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2）中文VHeater (盘管换热博士软件) 【各种盘管】；
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3）中文BoxHeater(箱式换热器软件) 【箱式/长方体外壳】
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4）中英文SPHE(螺旋板换专家软件) 【螺旋板换热器，中国人最新螺旋板传热理论】
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声明：如要转载，请注明“来自：海川化工论坛 Wiseboy ”
致谢：一些独特技术，来自于“西安市维维计算机技术有限责任公司”的
软件换热器系列软件开发资料，得到使用许可。在此一并致谢。
___________________________________________________________________________
第一课：无相变换热器热量平衡
一、理论部分
换热器的热量交换，分为3部分热量：壳程流体吸热Qs、管程流体放热Qt、和壳程对环境放热Qe。对于无相变换热，热平衡方程：
Qt=Qs+Qe
Qt=WtCpt(Tt1-Tt2)
Qs=WsCps(Ts2-Ts1)
Qe，需要整个换热器结构和流体工艺等参数，计算很复杂，留后讨论。
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近似的，略去热损失Qe，热平衡方程：
Qt=Qs
即：WtCpt(Tt1-Tt2)=WsCps(Ts2-Ts1) （1-1）
红色部分是变量，共5个，知道其中4个，可以计算另1个。
比如，我们知道Tt1，Tt2，Ws，Ts2，Ts2，可以计算Wt:
Wt=WsCps(Ts2-Ts1)/[Cpt(Tt1-Tt2)] （1-2）
式中：W——流量，kg/S;
T——温度，C;
CP——比热，J/(kg.C);
s——下标，代表壳程;
t——下标，代表管程;
1——下标，代表入口;
2——下标，代表出口。
几点重要结论：
1。换热器热平衡，在忽略了热损失后，热量平衡只和工艺数据和要求有关，和换热器结构无关。
2。公式（1-1）是初等代数，初中文化可以搞定。
二、习题
习题01-01
某医疗系统用热水器：
管程：锅炉热水，进口80 C，出口 60 C;
壳程：蒸馏水，流量 0.1 kg/S，冬天最低入口温度 10 C,出口加热到38 C。
忽略热损失，求锅炉水的用量和热量（不计热损失）。
提示：用公式（1-2）计算。
参考**：Wt=0.1400 kg/S
Q=0.1X4181(38-10)=11706.8 W;
物性数据来源可以参考换热器大师：
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作者: ming05130202 时间: 2014-3-20 09:40
沙发~坐在第一排好好学习
作者: wiseboy 时间: 2014-3-20 10:34
本帖最后由 wiseboy 于 2014-3-20 18:46 编辑
第二课：有效传热温度差
一、对数平均温度差 △Tm
逆流：
△T1=Tt1-Ts2
△T2=Tt2-Ts1
并流：
△T1=Tt1-Ts1
△T2=Tt2-Ts2
△Tm=（△T2-△T1）/ln（△T2/△T1）
二、有效传热温度差 △T
1。纯粹逆流、并流（无折流挡板），1管程：
△T=△Tm
2。其它
△T=kf△Tm
式中：kf——温差矫正系数。
务必注意：计算换热器时，使用的是有效传热温度差 △T。
有效传热温度差 △T的计算公式比较复杂，有图可查。
三、习题
习题02-01
在“习题01-01 ”中，假定换热器有折流板或多管程，计算有效传热温度差：
Tt1=80 C，Tt2=60 C；
Ts1=10 C，Ts2=38 C；
参考答案：
△Tm=45.88 C
kf =0.9539（换热器大师计算的，学员可以查图也可以用试用版计算：输入4个温度即可）
△T =43.77 C
作者: longkui1990 时间: 2014-3-20 20:16
哈哈，谢谢楼主积极分享
辛苦了
作者: yjcjc 时间: 2014-3-20 21:12
谢谢版主的分享。请教一下如果比热查不到数据，能进行计算得到吗？
作者: wiseboy 时间: 2014-3-21 09:09
yjcjc 发表于 2014-3-20 21:12
谢谢版主的分享。请教一下如果比热查不到数据，能进行计算得到吗？
混合物的物性数据，绝大多数是计算得到的。至于如何计算，现在几乎都靠软件。换热器大师可以计算部分物性数据。如今多数换热器设计，热力学模拟来自流程模拟软件，甲方提供了相关模拟文件或者结果，包含了完整的物性数据。
换热器大师可以从模拟软件Hysys直接导入物性数据。如果你用换热器大师，提供者也会给你完整的物性来源解决方案。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-21 09:27
本帖最后由 wiseboy 于 2014-3-21 21:06 编辑
第三课：无相变换热器传热、结构计算——结构估算
一、管子数粗估
对与液体，管内流速U[sub]t[/sub]限制在 2.0 m/S以下，按下式估算
管程流通面积：A[sub]i[/sub]=n(πd[sub]i[/sub][sup]2[/sup]/4);
管程体积流量：V[sub]t[/sub]=n(πd[sub]i[/sub][sup]2[/sup]/4)U[sub]t[/sub];
所以管子数：n=4V[sub]t[/sub]/(πd[sub]i[/sub][sup]2[/sup]U[sub]t[/sub]).
式中：d[sub]i[/sub]——管子内径，m；
π——圆周率：3.1416.
P管程数时，管子数：n=4PV[sub]t[/sub]/(πd[sub]i[/sub][sup]2[/sup]U[sub]t[/sub]).
二、壳径粗估
现在是几何问题，这是复杂的一部分：按n根外径为do的换热管，P管程，估算壳体内径。方法有二：
1。如果do是常用的换热管：Φ19，Φ25，Φ38，你可以查“]B/T 4715 -92 固定管板式换热器型式与基本参数”等标准，套用相近壳径D和布管数n；但是特殊外径do的管子，比如Φ9，你就没有可查的，必须用下述的“2。”。
2。自己亲自布管，得到的相近的n和D。
至此，一个换热器具体结构就出来了。有了结构，才可以计算它的传热系数K，面积。
三、习题
习题03-01
按照习题01-01的工艺数据，管内流速按U[sub]t[/sub]=0.37 m/S，固定管板换热器，不锈钢换热管：Φ9.4X0.5，管程数：2，管心距：12 mm，正△排列。试验排列出一个换热器布管图，给出具体的管子数n,和壳内径D.
参考答案：
n=4PV[sub]t[/sub]/(πd[sub]i[/sub][sup]2[/sup]U[sub]t[/sub]).
=4X2X(0.14/978)/(3.14X0.0084[sup]2[/sup]X0.37) ≈14.
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重要提示：1。布管图上18根，其中4根是拉杆，换热管只有14根计。
2。这是某医疗系统用热水器，换热管子很特殊：Φ9.4X0.5，
如果你想用石油化工系统的一些参数照套，找不到的。
作者: yjcjc 时间: 2014-3-21 12:25
wiseboy 发表于 2014-3-21 09:09
混合物的物性数据，绝大多数是计算得到的。至于如何计算，现在几乎都靠软件。换热器大师可以计算部分物性 ...
