管殼式換熱器設計課程設計

1、河南理工大學課程設計管殼式換熱器設計學院：機械與動力工程學院專業(yè)：熱能與動力工程專業(yè)班級：11-02班學號：姓名：指導老師:小組成員:目錄第一章設計任務書2第二章管殼式換熱器簡介3第三章設計方法及設計步驟5第四章工藝計算64.1 物性參數確實定64.2 核算換熱器傳熱面積74.2.1 傳熱量及平均溫差74.2.2 估算傳熱面積9第五章管殼式換熱器結構計算115.1 換熱管計算及排布方式115.2 殼體內徑的估算135.3 進出口連接管直徑的計算145.4 折流板14第六章?lián)Q熱系數的計算206.1 管程換熱系數206.2 殼程換熱系數20第七章需用傳熱面積23第八章流動阻力計算258.1 管程阻

2、力計算258.2 殼程阻力計算26總結28第一章設計任務書煤油冷卻的管殼式換熱器設計：設計用冷卻水將煤油由140c冷卻冷卻到40c的管殼式換熱器,其處理水平為10t/h,且允許壓強降不大于100kPa.設計任務及操作條件1、設備形式：管殼式換熱器2、操作條件(1)煤油：入口溫度140C,出口溫度40C(2)冷卻水介質：入口溫度26C,出口溫度40C第二章管殼式換熱器簡介管殼式換熱器是在石油化工行業(yè)中應用最廣泛的換熱器.縱然各種板式換熱器的競爭力不斷上升,管殼式換熱器依然在換熱器市場中占主導地位.目前各國為提升這類換熱器性能進行的研究主要是強化傳熱,提升對苛刻的工藝條件和各類腐蝕介質適應性材料的

3、開發(fā)以及向著高溫、高壓、大型化方向開展所作的結構改良.強化傳熱的主要途徑有提升傳熱系數、擴大傳熱面積和增大傳熱溫差等方式,其中提升傳熱系數是強化傳熱的重點,主要是通過強化管程傳熱和殼程傳熱兩個方面得以實現(xiàn).目前,管殼式換熱器強化傳熱方法主要有：采用改變傳熱元件本身的外表形狀及外表處理方法,以獲得粗糙的外表和擴展外表；用添加內物的方法以增加流體本身的繞流；將傳熱管外表制成多孔狀,使氣泡核心的數量大幅度增加,從而提升總傳熱系數并增加其抗污垢水平；改變管束支撐形式以獲得良好的流動分布,充分利用傳熱面積.管殼式熱交換器又稱列管式熱交換器是在一個圓筒形殼體內設置許多平行管子稱這些平行的管子為管束,讓兩種

4、流體分別從管內空間或稱管程和管外空間或稱殼程流過進行熱量交換.在傳熱面比擬大的管殼式熱交換器中,管子根數很多,從而殼體直徑比擬大,以致它的殼程流通截面大.這是如果流體的容積流量比擬小,使得流速很低,因而換熱系數不高.為了提升流體的流速,可在管外空間裝設與管束平行的縱向隔板或與管束垂直的折流板,使管外流體在殼體內曲折流動屢次.因裝置縱向隔板而使流體往返流動的次數,稱為程數,所以裝了縱向隔板,就使熱交換器的管外空間成為多程.而當裝設折流板時,那么不管流體往復交錯流動多少次,其管外空間仍以單程對待.管殼式熱交換器的主要優(yōu)點是結構簡單,造價較低,選材范圍廣,處理水平大,還能適應高溫高壓的要求.雖然它面

5、臨著各種新型熱交換器的挑戰(zhàn),但由于它的高度可靠性和廣泛的適應性,至今仍然居于優(yōu)勢地位.由于管內外流體的溫度不同,因之換熱器的殼體與管束的溫度也不同.如果兩流體溫度相差較大,換熱器內將產生很大的熱應力,導致管子彎曲、斷裂或從管板上拉脫.因此,當管束與殼體溫度差超過50c時,需采取適當補償舉措,以消除或減少熱應力.根據所采用的補償舉措,管殼式換熱器可以分為以下幾種:固定管板式換熱器、浮頭式換熱器、U形管式換熱器、雙重管式換熱器及填料函式換熱器.第三章設計方法及設計步驟在設計換熱器時,如果只作簡單估算,或盲目加大傳熱面積的平安系數就會造成浪費.只有進行比擬詳細的計算,才能使投入運行的熱交換器,在平安

