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请教各位GB20801.3-2020和2016版上都有这么一条规定
求问图上这种接管什么时候用?
遇到一台立式换热器,壳程介质蒸汽,下部冷凝水出口设计成了图上这种结构
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[工艺选型] 换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(Wiseboy 主讲)

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发表于 2014-3-20 09:22:28 | 显示全部楼层 |阅读模式

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本帖最后由 wiseboy 于 2019-9-30 11:24 编辑

换热器工艺设计大学——实战系列课程连载 汇总
主讲: wiseboy(UID:146194)
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(01):无相变换热器热量平衡(本楼)
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(02)有效传热温度差
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(03)无相变换热器传热、结构计算——结构估算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(04):无相变换热器传热、结构计算——传热膜系数计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(05):无相变换热器传热、结构计算——总传热膜系数、管长(面积)计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(06):相变换热器压降计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(07):无相变换热器小结
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(08)传说中的壁温
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(09):参考资料——软件计算结果
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(10)蒸汽冷凝换热器工艺设计——壳程单组份冷凝
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(11)蒸汽冷凝换热器工艺设计——多组份冷凝
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(12):蒸汽冷凝换热器工艺设计——含有惰性气体的多组份冷凝
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(13):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
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(14):蒸汽冷凝换热器工艺设计——管单组份冷凝
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(15):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

换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(16):空气冷却器的两种工况(1)——冷凝水计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(17):空气冷却器的两种工况(2)——冷凝水计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(18):盘管换热器——典型的导热油加热循环系统热力计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(19):盘管换热器——几何尺寸
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(20):盘管换热器——算例
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(21):换热器各种流体相态的组合
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(22):换热器换热效率(1)
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(23):翅片管翅化比、各种面积的计算
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(24):箱式换热器(1)简介
换热器工艺设计大学——实战系列课程连载(25):箱式换热器(2)一个典型巨大换热器的例子
(未完、待续……)
__________________________________________________________________________
                                                              前 言
从现在开始,我将集中在此讲解换热器工艺设计。以往许多花了心血的长帖子,随着时间的流逝都沉底了。以后尽量把我的相关帖子集中在此,方便大家交流、学习。
      本讲座以管式换热器为主线,兼顾其它换热器。注意课程的前后连续性,后面的课程往往和前面有关联。一些知识点会指出理解它需要的其它基础知识或者学历水平,比如“初中物理、初中数学、大学数学、计算方法(课程)”,大家根据自己的情况选择学习。尽量给出手算方案,但是一些精确算法不适合手算的,会给出解决方案。一些悬而未决的问题,也给出工程上近似的办法。如果是我本人的办法,会特别说明。一些习题将给出软件计算的结果,以便对照。
**
本讲座有一定的难度和深度,许多秘密武器在此首次公开。**
**不能完全适合所有读者的知识水准。各取所需,学会感恩。**

**涉及覆盖范围广泛的3大软件:**
    1)中文THEM         (换热器大师软件)    【圆筒外壳,固定管板、浮头式】;
      试用版下载: themtrial.zip (5.67 MB, 下载次数: 18)

点评

计算比热密度的这个软件哪儿找?  发表于 2015-4-7 20:35
很不错,来学习了  发表于 2014-3-20 11:03




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发表于 2014-3-20 09:40:37 | 显示全部楼层
沙发~坐在第一排好好学习

 

 

 

Peterpaul彼得保罗

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占座的人,要做练习题。我给作业评分。  发表于 2014-3-23 19:00

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 楼主| 发表于 2014-3-20 10:34:49 | 显示全部楼层
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

点评

W神,在我已经算出有相变时的温度点。 我是否可以采用假设壁温的方式,利用管内外换热量相等,来求出管外(壳侧)换热系数? 因为我现在已知了三段的温度,而管内的流速是我选取的。  详情 回复 发表于 2016-12-21 16:10
给力,就是以前学的内容。  发表于 2014-9-4 13:47

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发表于 2014-3-20 20:16:47 | 显示全部楼层
哈哈,谢谢楼主积极分享
辛苦了

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发表于 2014-3-20 21:12:24 | 显示全部楼层
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?