谢谢指点，也多谢分享。
作者: yuri714 时间: 2014-3-21 17:00
前排占座
作者: EdwardLau 时间: 2014-3-22 09:56
换热器结构设计好之后不需要再校核一下吗？
看看是否满足工艺要求？裕量是否足够？
作者: wdyou 时间: 2014-3-22 10:28
支持一下！
作者: wiseboy 时间: 2014-3-22 13:25
EdwardLau 发表于 2014-3-22 09:56
换热器结构设计好之后不需要再校核一下吗？
看看是否满足工艺要求？裕量是否足够？
第三课，才到结构粗估，接下来的课程会回答你的问题。传热计算还没有进行，还不到你说的“看看是否满足工艺要求？裕量是否足够？”这一步。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-22 13:33
本帖最后由 wiseboy 于 2021-5-20 12:14 编辑
第四课：无相变换热器传热、结构计算——传热膜系数计算
按照第三课假定的结构，计算管程、壳程传热膜系数K。
一、管程传热系数
根据Re数不同，分为以下3种情况：
1。无相变湍流区，管程传热系数，按下式估算：
Re>10000:
α[sub]t[/sub]=0.023(λ[sub]t[/sub]/d[sub]i[/sub])Re[sup]0.8[/sup]Pr[sup]n[/sup]； (4-1)
当液体被加热时，n=0.4；
当液体被冷却时，n=0.3；
高粘度（μ>3 cP）时（好多文献、教科书，并未指出多大粘度是高粘度，编者们抄来抄去几十年，没有几个人说具体，悲哀！）：
α[sub]t[/sub]=0.027(λ[sub]t[/sub]/d[sub]i[/sub])Re[sup]0.8[/sup]Pr[sup]0.33[/sup]（μ[sub]t[/sub]/μ[sub]w[/sub]）[sup]0.14[/sup]； (4-2)
式中：λ[sub]t[/sub]——管内流体导热系数，W/(m.C);
Re——管内流体雷诺数；
Pr——管内流体普兰特数。
μ[sub]w[/sub]——管内流体在壁温下的粘度，Pa.S
因为壁温目前未知，μ[sub]w[/sub]也未知，手算时这样近似处理：
管内流体被加热：（μ[sub]t[/sub]/μ[sub]w[/sub]）[sup]0.14[/sup]=1.05，被冷却（μ[sub]t[/sub]/μ[sub]w[/sub]）[sup]0.14[/sup]=0.95；
2。无相变过渡流
2300<Re<10000:
按照(4-1)计算，然后按下式计算的矫正系数f矫正：
f=1-6X10[sup]5[/sup]/Re[sup]1.8[/sup] (4-3)
3。无相变层流区（略去，请大家参阅有关文献）
Re<2000:
二、壳程传热系数
α[sub]s[/sub]=0.36(λ[sub]s[/sub]/d[sub]e[/sub])Re[sup]0.55[/sup]Pr[sup]0.33[/sup]（μ[sub]s[/sub]/μ[sub]w[/sub]）[sup]0.14[/sup]；
正三角形：
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正方形：
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壳程雷诺是计算比较特殊：
Re=(d[sub]e[/sub].W[sub]s[/sub])/(μ[sub]s[/sub].S) (4-4)
S=BD(1-d[sub]o[/sub]/t) (4-5)
换热器大师的修正公式：
S=B[D-Nc×d[sub]o[/sub]] (4-6)
式中：de——当量直径，m；
t——管心距,m；
B——折流挡板间距，m；
Nc——中心排管数；
S——折流区流通面积，m[sup]2[/sup]。
在壳径（管子数）比较大的情况下，(4-5)和(4-6)的结果基本一致，
在小壳径（管子数）时，二者相差很多。这时候，因为(4-6)使用了
实际的中心排管数Nc，而 (4-5)只是大概的“排管之间空隙率”1-do/t，
所以维维软件的修正公式比较合理。
————————————————————————————————
读者提高：公式(4-4)的来历（普通读者可以跳过此）：
Re=(d[sub]e[/sub]u[sub]s[/sub]ρ[sub]s[/sub])/(μ[sub]s[/sub])，
把下面二式代入上式：
u[sub]s[/sub]=Vs/S，
W[sub]s[/sub]=V[sub]s[/sub]ρ[sub]s[/sub]
即可得到(4-4)
————————————————————————————————
三、习题
习题04-01
按习题01-01要求和习题03-01给出的结构，B=100mm。计算α[sub]t[/sub]和α[sub]s[/sub]。
参考答案：
管程：
Re=(0.0084X0.37X978.0)/0.0003707=8200
Pr=(4.184X0.0003707)/0.6670=2.325
Re<10000，在过渡区：
f=1-6X10[sup]5[/sup]/8200[sup]1.8[/sup]=0.9459；
α[sub]t[/sub]=0.023(0.6670/0.0084)X8200[sup]0.8[/sup]X2.325[sup]0.3[/sup]=3180 W/(m[sup]2[/sup].C)
α[sub]t[/sub]=0.9459X3461=3008 W/(m[sup]2[/sup]C) （换热器大师结果：α[sub]t[/sub]=3000 W/(m[sup]2[/sup]C)）
壳程：
de=4X(0.866X0.012[sup]2[/sup]-0.785X0.0094[sup]2[/sup])/(3.14X0.0094)=0.0075 m;
S=0.1X0.08(1-9.4/12)=0.001733 m2（用式：4-5）;
Re=(0.0075X0.1)/(0.001021X0.001733)=423.9;
Pr=4181X0.001021/0.6066=7.037;
α[sub]s[/sub]=0.36X(0.6066/0.0075)X423.9[sup]0.55[/sup]X7.037[sup]0.33[/sup]=1544 W/(m2C)
（换热器大师结果：α[sub]s[/sub]=1130 W/(m[sup]2[/sup]C)，差异的原因是换热器大师使用（4-6））
作者: ylhmao 时间: 2014-3-22 21:44
wiseboy版主一直是我最喜欢的海友和尊敬的前辈之一，坚持不懈的精神和严谨的科学态度很值得我辈学习。此次开讲换热器原理更是功德无量，学习并支持。
作者: spectre007 时间: 2014-3-24 14:58
感谢版主分享
作者: wiseboy 时间: 2014-3-24 16:37
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-8 18:22 编辑
第五课：无相变换热器传热、结构计算——总传热膜系数、管长（面积）计算
一、计算总传热系数K
总传热阻力R和总传热系数K的关系：
R=1/K (5-1)
这个公式，很少有著作提及，科班出身的人也有许多鲜知。我们之所以利用它，是因为我们要使用一个宇宙普遍真理：阻力叠加：
R=rt+rs+r1+r2+rb (5-2)
式中：rt——等效到管外面积时，管程传热阻力，(m2.C)/W;
rs——壳程传热阻力，(m2.C)/W;
r1——等效到管外面积时，管程污垢阻力，(m2.C)/W;
r2——管外污垢阻力，(m2.C)/W;
rb——等效到管外面积时，管壁污垢阻力，(m2.C)/W;
以管外面积为传热面积时：
rt=(1/α[sub]t[/sub] )(d[sub]o[/sub]/d[sub]i[/sub])
rs=1/α[sub]s[/sub]
r1=ri(d[sub]o[/sub]/d[sub]i[/sub])
rb经典的近似算法：
rb=(do-di)/(2λ[sub]b[/sub])
rb换热器大师的修正的近似算法：
rb=(do-di)/(do+di)(do/λ[sub]b[/sub])
准确的算法：
rb=[do/(2λ[sub]b[/sub])]ln(do/di)
式中：ri——管内污垢阻力，(m2.C)/W;
λ[sub]b[/sub]—— 换热管材质导热系数，W/(m.C)；
所以：
R=(1/α[sub]t[/sub])(d[sub]o[/sub]/d[sub]i[/sub])+1/α[sub]s[/sub]+ri(d[sub]o[/sub]/d[sub]i[/sub])+r2 +(do-di)/(do+di)(do/λ[sub]b[/sub]) (5-3)
或者：
R=(1/α[sub]t[/sub] +ri)(d[sub]o[/sub]/d[sub]i[/sub])+1/α[sub]s[/sub]+r2+(do-di)/(do+di)(do/λ[sub]b[/sub]) (5-4)