6、和經濟方面得到可靠保證.換熱器一般的設計方法及設計步驟如下：(1)根據設計任務搜集有關的原始資料,并選定熱交換器類型等.(2)確定定性溫度,并查取物性數據.(3)由熱平衡計算熱負荷及熱流體或冷流體的流量.(4)選擇殼體和管子的材料.(5)選定流動方式,確定流體的流動空間.(6)求出平均溫差.(7)初選傳熱系數K0,并初計算傳熱面積F.(8)設計換熱器的結構包括：選取管徑和管程流體流速；確定每程管數、管長、總管數；確定管子排列方式、管間距、殼體內徑和連接管直徑等；確定殼側程數及折流板的數目、間距、尺寸等殼程結構尺寸；初確定傳熱面積.(9)管程換熱器計算及阻力計算.當換熱系數遠大于初選傳熱系數且壓

7、降小于允許壓降時,才能進行下一步計算.(10)殼程換熱計算.根據采用結構,假定壁溫和計算換熱系數.(11)校核傳熱系數和傳熱面積.根據管、殼程換熱系數及污垢熱阻、壁面熱阻等,算出傳熱系數K及傳熱面積F.(12)核算壁溫.要求與假定的壁溫相符.(13)計算殼程阻力,使之小于允許壓降.第四章工藝計算在換熱器設計中,根據所選換熱器類型和所給條件,計算出煤油的流速和水的流速等,然后計算出傳熱面積.工藝設計中包括了物性數據確實定、傳熱量及平均溫差、初選傳熱系數、估算傳熱面積其具體運算如下所述.4.1 物性參數確實定表3-1水和煤油的操作參數冷卻水煤油進口溫度出口溫度進口溫度出口溫度(C)(C)(C)(C

8、)264018040定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體,具定性溫度可以取流體進出口溫度的平均值.t12t1tm12煤油的定性溫度為：18040(D110C2水的定性溫度:(2)t2t2tm122640例c由定性溫度條件下查物性表得出水與煤油的物性參數,如比熱、密度、黏度導熱系數.所查結果見表2-2:表3-2水與煤油的物性參數名稱定性溫度C比熱kJ/kg*k密度kg/m3黏度Mpa*s導熱系數Wm*水334.174994.70.00074220.6623煤油1102.432758.320.00051250.10264.2 核算換熱器傳熱面積選擇熱水走殼程,冷水走管程.這是由于：被冷卻的流體走

9、殼程可便于散熱,而傳熱系數大的流體應走管程,這樣可降低管壁的溫差,減少熱應力.由煤油的每小時產量一天24小時連續(xù)運行可以計算出煤油流量：MiM10000t36002.77778kg.s(3)式中M表示煤油的年產量；Mi表示煤油流量；t表示時間煤油的普朗特常數:Ffi0.00051522.43512.16310.01026(4)式中Pr1表示煤油的普朗特常數；妝表示煤油的黏度；Cp1表示煤油的比熱；川表示煤油的導熱系數.水的普朗特常數:?22cp20.000742240176,4.677550.6623(5)式中Pr2表示煤油的普朗特常數；n凄示煤油白黏度；cp2表示煤油的比熱；入2表示煤油的導

10、熱系數.4.2.1 傳熱量及平均溫差一般情況下,工程上常用熱損失系數4c來估算損失的熱量.4c通常取0.020.03.41_取用0.98.由上面的計算結果和條件代入下式可以得出煤油的傳熱量：QM1cpit1tlL(6)2.777782.435180400.98928.004kW式中Q表示傳熱量；M1表示煤油流量；加熱負荷修正系數由以上的計算結果及條件,可以計算出冷卻水量：M2Cp2t2t2式中M2代表冷卻水量;CP2代表水的比熱;928.00415.8807kgs4.1764026計算兩種流體的平均傳熱溫差時按單殼程,兩管程計算.按逆流設計換熱器:煤油180c40C從而,Gm,ctmaxtmi