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 楼主| 发表于 2014-3-21 09:09:23 | 显示全部楼层

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。

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 楼主| 发表于 2014-3-21 09:27:21 | 显示全部楼层
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Ut限制在 2.0 m/S以下,按下式估算
管程流通面积:Ai=n(πdi2/4);
管程体积流量:Vt=n(πdi2/4)Ut;
所以管子数:n=4Vt/(πdi2Ut).
式中:di——管子内径,m;
          π——圆周率:3.1416.
P管程数时,管子数:n=4PVt/(πdi2Ut).

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Ut=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=4PVt/(πdi2Ut).
  =4X2X(0.14/978)/(3.14X0.00842X0.37) ≈14.
03-01.PNG
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。

点评

我也想知道,Vt是怎么来的  详情 回复 发表于 2016-11-1 09:39
楼主你好,关于您这个管板上换热管布局图,您说是实验布局?意思是只要符合条件和标准怎么布置都可以是吧?我设计的换热器管数240根,管程4,管外径25,正方形排列,管中心距32,分程隔板槽两侧相邻管中心距44,请问  详情 回复 发表于 2015-4-18 16:05
初学者,别见笑,Vt怎么算出来的,谢谢  详情 回复 发表于 2015-3-20 14:23

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发表于 2014-3-21 12:25:40 | 显示全部楼层
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。

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发表于 2014-3-21 17:00:55 | 显示全部楼层
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占座的人,要做练习题。并给作业评分。  发表于 2014-3-23 19:00

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发表于 2014-3-22 09:56:15 | 显示全部楼层
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?

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发表于 2014-3-22 10:28:31 | 显示全部楼层
支持一下!

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 楼主| 发表于 2014-3-22 13:25:18 | 显示全部楼层
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。

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 楼主| 发表于 2014-3-22 13:33:01 | 显示全部楼层
本帖最后由 wiseboy 于 2014-12-16 15:56 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:
αt=0.023(λt/di)Re0.8Prn;  (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!):
αt=0.027(λt/di)Re0.8Pr0.33(μtw0.14;   (4-2)
式中:λt——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。
         μw——管内流体在壁温下的粘度,Pa.S

因为壁温目前未知,μw未知手算时这样近似处理:
管内流体被加热:(μtw0.14=1.05,被冷却(μtw0.14=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=1-6X105/Re1.8        (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
αs=0.36(λs/de)Re0.55Pr0.33(μsw0.14

          正三角形: 1.gif       
          正方形:   2.gif
壳程雷诺是计算比较特殊:
Re=(de.Ws)/(μs.S)                                     (4-4)
S=BD(1-do/t)                                                                            (4-5)
换热器大师的修正公式
S=B[D-(Nc+1-do/t)do]                                               (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,m2
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,
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=(deusρs)/(μs),
       把下面二式代入上式:
       us=Vs/S,
       Ws=Vsρs
       即可得到(4-4)
————————————————————————————————
三、习题
习题04-01
习题01-01要求和习题03-01给出的结构,B=100mm。计算αt和αs
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=1-6X105/82001.8=0.9459;
αt=0.023(0.6670/0.0084)X82000.8X2.3250.3=3180  W/(m2.C)
αt=0.9459X3461=3008 W/(m2C) (换热器大师结果:αt=3000 W/(m2C))

壳程
de=4X(0.866X0.0122-0.785X0.00942)/(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;
αs=0.36X(0.6066/0.0075)X423.90.55X7.0370.33=1544 W/(m2C)
换热器大师结果:αs=1130 W/(m2C),差异的原因是换热器大师使用(4-6))