二、计算总面积A
根据：Q=KA△T:
A=Q/(K△T) (5-5)
三、管长计算
最小有效管长，也叫最小理论管长，这也是传热部分必须的管长L[sub]i[/sub]:
∵A=nπd[sub]o[/sub]L[sub]i[/sub]
∴L[sub]i[/sub]=A/(nπd[sub]o[/sub]) (5-6)
计算出L[sub]i[/sub]后，加上要求的富裕度，再加上管子两端伸入到管板的部分长度，圆整后就是实际的管长。
四、习题
习题05-01
按前4讲的习题，计算K，A，L[sub]i[/sub]等。
参考答案：
1。按经典计算的S计算:
R=(1/3008+0.00017)(9.4/8.4)+1/1544+0.00017+(9.4-8.4)/(9.4+8.4)*(0.0094/16.28)=0.001412 (m[sup]2[/sup].C)/W
K=1/0.001412=708.2 W/(m[sup]2[/sup].C)
2。按换热器大师的修正S计算：
R=(1/3008+0.00017)(9.4/8.4)+1/1130+0.00017+(9.4-8.4)/(9.4+8.4)*(0.0094/16.28)=0.001650 (m[sup]2[/sup].C)/W
K=1/0.001650=606.1 W/(m[sup]2[/sup].C)
（换热器大师的计算值：614.2 W/(m[sup]2[/sup].C)）
注意：换热器大师修正的结果比经典算法小了不少，但在壳径（管子数）比较大的情况下，差别就消失了。我们还是采用比较保守的：K=606.1 W/(m[sup]2[/sup].C)。
A计算：
根据前面的课程结果：
Q =11706.8 W
△T=43.77 C
K=606.1 W/(m2.C)
A=11706.8/(606.1X43.77)=0.4413 m[sup]2[/sup]
（换热器大师的计算结果：0.4356 m[sup]2[/sup]）
管长计算：
L[sub]i[/sub]=A/(nπd[sub]o[/sub])=0.4413 /(14X3.14X0.0094)=1.068 m。
比如要求富裕度:Cs=10%：
管长L[sub]f[/sub]=L[sub]i[/sub](1+10%)=1.068X(1+0.1)=1.175 m。
假定两端伸入到管板的部分长度各为20 mm，
L[sub]r[/sub]=L[sub]f[/sub]+2X0.02=1.175+2X0.02=1.215 m。
提示：根据JB/T 4714 规定：两端伸入到管板的部分长度各为50 mm，还要加上6 mm，
这样的话：L[sub]r[/sub]=L[sub]f[/sub]+2X0.02=1.175+2X0.05+0.006=1.281 m，但是
我们这个小小换热器，管板厚度需要取50 mm？不必要，所以取了20 mm。不过你可以按
标准来，如果你愿意那么保守的话。
现在，圆整一下L[sub]r[/sub]就行了，比如：L[sub]r[/sub]取1.3,1.4,1.5:你看着办吧！
可按相关标准取L[sub]r[/sub]=1.5m （不是强制标准），但是这样的话，富裕度就超过10%了，重新计算富裕度：
Cs=[1.5-(1.068+2X0.02）]/1.068=0.3670=36.70%
作者: yjcjc 时间: 2014-3-25 21:34
版主辛苦了，期待更新。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-26 09:48
本帖最后由 wiseboy 于 2014-3-28 20:49 编辑
第六课：无相变换热器压降计算
一、管程压降
1。直管部分阻力：
△P1=λ[sub]t[/sub](L/d[sub]i[/sub])ρu[sub]t[/sub][sup]2[/sup]/2
式中：λ[sub]t[/sub]——阻力系数。
按找雷诺数大小，λ[sub]t[/sub]计算分为3部分：
1）Re≤2000时：
λ[sub]t[/sub]=64/Re
2）Re>3000时，用柏拉修斯公式：
λ[sub]t[/sub]=0.3164/Re[sup]0.25[/sup]
3）2000<Re≤3000时：
λ[sub]t[/sub]可查穆迪（moody）图得到。
如果不想查图，2）和3）可以合并为一个计算公式，即：
当：Re>2000时，使用著名的柯尔布鲁克公式：
1/λ[sub]t[/sub][sup]0.5[/sup]=-2.0log{[(ε/d[sub]i[/sub])/3.7]+[2.51/(Re.λ[sub]t[/sub][sup]0.5[/sup])]}
式中：ε——换热管绝对粗糙度，m。
一般可近似取(ε/d[sub]i[/sub])=0.005：
1/λ[sub]t[/sub][sup]0.5[/sup]=-2.0log{0.001351+[2.51/(Re.λ[sub]t[/sub][sup]0.5[/sup])]}
对于光滑管（铜管、铅管、四氟乙烯等）：
1/λ[sub]t[/sub][sup]0.5[/sup]=2.0log(Re.λ[sub]t[/sub][sup]0.5[/sup])-0.8
λ[sub]t[/sub]是隐含的，这需要用Newton 迭代法求λ[sub]t[/sub]。读者需要有《计算方法》课程基础。
误区和警示：占绝对多数的中文文献（外文我没有查），比如那些《化工原理》都指出：柯尔布鲁克
公式的适用范围是：Re>3000，Re>4000的，等等。就是说，大家都认为柯尔布鲁克公式不适合2000<Re≤3000的过渡区。为此我通过查穆迪图，对比大量的文献数据，并用柯尔布鲁克公式计算对
比，发现柯尔布鲁克公式完全适合过渡区。最近也有化工工程公司的工程师们指出了这一点。
有兴趣的读者试一试在过渡区查莫迪图和用柯尔布鲁克公式计算，对比一下看看。
2。弯管部分：
△P2=3Xρu[sub]t[/sub][sup]2[/sup]/2
3。总压降：
△Pt=(△P1+△P2)P.F
式中：F——结垢矫正系数。
经典文献：Φ25X2.5换热管：F=1.4;Φ19X2.换热管：F=1.5。但是这显然不够——其它管子怎么办？
Wiseboy提供的两种算法适用于所有的换热管规格：
第一种：F=1+0.008/di，适合手算，压降计算结果比第二种偏大，保守些。
第二种：换热器大师使用，不适合手算，略去。
二、壳程压降
三、习题
习题 06-01
计算 前面课程设计的换热器的管程压降。
参考答案：
Re[sub]t[/sub]=8200>3000，用柏拉修斯公式：
λ[sub]t[/sub]=0.3164/3000[sup]0.25[/sup]=0.04275
P1=λ[sub]t[/sub].(L/di).(ρu[sup]2[/sup]/2)=0.04275(1.5/0.0084)(978.0X0.37[sup]2[/sup]/2)=511 Pa
p2=3X(ρu[sup]2[/sup]/2)=3X(978.0X0.37[sup]2[/sup]/2)=200.8 Pa
F=1+0.008/di=1+0.008/0.0084=1.952
△Pt=(△P1+△P2)P.F=(511+200.8)X2X1.952=2778.9 Pa
如果用柯尔布鲁克公式计算：
λ[sub]t[/sub]=0.03886
P1=λ[sub]t[/sub].(L/di).(ρu[sup]2[/sup]/2)=0.03886(1.5/0.0084)(978.0X0.37[sup]2[/sup]/2)=464.5 Pa
△Pt=(△P1+△P2)P.F=(464.5+200.8)X2X1.952=2597.3 Pa (换热器大师结果：2358.9 Pa，第二种F修正)
作者: yjcjc 时间: 2014-3-26 18:54
带着小凳来了。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-27 08:54
第七课：无相变换热器小结
一、前面习题的合理性
前面我们用一个换热任务作为例子，设计出了一个换热器，大致情况如下：
壳径：80 mm
管子：Φ9.4X0.5，不锈钢
管长：1.5 m
排管：
正三角形排列，
管心距：12mm，
管子数：14根
拉杆：4根
K：606.1 W/(m2.C)
A：0.4413 m2
富裕度：36.70%
我们觉得它基本上合理，原因是：
1。K不算太小；
2。换热器尺寸很小了，再提高K，意义不大，并且尺寸太小难制造；
3。富裕度很大了。
二、潜在可优化的地方
1。如果觉得富裕度太大，可以缩小管长，这个难度不大。况且，在医院的室内
放置越小越好，1.5 m的管长可缩小到1.3 m，再核算只是重算一下富裕度。
2。觉得89×4.5的壳子太小，想换用大一点的。那么，必须重复第一课到第五课
的全部计算。
三、误区和警示
1。K的几点结论：
1）改变管长K可以认为不变；
2）壳径、管子规格、管程数等排管参数的变化，都彻底改变K.