11、ntmaxInt,min40C26C11t1WW,t1t2In1-t2t11804040,18040In402654.7211C268)溫差修正系數里取決于兩個無量綱參數P及R:%t1t240260.090909118026(9)式9中,t1t1t2t218040s104026(10)參數R具有兩種流體熱容量之比的物理意義.式10中參數P的分母表示換熱器中水理論上所能到達的最大升溫,因而P的值代表該換熱器中水的實際升溫與理論上所能到達的最大升溫之比.所以,R的值可以大于1或小于1,但P的值比小于1:1PR,1,1_PRR12P1R、.R21In2P1R,R21,_|n10.09090911.2

12、1n10.09090911010120.09090911101021In.20.09090911101021(11)0.829935式中甲表示溫度修正系數.tmt1mc0.82993554.7211045041493-3(12)IIIIH,C式中At1m,c表示有效平均溫差.4.2.2 估算傳熱面積根據題意,初選傳熱系數,傳熱系數的選擇依據經驗數值表表3-3傳熱系數的選擇依據經驗數值表熱交換器型式熱交換流體傳熱系數K,w/(m2'C)備注內側外側氣氣1035常壓氣高壓氣1701602030Mpa高壓氣氣1704502030Mpa氣清水2070常壓管殼式光管高壓氣清水2007002030

13、Mpa清水清水10002000清水水蒸氣冷凝20004000高粘度液體清水100300液體層流高溫液體氣體30低粘度液體清水200450液體層流根據表3-3初選傳熱系數K0=240W/(m2.C)由以上的計算結果及條件可以估算出傳熱面積:QKotm928.00100024045.414985.1412m2(13)-_'一.一式中F表小估算的傳熱面積；K.表小初選傳熱系數；Am表小有效平均溫差；Q表示傳熱量.由于85.1412m,面積過大,所以需要兩臺換熱器,才能符合工業(yè)設計要求.實際的傳熱面積要考慮一定的裕度,此換熱器考慮的裕度為10%.那么一臺換熱器面積為51m20第五章管殼式換熱器

14、結構計算5.1換熱管計算及排布方式管子構成換熱器的傳熱面,它的材料應根據工作壓力、溫度和流體腐蝕性、流體對材料的脆化作用及毒性等決定,可選用碳鋼、合金鋼、銅、石墨等.小直徑的管子可以承受更大的壓力,而且管壁較??；同時,對于相同的殼徑,可排列較多的管子,因此單位體積的傳熱面積更大,單位傳熱面的金屬耗量更少.所喲,在管程結垢不很嚴重以及允許壓力降較高的情況下,采用較小直徑的管子.如果管程走的是易結垢的流體,那么應選用較大直徑管子.表4-1換熱管的規(guī)格及排列方式/mm換熱管外徑X壁厚排列形式管心距碳素鋼,低合金鋼不銹耐酸鋼25X2.525X2正三角形3219X219X225在此,選用25X2.5的碳

15、鋼管,采用無縫焊接工藝管程內水流速可以在表4-2選用：表4-2熱交換器內常用流速范圍m/s流體流體管程殼程循環(huán)水1.02.00.51.5新鮮水0.81.50.51.5低粘度油0.81.80.41.0高粘度油0.51.50.30.8氣體530215管程內水的流速選用G02=1m/so由以上計算結果可以算出管程所需流通截面AM215.8807At0.01596m22996.2114)式中At表小管程流通面積；M2表小冷卻水量；但表小水的密度;Cl2表小管程內水流速.根據傳熱管的內徑和管程所需流通截面積,可以單程管數:4A40.015965acen2-250.819251di3.141590.02(

