换热器工艺设计大学—实战系列课程连载(Wiseboy/程惠亭教授 主讲)

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。

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

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：

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_o
式中：α——含有惰性气体的多组份冷凝的膜系数，W/m2.C；
          α_o——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：

2）蒸汽含1%（质量）氮气的冷凝：

3）布管图：

格言：不要抱怨世界太复杂——不复杂不叫世界。

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。

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？

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_d
式中：λ_d——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_d=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？

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。

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。

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。

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”？

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。

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。

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。

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：

    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_L(ρ_L-ρ_V)λ³[r+(3/8)Cp_L△T]/(μ.d_i△T)}^1/4
也可以简化为：
α=0.555[gρ_L(ρ_L-ρ_V)λ³r/(μ.d_i△T)]^1/4
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_i)[Re_LPr_L/ (L/ d_i)] ^1/3(μ/μ_w) ^0.14
ReL>2200时：
α=0.023(λ/d_i)Re_L^0.8Pr^0.4
2)Cavallini 和 Zecchin (1974)
α=0.05(λ/d_i)Re_L^0.8Pr^0.33

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。