必须从第一课到第五课重算。
3）查手册找K，实在不可取：因为它会造成数倍甚至10倍的误差。
诸如“水水换热的K是多少？”之类的问题实在不应当出现在
这个时代——因为真的没谱。学了这五课后的网友，你最小的
收获也应当知道：我一辈子再也不会问这个“不靠谱”的问题。
2。反复改变工艺、壳径等，都要从第一课到第五课重算——这是十分
繁琐的、磨人的工作。
作者: yajie0321 时间: 2014-3-27 21:18
等着版主讲虹吸式再沸器的安装高度计算
作者: leileienn 时间: 2014-3-28 11:22
挺简单的习题。帮我们熟悉换热公式，基础，化原里有讲。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-28 11:35
本帖最后由 wiseboy 于 2014-3-28 13:30 编辑
leileienn 发表于 2014-3-28 11:22
挺简单的习题。帮我们熟悉换热公式，基础，化原里有讲。
细节决定成败。我讲以前，你肯定不会计算这个习题的“管程压降”——《化工原理》帮不了你。你认真看看。
比如《化工原理》只有Φ25X2.5、Φ19X2.0的换热管的F系数，别的规格的管子没有——你其它文献也查不到。如果套用Φ25X2.5、Φ19X2.0的换热管的F系数，计算的结果都不合理：压降偏小。仅仅使用Φ25X2.5、Φ19X2.0，那你只有在小天地作换热器了。所以真正的商业化软件不是手册的程序化，而是有一些专有技术。
作者: leileienn 时间: 2014-3-28 12:04
wiseboy 发表于 2014-3-28 11:35
细节决定成败。我讲以前，你肯定不会计算这个习题的“管程压降”——《化工原理》帮不了你。你认真看看。
那是肯定的。我觉得光靠化原真的不成，讲的还很细致。辛苦了。
作者: ximu16 时间: 2014-3-28 13:14
板凳，继续围观，感谢版主！
作者: 鹭上枝头 时间: 2014-3-28 13:49
感谢版主。前来学习~
作者: jinhoom 时间: 2014-3-28 16:28
感谢楼主，要好好学习下。
作者: li7459359 时间: 2014-3-29 09:46
感谢楼主，好帖子
作者: li7459359 时间: 2014-3-29 10:01
版主，什么时候讲到关于干式蒸发器的设计计算，折流板的设计
作者: wiseboy 时间: 2014-3-29 12:06
li7459359 发表于 2014-3-29 10:01
版主，什么时候讲到关于干式蒸发器的设计计算，折流板的设计
蒸发器的设计计算，本讲座会涉及。不过计算也很复杂。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-29 12:25
本帖最后由 wiseboy 于 2014-3-31 10:09 编辑
第八课:传说中的壁温
壁温是机械设计的重要参数。为什么要说“传说中的壁温”？这是因为理论上，壁温是工艺设计部分计算的，只有计算完换热器的传热后，壁温才可以确定。但是GB151却“规定”了算法，这这规定充其量是无奈的粗估，十分粗糙。但是正因为有“GB”的光环，使得一些人误认为它是正确的标准算法，造成许多人对于壁温望而心乱。
一、换热管壁温计算
1）管内壁平均温度Twi：
管内流体到管内壁的传热Kwi系数：
Ttm=(Tt1+Tt2)/2;
Kwi=αt；
Q=Kwi.Ai(Ttm-Twi)；
∴Twi=Ttm-[Q/(Kwi.Ai)]；
式中：Ai——管内壁面积，使用计算的理论面积（无富裕），m2;
2）管外壁平均温度Two：
管外壁到壳体流体的传热Kwo系数：
Tsm=(Ts1+Ts2)/2;
Kwo=αs；
Q=Kwo.A(Two-Tsm)；
∴Two=Tsm+[Q/(Kwo.A)]；
式中：A——管外壁面积，使用计算的理论面积（无富裕），m2;
管壁平均温度，可用下式计算：
Twt=(Twi+Two)/2
评论：可见，壁温是和整个换热器的传热紧密联系的，再思考GB151相关的条款吧！
你可以凑活使用GB151，但是你不要拒绝更精确地东西。软件HTRI、换热器
大师，是按着我这种思路计算壁温的，这是更加科学的方法。这也是智者使用
软件的原因之一。那么，当有软件计算的壁温时，你还纠结“软件和GB151究竟
用哪一个”的问题吗？
二、壳程壁温计算
1。壳程有热损失时的壁温
说道壳程壁温，先问大家一个问题：
你的肚皮是冰凉还是热乎乎的，是否和你：
1）穿衣服了没有？2）穿什么料子的衣服、穿多厚？3）室温高低 4）。。。有关？
那么，对于换热器外壳壁温是一样的道理，和以下因素有关：
1）有保温没有？ 2）什么保温材料、保温多厚？ 3）室温高低 4）。。。
所以，壳体壁温比管壁温度还复杂——十分复杂。它不仅和换热的流体有关，还和保温、环境温度有关。这需要计算热损失而不是估计一个热损失。详细的计算可能需要好几页A4的篇幅，其中涉及到非线性方程组的建立和求解，就不在这里赘述了。你如果想粗估，到处是粗估掐算的“算法”；你如果要比较精确的结果，首推换热器大师，注意：洋人的软件在这个热损、壁温计算问题上，逊色于换热器大师。
2。壳程无热损失时的壁温
当有良好的保温时，或者热损失很小时，可以近似地认为壳程无热损，这时：
T[sub]iS[/sub]=T[sub]OS[/sub]=T[sub]WS[/sub]=(Ts1+Ts2)/2
式中：T[sub]iS[/sub]——壳体内壁温，C；
T[sub]OS[/sub]——壳体外壁温，C;
T[sub]WS[/sub]——壳体平均壁温，C
三、习题
习题08-01
计算前面设计的换热器的壁温Twi、Two和Twt、Tws(假定无热损)。
参考答案：
Ttm=(80+60)/2=70 C
Kwi=3008 W/(m2.C)
Ai=nπdi.Li=14X3.14X0.0084X1.068=0.3943 m2;
Twi=70-(11706.8/(3008X0.3943))=61.13 C。
------------------------------------------------------
Tsm=(10+38)/2=24 C
Kwo=1130 W/(m2.C)
A=nπdo.Li=14X3.14X0.0094X1.068=0.4413 m2;
Two=24+(11706.8/(1544X0.4413))=41.18 C。
------------------------------------------------------
Twt=(Twi+Two)/2=(61.13+41.18)/2=51.15 C
换热器大师的计算结果：Tw=53.41 C，差别是换热器大师计算壳程α[sub]s[/sub]不同时引起的，见第四课。
现在来看看平均温度的大概情况：从壳体到管内：
壳程24 C——>换热管外壁41.18 C——>换热管内壁61.13 C——>管程70 C.
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Tws=(10+38)/2=24 C.
-----------------------------------------------------
提示：1。只有计算完换热器的传热后，壁温才可以正确计算。不计算传热的壁温计算都是粗估。
2。关于壁温问题，还有好多，好多，无力在这里详述。
作者: freebirdwan 时间: 2014-3-29 15:05
能集中到一起吗？
作者: fbym2008 时间: 2014-3-29 15:50
受益匪浅啊,楼主您多次提及换热器大师, 这个是我梦寐以求的软件?
作者: wiseboy 时间: 2014-3-29 16:26
本帖最后由 wiseboy 于 2014-3-29 16:27 编辑
fbym2008 发表于 2014-3-29 15:50
受益匪浅啊,楼主您多次提及换热器大师, 这个是我梦寐以求的软件?
换热器大师是商业软件，正版需要付费。论坛置顶了一个试用版：
http://bbs.hcbbs.com/thread-1131124-1-1.html
作者: yjcjc 时间: 2014-3-30 08:54
更新很快，继续关注。
作者: wiseboy 时间: 2014-3-31 11:54
第九课：参考资料——软件计算结果
到此，我们讲解了无相变换热器的计算过程，并做了详细的手算过程。现在给出软件的计算结果，有兴趣的可以对比一下。手算和软件结果有差别，但是不大。可是这只是非常简单的无相变换热器，对于稍复杂的，手算的道路将非常坎坷，这在以后的课程中将会看到。
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作者: liuhuazan 时间: 2014-3-31 12:25
学习了，谢谢楼主
，我要好好学作者: chenwusky 时间: 2014-3-31 13:31
好好学习 向大师致敬
作者: wiseboy 时间: 2014-4-1 10:02
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-10 18:49 编辑
第十课：蒸汽冷凝换热器工艺设计——壳程单组份冷凝
蒸汽冷凝是一个复杂的问题，分为单组份冷凝和混合物分凝等。现在只讲单组份冷凝。
1。雷诺数Re计算：
Re=4Ws/(n.π.do.μ[sub]s[/sub])
式中：Ws——蒸汽的质量流速,kg/S;
μ[sub]s[/sub]——冷凝液粘度，Ps.S。
立式换热器（换热管垂直）时，冷凝膜系数：
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式中：r——蒸汽潜热，J/kg;
L——管长,m;
△T——蒸汽饱和温度和管外壁面温度之差:Ts-Two，C.