16、15)式中At表示管程所需流通面積；di表示傳熱管的內徑.管子在管板上的排列方式最常見的如圖4.1a、b、c、d所示四種,即正三角形排列排列角為30度、轉角三角形排列角為60度、轉角正方形排列排列角為45度、正方形排列排列角為90度.當管程為多程時,那么需要采取組合排列.設計的換熱器的管程為2,那么應采取組合排列法,即每程均按正三角形排列,隔板兩側米用正方形排列(c)(d)圖4.1管子的排列方式根據表4-1選取正三角形排列為管子的排列方式.表4-3換熱管中央距換熱管外徑19202225303235s25262832384044lE38404244505256選取管中央距s=32mm,分程隔板槽

17、兩側相鄰管中央距Le=44mm由管中央距可以計算出平行于流向的管距以及垂直于流向的管距.平行于流向的管距:spscos3032-327.713mm2(16)垂直于流向的管距:sDssin30p321“一16mm2(17)由管子布置圖可知每程管子數為57根；由管子布置圖可以計算出管束中央至最外層管中央距為0.161m.管束外緣直徑：DL0.161220.01250.347m(18)傳熱管的總根數:ntnZt512104(19)因換熱器是按單殼程,兩管程設計的,所以按兩管程計算,所需傳熱管的長度是:n乙d085.1412“5.88775m5120.025(20)式中d.表示管內徑,d0=0.025

18、m；Zt=2表示兩管程.按標準管長6m.5.2殼體內徑的估算殼體內徑可以用下述公式粗估:)Ds(b1)s2b(21)b(1T.5)d0(22)b1.1.nt(23)當管子按正三角形排列時,可以按上述公式計算：Ds(1.1n1)s21.5d01.1(,?041)0.0321.50.0250.4508m(24)式中Ds表示殼體內徑；nt表示傳熱管根數；s表示管中央距；d0傳熱管外徑.計算得到的內徑應圓整到標準尺寸,根據鋼制壓力容器標準可確定：殼體內徑=0.5m.目前所采用的換熱管長度與殼體直徑比,一般在425加之間：長徑比=_L絲12Ds0.5(25式中1表示傳熱管長度；Ds表示殼體內徑.所以換熱

19、器的殼體內徑和管子長度符合設計要求.5.3 進出口連接管直徑的計算確定連接管直徑的根本公式仍可用連續(xù)性方程,經簡化可以用以下公式：M215.8807D21.1321.13,142.78mmVV996.21(26)將(26)式結果圓整到最接近的標準管徑,取150X5.5.4 折流板流動外,還有支撐管束、預防管束振動和彎曲的作用.它的裝設不如縱向隔板那樣困難,而且裝設后可使流體橫向流過管束,故此獲得普遍應用.折流板的常用形式有：弓形折流板、盤環(huán)形折流板兩種,弓形折流板有單弓形、雙弓形和三弓形三種.在弓形折流板中,流體流動中的死角較小,結構也簡單,因而用的最多.而盤環(huán)形結構比擬復雜,不便清洗,一般在

20、壓力較高和物料比擬清洗場合在此,換熱器設計中,折流板形式選弓形.弓形折流板的缺口和板間距的大小是影響傳熱效果和壓降的兩個重要因素.弓形折流板缺口高度應使流體通過缺口時與橫過管束時的流速接近,缺口大小是按切去的弓形弦高占殼體內徑百分數確定的.缺口弦高一般為殼體內徑的20%45%.為了防振并能夠承受拆換管子時的扭拉作用,折流板須有一定厚度,該值在GB-1999中具體規(guī)定見表4-4表4-4折流板和支持板的最小厚度mm公稱直徑換熱管無支撐跨距Dn<300>300600>600900折流板或支撐板最小厚度<400345400W700456折流板厚度取6mm0折流板的材料應比管子軟