点评

S=BD(1-do/t) (4-5) 换热器大师的修正公式: S=B[D-(Nc+1-do/t)do] (4-6) 式中:d  详情 回复 发表于 2018-12-24 16:34
壳程的流速是用壳程的体积流量除以壳程内径吗? 我看您计算雷诺数时用的是0.1  详情 回复 发表于 2016-12-17 09:36

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发表于 2014-3-22 21:44:47 | 显示全部楼层
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。

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感谢版主分享

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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/αt )(do/di)
        rs=1/αs
        r1=ri(do/di)
        rb经典的近似算法
        rb=(do-di)/(2λb)
        rb换热器大师修正的近似算法:
        rb=(do-di)/(do+di)(do/λb)
        准确的算法
        rb=[do/(2λb)]ln(do/di)

式中:ri——管内污垢阻力,(m2.C)/W;
         λb—— 换热管材质导热系数,W/(m.C);        
所以:
R=(1/αt)(do/di)+1/αs+ri(do/di)+r2 +(do-di)/(do+di)(do/λb)  (5-3)
或者:
R=(1/αt +ri)(do/di)+1/αs+r2+(do-di)/(do+di)(do/λb)                         (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Li:
∵A=nπdoLi
∴Li=A/(nπdo)                             (5-6)
计算出Li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,Li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 (m2.C)/W
K=1/0.001412=708.2 W/(m2.C)
2。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 (m2.C)/W
K=1/0.001650=606.1 W/(m2.C)
换热器大师的计算值:614.2 W/(m2.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/(m2.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 m2
换热器大师的计算结果:0.4356  m2
管长计算:
Li=A/(nπdo)=0.4413 /(14X3.14X0.0094)=1.068 m。
比如要求富裕度:Cs=10%
管长Lf=Li(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
Lr=Lf+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:Lr=Lf+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Lr就行了,比如:Lr取1.3,1.4,1.5:你看着办吧!
可按相关标准取Lr=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%

点评

宇宙普遍真理,这个词语有点太大吧,宇宙万象非人力所为!  详情 回复 发表于 2018-11-9 10:22

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发表于 2014-3-25 21:34:11 | 显示全部楼层
版主辛苦了,期待更新。

点评

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 化工原理的基本概念,不要做过多的吹嘘  详情 回复 发表于 2018-12-24 16:14

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 楼主| 发表于 2014-3-26 09:48:08 | 显示全部楼层
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=λt(L/di)ρut2/2
式中:λt——阻力系数。
按找雷诺数大小,λt计算分为3部分:
1)Re≤2000时:
     λt=64/Re
2)Re>3000时,用柏拉修斯公式:
     λt=0.3164/Re0.25
3)2000<Re≤3000时:
     λt可查穆迪(moody)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/λt0.5=-2.0log{[(ε/di)/3.7]+[2.51/(Re.λt0.5)]}
式中:ε——换热管绝对粗糙度,m。
一般可近似取(ε/di)=0.005:
1/λt0.5=-2.0log{0.001351+[2.51/(Re.λt0.5)]}
对于光滑管(铜管、铅管、四氟乙烯等):
1/λt0.5=2.0log(Re.λt0.5)-0.8
λt是隐含的,这需要用Newton 迭代法求λt。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=3Xρut2/2
3。总压降:
△Pt=(△P1+△P2)P.F
式中:F——结矫正系数。
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:
Ret=8200>3000,用柏拉修斯公式:
λt=0.3164/30000.25=0.04275
P1=λt.(L/di).(ρu2/2)=0.04275(1.5/0.0084)(978.0X0.372/2)=511 Pa
p2=3X(ρu2/2)=3X(978.0X0.372/2)=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:
λt=0.03886
P1=λt.(L/di).(ρu2/2)=0.03886(1.5/0.0084)(978.0X0.372/2)=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)


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发表于 2014-3-26 18:54:34 | 显示全部楼层
带着小凳来了。

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 楼主| 发表于 2014-3-27 08:54:35 | 显示全部楼层
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。

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