好多初学者看到这个公式以为就可以计算a[sub]s[/sub]了。其实万里长征还没有起步。因为那个让人困惑不已的壁温Two和管长L还不知道。复习一下前面的课程，就可以知道：只有计算了a[sub]s[/sub]后，才能计算Two、L。就是说：Two、L，a[sub]s[/sub]都是未知的。到此我们将面临一个悲惨的命运：先假定一个Two、L，计算a[sub]s[/sub]，计算完整个换热器，然后复核计算Two、L，当相邻两次Two、L的差别小于一定数值后，计算才算完成：这就是所谓的试差——一遍又一遍地计算一个完整的换热器。究竟需要几遍？看你的功力造化了——你第一次假定的Two、L和实际的Two、L差多少。
下面现在通过一个具体例子说明。
二、习题
习题10-01：
100 C 的常压蒸汽在壳程冷凝为饱和液体，用来把管程20000 kg/h的循环水从32 C加热到38C。设计一个冷凝器。物性数据如下：
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计算：
假设换热器结构计算：换热管用 Φ25X2.5的管子，2管程，正方形排列。粗略取管内凉水的流速1.1m/S。那么：
管内体积流量：Vt=(20000/3600)/993.5=0.005592 m3/S
所以管子数：n=4PVt/(πdi[sup]2[/sup].Ut)=4X2X0.005592/(3.14X0.02[sup]2[/sup]X1.1)
=32.32≈32 根
取n=32，复核以下实际流速：Ut=(32.32/32)X1.1=1.111 m/S，
试验几次布管（当然我借助了换热器大师试验，不算麻烦）最后结果为：
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其中壳内径D=325 mm。现在按照这个结构计算该换热器。
----------------------------------------------------------
参见前面的课程所给方法，计算出如下结果：
Ws=0.082 kg/S
Q=185704 W
at=5124 W/(m2C)
△Tm=64.95 C
----------------------------------------------------------
Re=4Ws/(n.π.do.μs)=4*0.082/(32*3.14*0.025*0.0002824)=462.3<2100
粗估：Li=0.55 m
A=n.π.do.Li=32*3.14*0.025*0.55=1.381 m2
由下面的方程组求解as和△T：
Q=asA△T
as=1.13*[g.ρ^2.λ^3.r/(μs.Li.△T)]^(1/4)
这实际上是一个二元非线性方程组。如果你没有高等数学基础，你就把它叫做超越方程组。解法：
1。没有高等数学基础，用“试差法”；
2。有高等数学基础，可用“牛顿迭代法”，收敛速度远远高于“试差法”；
3。不过也有解析解。
解方程组结果：
as=8275 W/(m2.S)，
△T=16.25 C，
Two=83.75 C。
用前面课程地方法计算：at，K。。。，核算Li，发现Li=0.55 m偏大。
缩小Li，重复计算。经过4轮计算，刚好满足传热要求的结果是：
Li=0.49 m。
A=n.π.do.Li=32*3.14*0.025*0.49=1.230 m2
as=7963 W/(m2.C) 【换热器大师结果：8261 W/(m2.C)】
△T= 18.96 C 【换热器大师结果：19.19 C】
Two=81.04C
差别之处是:1)换热器大师做了一些矫正；2）换热器大师计算了壳程热损。在此就不详述了。
现在，我们计算总传热系数K，核算一下A=1.230 m2是否合适。
假定：污垢=0，换热管是碳钢。
R=(1/αt +ri)(do/di)+1/αs+r2+(do-di)/(do+di)(do/λb)
=(1/5124 +0.00)(25/20)+1/7963+0.00+[(25-20)/(25+20)](0.025/52.34)
=4.226X10[sup]-4[/sup] m2.C/W
K=1/R=2366 W/(m2.C)
A=Q/(K△Tm)=185704/(2366X64.95)
=1.208 m2。
预先估计的面积1.230>要求的面积1.208，误差不大，结束迭代计算。
加上10%的面积富裕：Lf=0.49（1+10%）=0.539 m
加上深入到管板的长度：2X0.05=0.1 m:
Lr=0.539+0.1=0.639 m；
取Lr=0.65 m。
计算完成。
至于换热管长=0.65 m，是否符合标准，要不要按标准加长，那是你和业主的事了——反正0.65m够了，标准也是推荐性的。比如，你可以按标准取Lr=1.5 m，当然这时候面积富余度很大。
作者: yjcjc 时间: 2014-4-1 17:26
继续学习。
作者: henghengha 时间: 2014-4-2 14:45
哇哦，膜拜大师！常来学习
作者: 水竹子 时间: 2014-4-2 16:50
不错，做个记号慢慢学习
作者: feiyue2236 时间: 2014-4-3 07:56
楼主给力啊，我已经粘贴到Word里面了，找个时间一定好好再算下
作者: ZJ_xz 时间: 2014-4-3 08:50
好好学习，天天向上，我来了
作者: yee 时间: 2014-4-3 14:00
本帖最后由 yee 于 2014-4-3 14:02 编辑
最近做换热器计算，发现管外给热系数的计算公式中圆环形挡板α=2.08xABC ，圆缺形 α=1.72xABC ，公式中系数2.08比1.72大，后面公式都一样，这样算下来圆环形折流板给热系数大于圆缺形，这和理论不符啊，我哪地方出错了啊，求教
作者: wiseboy 时间: 2014-4-3 14:20
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-3 14:22 编辑
yee 发表于 2014-4-3 14:00
最近做换热器计算，发现管外给热系数的计算公式中圆环形挡板α=2.08xABC ，圆缺形 α=1.72xABC ，公式中系数 ...
二者的ABC的数值不同，比如流速不同。。。。。。你需要仔细计算。
作者: yee 时间: 2014-4-3 17:20
wiseboy 发表于 2014-4-3 14:20
二者的ABC的数值不同，比如流速不同。。。。。。你需要仔细计算。
非常感谢，仔细看了一下流速的定义，看来还要根据折流板的缺口和间距具体计算，我们这边计算流速的时候直接无视掉折流板，这样流速易算，但增加了余量。所以这样圆盘型的给热系数大于圆缺形的给热系数。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-3 19:18
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-3 19:20 编辑
yee 发表于 2014-4-3 17:20
非常感谢，仔细看了一下流速的定义，看来还要根据折流板的缺口和间距具体计算，我们这边计算流速的时候直 ...
“无视掉折流板”，那不是瞎弄吗？连谱也没有。
赶快去上大学：
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载（Wiseboy 主讲）
http://bbs.hcbbs.com/thread-1283286-1-1.html
作者: 山丘之王 时间: 2014-4-4 08:09
待我将楼主的帖子看完，如果我全部学会了，以后就去干换热器的工作了。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-9 11:06
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-14 18:30 编辑
第十一课：蒸汽冷凝换热器工艺设计——多组份冷凝
多组分冷凝是在一个温度范围进行的。比如，100 C、100kPa的纯粹水蒸气，它的冷凝点就是一个固定的：100 C。但是100 C、100kPa的水+乙醇蒸气，它的冷凝点不固定。工艺（产品要求）上必须划定冷凝温度范围，比如从100 C 冷却到50 C。这混合物蒸汽的冷凝如何计算呢？一句话：异常复杂。
手算方法：把冷凝分为几个温度段计算：比如：100-90、90-80、80-70、70-60、60-50 C。
先计算第一个段：
需要计算气液平衡。比如：水+乙醇蒸气，根据它的组成计算90C时候的：
1)剩余气体量：
水气对少？乙醇气体多少？
2)冷凝下来液体量：
液体水对少？液体乙醇多少？
剩下来才是换热器结构设计。
气液平衡，用哪个热力学方程（EOS）合适？针对水+乙醇这个气液平衡，需要用活度系数模型——这是一大类EOS，不下几十个。常用的不到10个。比如Wilson、UNFAC。关于气液平衡的计算，超出了绝大部分人的知识范围和手算时的忍耐力——你不仅要有深度的热力学基础、还需要有时间和精力。我觉得，在当下，手算混合气体冷凝是不现实的。那么，怎么办？——“你懂的”。
这一课，手算只能讲到这个深度。
习题：11-01
100 C、100 kPa 的混合气体2000 kg/h，（质量比）：乙醇：90.0%，水：10.0%。冷却到：77.3 C。
用循环水进口32 C，出口38 C。设计冷凝器，并计算循环水用量。
参考答案：
1.手算过程有A4幅面的计算书几十页，不在这里浪费空间和大家时间了——估计也没有几个人有耐心看。
2.软件结果：
1）用Aspen Hysys 模拟了一下，冷凝液量：433.3 kg。冷凝率=433.3/2000=21.67%。有了冷凝率这个重要参数，换热器大师就如鱼得水。可以轻而易举地、准确地计算这个换热器。
2）用换热器大师计算结果如下：
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作者: j16119 时间: 2014-4-9 11:12
顶楼主帖子！看了楼主教程，受益匪浅。
现在手工计算的少了，但是只会软件的话对数据的得到就没有太深的概念，更别提考虑各种变量的影响了。
现在做工艺包虽说提给设备厂商提简单的工艺条件就行了，但远远不够的，换热器和塔的计算是核心，知道的越多越深越好。
希望楼主继续啊 呵呵。看你的帖子比看书强上百倍。
作者: 永富 时间: 2014-4-10 17:22