21、,較硬會磨損管子,導致管子破裂.假設材料過軟,那么使管子磨損折流板,將相鄰管子間局部磨損,形成穿有數根管子的大孔,使這些管子失去了這一位置的折流板支撐,引起自振頻率降低,從而使管子易振進而損壞.故此,材料取用14Cr1MoRo折流板缺口弦高度：h0.25Ds0.250.50.125m,沙s(27)由折流板缺口弦高度和殼體內徑可以計算出折流板的圓心角：折六班圓心角=120度.公稱直徑管長折流板間距言00<300010020030045060045006000一60080015006000150200300450600表4-5折流板間距/mm折流板間距?。簂s0.25m,折流板數目：l6“N

22、b-1123塊1s0.25(28)式中Nb表示折流板數目折流板上的管孔數為112個,由國家標準可知,折流板上管孔直徑dH=0.0254m,折流板直徑Db=0.4955m.由管子排布圖可知：通過折流板上的管子數為99根,這流管缺口處管子數為18根.弓形折流板的缺口高度應保證流體在缺口處的流通截面積與流體在兩折流板間錯流的流通面積接近,以免因流動速度變化引起壓降.中選好殼程流體流速后,就可以確定保證流速所需的流通截面積由上面的計算出的結果可以由下面的方程式求得折流板的缺口面積:_2-ADs12h、Avg-423)s1n942Ds2(1(29)20.50.03361m1220.125.sin0.53

23、式中Awg表小折流板缺口面積；Ds表小殼體外徑；8表小折流板圓心角錯流區(qū)內管數占總管數的百分數:1Ds2hDs2hDs2hFc2()sinarccos(-)2arccos(-)DlDlDl1,c/0.520.125、.0.520.125、,八,0.520.125、一2()sinarccos()2arccos()0.3470.3470.3470.764553(30)式中Fc表示錯流區(qū)內管數占總管數的百分比；Ds表示殼體外徑；Dl表示殼體內徑；h表示缺口弦高度.缺口處管子所占面積：deAwtnt1Fc82(31)-10410.7645530.006818918式中d0表示傳熱管外徑；nt表示傳熱管

24、的總管子根數；Fc表示錯流區(qū)內管數占總管數的百分數.流體在缺口處流通面積：AbAwqAwt0.03120.006818910.024389m2,g(32)式中Ab表示流體在缺口處流通面積；Awg表示折流板缺口面積；Awt表示缺口處管子所占面積.流體在兩折流板間錯流流通截面積：AclsDsDlDld0sd0s0.20.50.3470.3470.0250.0320.0250.03220.043567m(33)式中Ac表示兩折流板間錯流流通截面積；Ds表示殼體內徑；Dl表示管束外圓直徑；d0表示傳熱管外徑；s表示管中央距.殼程流通截面積：As,Ab-Ac0.0243890.0435670.03259

25、7m2(34)式中As表示殼程流通面積；Ab表示流體在缺口處流通面積；Ac表示流體在兩折流板問錯流流通面積.殼程接管直徑:0.203726m式中Di表示殼程接管直徑；As表示殼程流通面積.將(37)式結果圓整到最接近的標準管徑,取?203X6.由管子布置圖,可以知道錯流區(qū)一排管束：Nc=12根.每一缺口內的有效錯流管排數：h0.125Ncw0.80.83.608Sp0.0277(36)式中Ncw表示每一缺口內的有效錯流管排數；h表示缺口弦高度；Sp表示平行于流向的管距.在1-2管殼式換熱器設計中,可使旁通流道數為1,取旁通擋板數為3對.錯流面積中旁流面積所占分數：1%(DsDl-NElE)ls

26、/A：(0.50.3470.510.044)0.2/0.0435670.722(37)式中Fbp表示錯流面積中旁流面積所占分數；Ds表示殼體內徑；Dl表示管束外圓直徑；Ne表示旁流通道數；Ac表示流體在兩折流板間錯流流通截面積.一塊折流板上管子和管孔間泄面積：,1)Abd°dHd0-1Fcn20.0250.02540.0250.210.76455311420.0031598m(38)式中Atb表示一塊折流板上管子和管孔間泄面積；d.表示傳熱管外徑；dH表示折流板管孔直徑；Fc表示錯流區(qū)內管數占總管數的百分數；nt表示傳熱管總根數.折流板外緣與殼體內壁間泄面積：AsbDsDsDbarc

