均流速，m/s uH= W/3600×0.785 d2.ρH=353。9 W/d2。ρH=10。39 =0。0176 HGT/20570.7—95中
上升管压力降，MPa △P=7×106ρHg=0.0014158 入口管压力降, 上升管压力压差
△P=0.001684 P=6×106ρHg=0.037365 —— 0.037365-0.001684—0。01603—0。0014158=0。01824 uH=（2△P×10-6/ρH）=42.05