工作几年，参加设计过的换热器也有几十台了；但是对换热器的本质设计思路和process date sheet 的数据来源一直没有明晰的理解；此贴对我受益颇大，感谢楼主的无私奉献精神和敬业精神！
作者: wiseboy 时间: 2014-4-10 19:25
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-16 16:31 编辑
第十二课：蒸汽冷凝换热器工艺设计——含有惰性气体的多组份冷凝
一、理论
含有惰性气体的多组份冷凝是在一个温度（沸）点进行，但有不凝结的成分。比如，水蒸气+氮气混合气体在100 C，100 kPa下冷凝，水几乎冷凝完了，氮气几乎不冷凝。不冷凝的气体组分，叫做惰性组分。
含有惰性气体的多组份冷凝有什么特点？既然惰性组份不冷凝，不计它不就完了？——这是相当一部分人的“幼稚”想法，这不是危言耸听，有人就这样算过换热器。说来话长，简言之：惰性组份是冷凝的绊脚石——他不冷凝，却阻碍可凝气体的冷凝。影响有多大？相当大。比如：纯组份蒸汽的冷凝膜系数是a=6000 W/m2.C，如果掺入5%（质量）的氮气，冷凝膜系数可能降到a=600 W/m2.C。
如何定量计算含有惰性气体的多组份冷凝的膜系数，是一个比较复杂的问题，但是有相当多的实验可以参考。我综合了前人的一些实验成果，把它表达为：α=k.α[sub]o[/sub]
式中：α——含有惰性气体的多组份冷凝的膜系数，W/m2.C；
α[sub]o[/sub]——按常规计算的多组份冷凝的膜系数，W/m2.C。
问题的核心使计算修正系数k。显然K<1.0。
k是惰性气体含量的函数，有相关实验图可查。在这里就不贴出哪些图形了。
换热器大师的k的计算模型，是从自己的内部数据库查阅的。
还需要注意的是，惰性组份不冷凝，热量恒算时，不要计算惰性组份的冷凝（蒸发潜）热——否则你会把热量算大了。实践中有人就这么干了，当然这不会出危险，最终多算了一些换热面积而已。
**Wiseboy理论梗概**：实验证实，在滴状冷凝中，惰性组份的影响不大。Wiseboy认为：由于滴状冷凝中，液滴的直径常常远大于惰性气体膜厚度，惰性气体不足以淹没液滴，故此对冷凝影响甚微。但是，冷凝器运行稳定后，都是膜状冷凝，所以惰性气体膜严重阻碍冷凝。
二、习题
习题12-01
1200 kg/h 常压饱和蒸汽在壳程冷凝。循环水走管程，进口32 C，出口38 C。按以下情况分别计算换热器：
1）蒸汽为纯水蒸汽；
2）蒸汽含1%（质量）不凝气体氮气。
物性数据参照换热器大师的截图。因为氮气只有1.0%，可以近似认为1）和2）的物性不变。
手算参考答案：
1）壳程膜系数：as=7480 W/(m2.C)，修正系数k=1.0000；
2）壳程膜系数： as=3350 W/(m2.C)，修正系数k=0.4479。管外壁面温度：77.8 C。
关于修正系数k，可查阅相关文献。换热器大师内置了关于k的数据库。
提示：惰性气体使得壳程膜系数降低约45%，但是总传热系数下降要小于45%些。利用我目前所讲的课程，你完全可以手工计算整个换热器：方法给大家了，计算十分、十分啰嗦，那没有办法。
换热器大师的计算结果如下。有耐心的读者好好对比一下两者的差异。
1）纯水蒸汽冷凝：
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2）蒸汽含1%（质量）氮气的冷凝：
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3）布管图：
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格言：不要抱怨世界太复杂——不复杂不叫世界
。
作者: wangzh771014 时间: 2014-4-14 10:04
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载（Wiseboy 主讲）,楼主讲的很好，值得学习，但是与“换热器大师”软件结合在一起，感觉是在为“换热器大师”软件做广告。上论坛的朋友，除了单位有，没有几个人能用的起每年上万元的“换热器大师软件”
作者: wiseboy 时间: 2014-4-14 10:35
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-14 11:02 编辑
wangzh771014 发表于 2014-4-14 10:04
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载（Wiseboy 主讲）,楼主讲的很好，值得学习，但是与“换热器大师”软 ...
手算过程有了，对你就是帮助。和软件对比，也是好多人强烈提出的要求。“上论坛的朋友，除了单位有.....”，你也承认单位有软件，这论坛并不是只为个人开的，只为个人服务。不下几百家单位从我这里学习软件、受益。而且软件还有HTRI、HTFS、EDR、SW6等，他们都是换热设备领域的热门话题。
还有，讲座中好多独特技术、数学模型，来自换热器大师的创新，在这里是首次公开，别处没有。你享用人家的技术，不让提人家的名字，这也是没有科学道德的行为，发表论文还有“署名权”，你说呢？
至于你用不起软件，那你也要接受现实或者设法改变现状、发展自己，而不是阻挡别人讨论、使用软件，阻碍科技进步。换热器大师1年费1万多，正版用户几百家；而HTRI的1年费目前是28万多，这里的正版用户也不少。这世界上各种阶层的人都有，各取所需。祝你尽快发财，改善自己的工作条件。
说的直白的地方，请你谅解。
作者: 大炮-LF 时间: 2014-4-14 16:55
值得尊敬的前辈，新手坐学，支持作者
作者: 大炮-LF 时间: 2014-4-14 17:11
请问下，比热这个不是定性温度下的比热容么？如果是定性温度下的比热容，那么管程和壳程因为定性温度不一样，所以Cp应该也不一样，那么为什么计算中Cp在管程和壳程中的取值一样？
作者: wiseboy 时间: 2014-4-14 17:14
大炮-LF 发表于 2014-4-14 17:11
请问下，比热这个不是定性温度下的比热容么？如果是定性温度下的比热容，那么管程和壳程因为定性温度不一样 ...
你说的是哪一个，Cp一样？
作者: xyq1983 时间: 2014-4-15 09:07
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-15 11:17 编辑
wiseboy 发表于 2014-3-28 11:35
细节决定成败。我讲以前，你肯定不会计算这个习题的“管程压降”——《化工原理》帮不了你。你认真看看。 ...
换热器的核心问题是计算K吗？
我倒是觉得核心就是计算水力学相关数据，流速压降
流速对传热系数有直接影响，也就是说，换热器就是流道的设计，让两侧流体湍流度越大有利传热
但是，要与压降成一个协调的比例
并非压降越大越是对传热有利，要合理优化换热结构参数
试差计算量太大，因此专业化软件进行计算分析是必然的。
但是要有理论基础和基本的工程判断经验
楼主的课程内容层次很清晰
值得学习！
作者: 大炮-LF 时间: 2014-4-15 09:11
wiseboy 发表于 2014-4-14 17:14
你说的是哪一个，Cp一样？
就是习题中的那个，因为没有查有关物性数据，具体多少不清楚，但是计算了下，所得的答案正好是Cp一样的情况计算所得，新手学习，望指点
作者: woshi5184118 时间: 2014-4-15 10:05
学习了 太感谢版主了。
作者: xyq1983 时间: 2014-4-15 13:42
xyq1983 发表于 2014-4-15 09:07
换热器的核心问题是计算K吗？
我倒是觉得核心就是计算水力学相关数据，流速压降
流速对传热系数有直接 ...
所有的计算软件的分析过程我想应该大同小异，但是不同软件搭建的数学模型（关联式）会有差异，并且数学分析手段会有差异。
个人愚见。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-15 15:05
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-16 16:37 编辑
第十三课：蒸汽冷凝换热器工艺设计——惰性气体的多组份冷凝的wiseboy阻力膜厚度理论
由于第十二课太长，另起一贴。这是给高级别读者的一课，不求深度的读者可以不看这一课。
一、Wiseboy 阻力膜厚度理论
第十二课提到，惰性气体不凝结，却在管面形成一层阻力膜，阻碍气体冷凝。那么，这层膜有多厚？我们依然利用阻力叠加原理(这是自然界的通用原理，电路的电阻也是如此)：
R1=R0+R'
式中：R1——含有惰性气体后的壳程膜阻力，m2.C/W；
R0——不含惰性气体的壳程膜阻力，m2.C/W；
R '——惰性气体膜的阻力，m2.C/W。
具体化：
1/as=1/as0+b/λ[sub]d[/sub]
式中：λ[sub]d[/sub]——惰性气体在壁温下的导热系数，W/(m.C);
b——惰性气体膜厚度，m。
这里要提醒：你必须用前面课程所讲方法计算冷凝壁面的壁温，才能定壁温下的导热系数。
二、习题
计算第十二课习题的惰性气体厚度b。在壁温78.8 C（前一课程的习题计算的）下，氮气的导热系数λ[sub]d[/sub]=0.02947，W/(m.C)。
参考答案：
∵1/3350=1/7480+b/0.02947
∴b=0.000004862 m=0.004862 mm=4.862 μm
可见，氮气膜极薄，仅仅4.862 μm，它却有那么大的热阻。
氮气膜真的存在吗？它就是4.862 μm厚吗？回答是，它一定存在，但它的厚度是不稳定的，这不过是平均厚度而已。换热器大师使用的就是类似的原理，也是从实验数据总结的，和实际比较吻合。而实际的膜不是纯氮气的，它混杂一定的可凝气体，因为可凝气体一定要穿越这个“膜”才能到壁面冷凝，所以实际的膜要比4.862 μm厚。这种把氮气阻力归结到一个纯氮气膜的方法，是科学上常用的方法。有许多研究者试图测量这个膜厚度，但至今不能如愿：它太难测了。而我们工程应用者，似乎不需要那样“较质”去探其究竟，可以设计出满足工程要求的换热器就可以了。你说呢？
作者: lgygdx 时间: 2014-4-16 08:30
详细，详细，太详细了
赞一个
作者: SDHZZXM 时间: 2014-4-16 17:00
谢谢楼主，支持海川...