27、cos12h0.50.50.4955arccos120.112720.5(39)0.0024212m2式中Asb表小折流板外緣與殼體內壁可泄面積；Ds表小殼體外徑；Db表小折流板直徑；h表示缺口弦高度.第六章?lián)Q熱系數的計算6.1 管程換熱系數管程的雷諾數:1996.20.0226804.09(40)0.0007422式中Re2表示管程的雷諾數；碑表示管程內水流速；伊表示水的密度；曲表示水的黏度；di表示傳熱管的內徑.管程換熱系數:20.023Re2°.8P/di0.66230.020.02326804.09°.84.677550.4(41)4924.03W；'(m2

28、*C)式中發(fā)表示管程換熱系數；泡表示水的導熱系數；di表示傳熱管內徑；Re2表示管程的雷諾數；Pr2表示水的普朗特數.6.2 殼程換熱系數殼程雷諾數:Re1Mdo1Ac2.777780.02540.00051520.04356731110.1359(42)式中Re1表示殼程雷諾數；M1表示煤油流量；d0表示傳熱管的外徑；Ac表示流體在兩折流板間錯流流通截面積.假定殼程流體全部錯流流過管束,在此理想管束中純錯流時的柯爾本傳熱因子,可由?熱交換器原理與設計?圖2.28查出：理想管束傳熱因子js=0.007o折流板缺口校正因子jc可由?熱交換器原理與設計?圖2.29查出：折流板缺口校正因子jc=10

29、.25.Asb0.00242120.00242120.0031597990.437243)0.00242120.00315979Ac0.0435670.154644)式中Asb表示折流板外緣與殼體內壁間泄面積;Atb表塊折流板上管子與管孔間泄面積；Ac表示流體在兩折流板之間錯流流通面積.折流板泄露影響的校正因子是等式43和44的函數,可由?熱交換器原理與設計?圖2.30查取折流板泄露影響的校正因子ji=0.87o管束旁通影響的校正因子jb,它是Fbp和Nss/NcNss為每一錯流區(qū)內旁路擋板對數,Nc為錯流區(qū)內管排數的函數,可由可由?熱交換器原理與設計?圖2.31查取jb=0.94.殼程傳熱因

30、子:(45)j0jsjbjljc0.0070.940.871.10.006297式中j.表示殼程傳熱因子；jb表示管束旁通影響的校正因子；jl折流板泄露影響的校正因子；jc表示折流板缺口校正因子；js表示理想管束傳熱因子.殼程質量流速：GsM12.777780.03259785.21468kg.m2s(46)式中Gs表示殼程質量流速；M1表示煤油流量；As表示殼程流通截面積.假定殼側壁面溫度tw=55C.壁溫下的煤油黏度即1,查物性表31=0.001203Kg/nf*s.0.14w1殼側換熱系數:j°GscpP,oo0.140.00629785.214682.43512.163123

31、0.00051250.000779(47)231.3831W/m2,C式中因表示殼側換熱系數；j.表示殼程傳熱因子；Gs表示殼程質量流速；cp表示定性溫度下的煤油比熱；Pr表示定性溫度下的煤油普朗特常數；N表示定性溫度下的煤油黏度；網1表示定性壁溫下煤油的黏度.第七章需用傳熱面積表6-1水的污垢熱阻經驗數據m2*c/W加熱流體溫度W115C加熱流體溫度116205c水的種類水溫052C水溫53C水速w1m/s水速1m/s水速1m/s水速1m/s干凈的軟水0.000170.000170.000340.00034自來水0.000170.000170.000340.00034井水0.000170.0