作者: xyq1983 时间: 2014-4-17 08:38
wiseboy 发表于 2014-3-28 11:35
细节决定成败。我讲以前，你肯定不会计算这个习题的“管程压降”——《化工原理》帮不了你。你认真看看。 ...
目前公认的软件，压降计算分析模式均是在挺克的流路分析基础上完善优化的，我想各家都有自己的关联式。
化工原理，入门教程，如果当下还用原来的方法计算，已经完全不能满足设计的需要。
手工计算迭代次数是有数的，主要靠老工程师的经验，因此好多换热器抄来抄去，越抄越大
认真思考换热余量是否越大越好呢，呵呵不尽然吧。
结合工况，物性，操作等综合考虑才是王道！！！！
个人愚见！
作者: 化机学子 时间: 2014-4-17 09:44
本帖最后由 化机学子 于 2014-4-17 10:54 编辑
http://bbs.hcbbs.com/forum.php?m ... &extra=#pid12579210求广大海友指导一下，设计成单管程单壳程的纯逆流的换热器没法找到合适的k值啊，我设计出来结果直径0.4m，管长6米才能校核成功，可是长径比太大了吧！我计算的合成气的密度是8.211kg/m3变换气21.3粘度分别1.4乘10-5次方pa.s1.463乘10-5次方pa.s导热系数0.10415w/mc0.06502比热10.998kj/kgc和7.87，热量计算q=3719499kj/h,k我取得390楼主我下了你的那个软件是试用版的，无法算出来，恳请楼主帮我模拟一下，谢谢！
作者: wiseboy 时间: 2014-4-17 10:59
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-17 11:33 编辑
化机学子 发表于 2014-4-17 09:44
http://bbs.hcbbs.com/forum.php?m ... &extra=#pid12579210求广大海友指导一下，设计成单管程单壳程的纯逆 ...
1。可以缩小长径比，但是K会降低一些，换热器面积会更大一些：牺牲效率换美观是常有的事。
2。要手算，按我讲的办法计算。要用软件，那不值得一提：很简单。
3。因为你只要1台1壳程换热器完成，所以不能用折流板，否则温差矫正太低。因此面积比较大。
长度比你想象的还长。所以建议用翅片管好一点，会好一点。
4。最严重的问题是你手算，“k我取得390”——这个差了数量级。所以你的计算毫无价值，白劳动。
作者: yljjylf 时间: 2014-4-17 11:26
辛苦了，过来学习作者: 化机学子 时间: 2014-4-17 11:33
wiseboy 发表于 2014-4-17 10:59
1。可以缩小长径比，但是K会降低一些，换热器面积会更大一些：牺牲效率换美观是常有的事；
2。要手算，按 ...
楼主，那您看我的那个帖子里根据P和R得选4壳程，然后我的毕设老师说先按单管单壳算，我算完后发现k/k0居然小于1，按您说的k值缩小那我计算取k=300，s=q/k△t=3719499300/(300x3600x29.5)=117;取管长3m则n=s/3.14dl=117/(3.14x0.019x3)=653;u=4qv/3.14ddn=(4x10668.7)/(3.14x0.015x0.015x653x3600x8.211)=3.12m/s,这速度感觉不行啊，气体速度不是得5-30吗，如果变成双管程就不是纯逆流了，温度校正系数远远小于0.8，把管子选长的话长径比又太大。非常纠结啊，不知该咋做！
作者: wiseboy 时间: 2014-4-17 11:36
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-17 11:43 编辑
4壳程 毫无必要。你这““k我取得390”——”一下，把问题简化90%，也把事情彻底搞砸了。
作者: 化机学子 时间: 2014-4-17 11:39
wiseboy 发表于 2014-4-17 10:59
1。可以缩小长径比，但是K会降低一些，换热器面积会更大一些：牺牲效率换美观是常有的事。
2。要手算，按 ...
哈哈哈，楼主好懂，我就感觉我做的不对，楼主k值我是按标准选的啊http://wenku.baidu.com/link?url= ... WF9lPbvL5-t0Vsy6xvy选的有机物粘度0.5以下，221-430啊
作者: 化机学子 时间: 2014-4-17 11:59
wiseboy 发表于 2014-4-17 11:36
4壳程 毫无必要。你这““k我取得390”——”一下，把问题简化90%，也把事情彻底搞砸了。
楼主那您看我k值取多少合适啊，还有我发现k取得越小速度就越不对啊。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-17 12:04
化机学子 发表于 2014-4-17 11:39
哈哈哈，楼主好懂，我就感觉我做的不对，楼主k值我是按标准选的啊http://wenku.baidu.com/link?url=FsiGe ...
首先你那个不是标准，其次那个也太粗糙。查表、推荐值，这是上世纪60年代的做法，那时候，走远路还骑毛驴。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-17 12:09
化机学子 发表于 2014-4-17 11:59
楼主那您看我k值取多少合适啊，还有我发现k取得越小速度就越不对啊。
要是速度对了，就是细长——长径比太大。因此事不能十全十美，看你如何取舍了。你是要“漂亮”还是要“心灵美”？
作者: 化机学子 时间: 2014-4-17 12:16
wiseboy 发表于 2014-4-17 12:09
要是速度对了，就是细长——长径比太大。因此事不能十全十美，看你如何取舍了。你是要“漂亮”还是要“心 ...
哈哈哈，楼主那您给点建议，我该咋办啊，我这个毕业设计太奇葩了，还有楼主你说我的k值差了数量级，您感觉取多少合适啊，我该咋样取舍速度与k的关系，还有我这个不放折流板了？我根本就没法算出合理的工艺计算 ，还有楼主你的软件是正版，你帮我模拟下呗！感激不尽，我是头大好几天了。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-17 12:58
化机学子 发表于 2014-4-17 12:16
哈哈哈，楼主那您给点建议，我该咋办啊，我这个毕业设计太奇葩了，还有楼主你说我的k值差了数量级，您感觉 ...
还有，你的4个温度，2个流量，和你给的2个比热。你算算，热量能对上不？
放热=吸热=热量？？？
你说说确定哪些是工艺要求的，哪些是你计算的。你计算的就别说了，不可信。
作者: 化机学子 时间: 2014-4-17 13:11
wiseboy 发表于 2014-4-17 12:58
还有，你的4个温度，2个流量，和你给的2个比热。你算算，热量能对上不？
放热=吸热=热量？？？
你说说确 ...
先谢谢楼主的热心指导，工艺要求是这3个图片的要求，那温度是老师给的，就是那个表格那个，除了这些那些比热容，热导率，粘度，什么的都是我算的，算的还是很认真的，都是按照要求算的。麻烦楼主了。
作者: li7459359 时间: 2014-4-18 08:53
今天又来学习了，谢谢楼主
作者: li7459359 时间: 2014-4-18 09:08
楼主，我想请教一个问题，为什么比泽尔冷凝器的选型软件，相同换热量的冷凝器，流速数不一样，为什么进出的口径不一样呢？冷凝器的水流速不应该与水流量有关系呢？
作者: wiseboy 时间: 2014-4-18 10:02
li7459359 发表于 2014-4-18 09:08
楼主，我想请教一个问题，为什么比泽尔冷凝器的选型软件，相同换热量的冷凝器，流速数不一样，为什么进出的 ...
比泽尔冷凝器的选型软件，没听过，不是专业化软件。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-19 21:29
神剑235704 发表于 2014-4-19 17:05
你壳程的压降怎么来的，怎么没有用Beel法和石谷法计算，怎么出来个博拉修斯，什么资料里来的
看仔细：在第六课哪里，暂时并没有讲壳程压降。
作者: wiseboy 时间: 2014-4-20 11:02
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-24 12:21 编辑
第十四课：蒸汽冷凝换热器工艺设计——管内单组份冷凝
一、垂直管内的单组份冷凝
在第十课，讲了垂直管外的单组份冷凝计算式：
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事实上，上式也可以计算垂直管内的单组份冷凝。值得提及的是，
我国高校的各种《化工原理》，对这个问题的说法混乱不堪：
1）大多数大学的《化工原理》说：这个适合垂直管外；
2）一部分大学的《化工原理》，敷衍了事，干脆避开垂直管内冷不提；
3）极少数大学的《化工原理》说：这个适合垂直管外、也适合垂直管内——这是正确的。
这就是海川好多科班学子的的困惑来源。你是否也困惑，取决于你毕业于哪个大学，
或者是使用的是那个大学编写的《化工原理》。
二、水平管内的单组份冷凝
1.Chato [1962]公式
α=0.555{gρ[sub]L[/sub](ρ[sub]L[/sub]-ρ[sub]V[/sub])λ[sup]3[/sup][r+(3/8)Cp[sub]L[/sub]△T]/(μ.d[sub]i[/sub]△T)}[sup]1/4[/sup]
也可以简化为：
α=0.555[gρ[sub]L[/sub](ρ[sub]L[/sub]-ρ[sub]V[/sub])λ[sup]3[/sup]r/(μ.d[sub]i[/sub]△T)][sup]1/4[/sup]
2.近似公式
下面这2个公式，本质思路是：冷凝稳定后，把它看成是无相变的单相流传热。
1)Sieder－Tate (齐德–泰勒)公式
ReL<2200时：
α=1.86(λ/d[sub]i[/sub])[Re[sub]L[/sub]Pr[sub]L[/sub]/ (L/ d[sub]i[/sub])] [sup]1/3[/sup](μ/μ[sub]w[/sub]) [sup]0.14[/sup]
ReL>2200时：
α=0.023(λ/d[sub]i[/sub])Re[sub]L[/sub][sup]0.8[/sup]Pr[sup]0.4[/sup]
2)Cavallini 和 Zecchin (1974)
α=0.05(λ/d[sub]i[/sub])Re[sub]L[/sub][sup]0.8[/sup]Pr[sup]0.33[/sup]
这是一种大胆的天才设想：当管内冷凝稳定后，液膜和管壁的换热近似于单向流。这个办法在
其他非化工行业多见。特别是在ReL>2200时，公式不需要蒸汽温度和壁面温度之差：△T，这
对于那些可怜的手算者来说，无疑是一个福音：因为△T是未知的，需要多次迭代才能求得。
这个假设还导致了一个令人振奋的结果：过热蒸汽的冷凝“过热蒸汽冷却——冷凝——过冷”，
一般要分段计算。巧妙利用这个天才设想，可以免去分段——尽管有误差，但可以满足工程设计
要求。具体如可免去分段？以后会专门讨论。
提示：近似公式的计算结果比较小（保守），换热器大师使用的是Chato 公式。
作者: Yi-xiaoshan 时间: 2014-4-21 22:32
受益匪浅
部分地方还要多花些时间看看
谢谢版主
作者: yee 时间: 2014-4-23 10:59
老师，最近有个问题，我们做高压管壳式的换热器内件（10-20MPa），习惯用的是圆缺型的折流板，管壳流速在6左右，我想用双弓形的折流板，您觉得这样可行不，谢谢了
作者: wiseboy 时间: 2014-4-23 11:42
yee 发表于 2014-4-23 10:59
老师，最近有个问题，我们做高压管壳式的换热器内件（10-20MPa），习惯用的是圆缺型的折流板，管壳流速在6左 ...
理论上可以，不过你要就提计算一下传热和流体力学（压力降），和工艺要求匹配。另外，你的“管壳流速在6左右”，壳程是气体吗？
作者: wiseboy 时间: 2014-4-24 13:42
本帖最后由 wiseboy 于 2014-4-24 14:54 编辑
十五课：蒸汽冷凝换热器工艺设计——冷凝膜系数的误差及对总K的影响
一、理论
我们之所以要分析冷凝膜系数的误差及对总K的影响，是因为冷凝膜系数的关联式太多了，同一个工况，不同公式的计算冷凝膜系数有时候相差很大，甚至差倍，这使得许多人感到无所适从。那么，它对总K的影响有多大？
我们考察它的影响。为了讨论方便，我们作如下简化：
1.只讨论管外冷凝膜系数αs；
2.不考虑管内膜系数αt、管内热阻ri和管壁阻力（b/λ）从di到do的矫正；
Wiseboy误差公式推导如下（这需要微积分基础）：
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式中：ERR(αs)——冷凝膜系数αs的计算误差；
ERR(K)——αs计算误差引起的K的误差。
这是数学分析得到的无名的误差估算公式。之所以说是“无名的”，是因为我在这里是首次公开。
（千万别再到处自豪地说：我学的数学都没有用处——数学是科学的工具。）
二、理论应用
现在就误差公式展开讨论。
1）如果K比较大，比如说：K=2000 W/m2.C。αs两个公式计算的分别是：
40000 W/（m2.C）和30000 W/（m2.C），那么：
平均αs=（40000+30000）/2=35000 （m2.C）
ERR(αs)=（40000-30000）/35000=0.2857=28.57 %
ERR(K)=（2000/35000)X0.2857 =0.01633=1.633 %
这就是说：两个公式计算的αs相差28.57 %，但它引起的K只差了1.633 %
2）如果K比较小（污垢比较大时就是这样），比如说：K=500 W/m2.C。αs两个公式计算的分别是：
40000 W/（m2.C）和30000 W/（m2.C），那么：
平均αs=（40000+30000）/2=35000 （m2.C）
ERR(αs)=（40000-30000）/35000=0.2857=28.57 %
ERR(K)=（500/35000)X0.2857 =0.004081=0.4081 %
这就是说：两个公式计算的αs相差28.57 %，但它引起的K只差了0.4081 %
3）如果K比较小（污垢比较大时就是这样），比如说：K=500 W/m2.C。αs也很小。两个公式计算的分别是：
4000 W/（m2.C）和3000 W/（m2.C），那么：
平均αs=（4000+3000）/2=3500 （m2.C）
ERR(αs)=（4000-3000）/3500=0.2857=28.57 %
ERR(K)=（500/3500)X0.2857 =0.04081=4.081 %
这就是说：两个公式计算的αs相差28.57 %，但它引起的K只差了4.081 %
。。。。。。
你还可以做一些计算比较。总之，我们有如下结论：
在蒸汽冷凝换热中，不同公式计算的冷凝膜系数相差很大，但它对总K的影响并不大。特别是有污垢存在时，影响更小。
这个结论使得手算者在估算冷凝膜系数时候，有一些安慰。
如上原则性结论是公认的，并非wiseboy发明，但是在换热器大师开发时，Wiseboy把这个结论量化了——推导出了Wise误差计算公式，这个误差估算公式是Wiseboy首次给出的。换热器大师的许多处理和“简化”，都有类似的、严谨的理论支撑。
联想：为什么那么多人热衷研究冷凝膜系数，并且还宣称它的研究结果误差不大？你懂了吧？
作者: pfz 时间: 2014-4-25 11:08
很好，正在学习之中。
作者: Yi-xiaoshan 时间: 2014-4-25 23:11
受益匪浅！！
真是谢谢楼主
作者: 孟平平 时间: 2014-4-26 13:58
初学者，有点深奥
作者: li7459359 时间: 2014-4-26 14:47
学习一下，有没有比较通俗的实例教程，谢谢楼主！！！
作者: 戈多_2013 时间: 2014-4-27 10:40
感谢楼主倾情奉献
作者: wiseboy 时间: 2014-4-27 10:48
li7459359 发表于 2014-4-26 14:47
学习一下，有没有比较通俗的实例教程，谢谢楼主！！！
你要“科普”级别的东西，就不是干实活者的事了——那是领导要学习的东西。我这教程，可能是最通俗的了。
作者: li7459359 时间: 2014-4-27 13:24
wiseboy 发表于 2014-4-27 10:48
你要“科普”级别的东西，就不是干实活者的事了——那是领导要学习的东西。我这教程，可能是最通俗的了。 ...
不是要科普的东西，是比如，客户给个，相关的设计参数，就要你弄个图纸什么的！
作者: wiseboy 时间: 2014-4-27 17:30
li7459359 发表于 2014-4-27 13:24
不是要科普的东西，是比如，客户给个，相关的设计参数，就要你弄个图纸什么的！
你说的是什么参数，直接去“弄个图纸什么的”。你举个例子。
作者: stradd 时间: 2014-4-29 22:58
高手高手，学习学习。。感谢感谢作者: ch125100 时间: 2014-5-1 23:39
来来来，赶快来学习一下。
作者: pfz 时间: 2014-5-4 11:18
学习了，收获很大。
作者: semem 时间: 2014-5-4 11:52
我这是到多少层楼啦，感谢楼主分享~
作者: zjcsszyh 时间: 2014-5-6 14:06
重新又温习了一下辛苦楼主了
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