32、00170.000340.00034表6-2煤油油品及溶液的污垢熱阻經驗數據itf*C/W種類污垢熱阻粗煤油0.00043成品煤油0.000170.00026換熱器設計中使用的冷卻水為自來水.由表6-1可知冷卻水的污垢熱阻rs2=0.00017m0.0250.000250.00034-0.02190.451W.m2C式中K表示校正傳熱系數；加表示殼側換熱系數；rs1表示成品煤油污垢熱阻;rs2表示冷卻水污垢熱阻；d.表示傳熱管外徑；di表示傳熱管內徑.由以上計算結果,可以計算出傳熱面積：*C/Wo由表6-2,可選成品煤油的污垢熱阻rsi=0.00025C/W校正傳熱系數:11d01d0一rs1

33、%2一1231.3831110.0254924.030.02(48)1di2di928.00190.45145.41492107.2921m式中Q表示傳熱量；K表示校正傳熱系數；Atm表示有效平均溫差"_一、F1074424(50)傳熱面積之比=1.0014F166.8752由等式50可知換熱器設計面積符合設計要求檢驗殼側壁溫：tm1tw1tm1Krs11110190.451136.65440.0001745.4149(51)70.4567C式中tw1表示檢驗殼側壁溫；tm1表示煤油定性溫度；K表示校正傳熱系數；a1表示殼側換熱系數；rs1表示成品煤油污垢熱阻；Am表示有效平均溫差第

34、八章流動阻力計算換熱器內流動阻力引起的壓降,是衡量運行經濟效益的一個重要指標.如果壓降大,消耗的功率多,就需要配備功率較大的動力設備來補償因壓力降低所消耗的能量.由流體力學可知,產生流動阻力的原因與影響因素可歸納為：流體具有黏性,流動時存在著內摩擦,是產生流動阻力的根源；固定的管壁或其他形狀的固體壁面,促使流動的流體內部發(fā)生相對運動,為流動阻力的產生提供了條件.所以流動阻力的大小與流體本身的物理性質、流動狀況及壁面的形狀等因素有關.換熱器中的流動阻力可分為兩局部,即流體與壁面間的摩擦阻力；流體在流動過程中,由于方向改變或速度忽然改變所產生的局部阻力.管殼式換熱器的管程阻力和殼程阻力必須分別計算

35、,由于阻力單位可表示為壓力的單位,故一般用壓降AP表示.管殼式換熱器允許的壓降如表2-10所示.表7-1管殼式換熱器允許的壓降范圍換熱器的操作壓力Pa允許的壓降PaP<105絕對壓力AP=0.1PP=0105表壓AP=0.5PP>105表壓AP<5X1048.1管程阻力計算管殼式換熱器管程阻力包括沿程阻力、回彎阻力和進出口連接阻力等三局部組成,因而PtPPrPn式中APt表示管程總阻力；出表示沿程阻力；AR表示回彎阻力；APN表示進出口連接管阻力.沿程阻力:L20.142/w2P4上馬di21240.0065-0.0211431.96323Pa996.2120.14-0.00

36、07422.0.0006533(53)式中fi表示管內摩擦因子;L表示管程總長；di表示傳熱管內徑；區(qū)表示水的密度；CC2表小管程內水流速度；陛表小冷卻水黏度；叫2表小壁溫下的水黏度回彎阻力:222996.212Pr4Zt41143978.8Pa22(54)式中能表示水的密度；必表示管程內水流速度；Zt表示傳熱管的總根數.進出口連接管阻力：2222996.21Pn1.5-1.5747.15Pa22(55)式中能表示水的密度；成表示管程內水流速度管程總阻力:PN11431.963233978.8747.1516156.79Pa(56)8.2克程阻力計算對于相同的雷諾數,殼程摩擦系數大于管程摩擦系數,由于流過管束的流動有加速、方向變化等.但殼程的壓降不一定大,因壓降與流速、水力直徑、折流板數、流體密度等有關,因此在相同的雷諾數時殼程壓降有可能壁管程低.查?熱交換器原理與設計?圖2.36可知理想管束摩擦系數.理想管束錯流段阻力：2MiNc0.142A21w140.132_2.77778520.04656727580.00051250.0007790.14(57)11.8232Pa式中APbk表示理想管束錯流段阻力；fk表示理想管束摩擦系數；M1表示煤油