管壳与热管换热比较
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热管与管壳换热管的传热性能的分析比较
一、有一热管,蒸发段和冷凝段的长度均为L ,内外径分别为i r ,o r ,热管的 总传热系数为1K (以蒸发段的外表面为换热面,面积为A ),热管的材质为碳 钢,工作工质为水。
则根据传热热阻公式有:
112ln(/)ln(/)
111o o i o o i r r r r r r R A K h h λλ
=++++ 相变
1h --热管加热段表面传热系数,2/()W m ℃ 2h --热管冷却段表面传热系数,2/()W m
℃ ln(/)
o o i r r r λ
--热管加热段、冷却段的管壁导热热阻,2
m
℃/W
R 相变--管内工质的相变热阻,℃/W λ--管壁的导热系数,)/(W m ℃
二、有一换热管,长度为2L ,内外径分别为i r ,o r ,换热管的总传热系数为2K (以换热管外表面为换热面,面积为2A ),换热管的材质为碳钢。
则根据传热热阻公
式有:
22ln(/)111()o o i o i i r
r r r K a a r λ
=++
o a --换热管管外表面换热系数,2/()W m ℃ i a --换热管管内表面换热系数,2/()W m
℃ 2ln(/)
o i r r r λ
--换热管管壁导热热阻,2
m
℃/W
λ--管壁的导热系数,)/(W m ℃
三、①流体横向外掠单管的准则式:1/3Re Pr n hl
Nu C λ
==
C, n --修正系数
h --流体横向外掠单管的表面换热系数,2/()W m ℃ l --特征长度,m
λ--流体导热系数,)/(W m ℃
Re --Re ul
ν
=
u --特征流速,m /s
ν--流体的运动粘度,2/m s
Pr --Pr =,a a c
νλ
ρ=
ρ--流体密度,kg/3m
c --流体比热容,J/(kg ℃)
式中:C 及n 值见表3-1;定性温度为(w t t ∞+)/2;特征长度为管外径,特征速度为通道来流速度u ∞。
该式对空气的实验温度验证范围为t ∞=15.5~980℃,
w t =21~1046℃。
表3-1
②管槽内湍流强制对流传热关联式:0.80.023Re Pr n hl
Nu λ
=
=
h --管槽内湍流强制对流表面换热系数,2/()W m ℃ l --特征长度,m
λ--流体导热系数,)/(W m ℃
Re ,Pr 与前面提到的表达式一致
加热流体时,n =0.4;冷却流体时,n =0.3。
此式适用于流体与壁面温度具有中
等温差的场合。
定性温度为流体平均温度f t (即管道进、出口两个截面的平均温度的算术平均值。
特征长度为管内径。
实验验证范围为Re =4510~1.210⨯,
Pr =0.7~120,/60l d ≥ 。
所谓中等温差,其具体数值视就算精确程度而定,有
一定的幅度。
一般说,对于气体不超过50℃;;对于水20~30℃;对于
1d dt
η
η大的油类不超过10℃。
四、由传热公式AK t Φ=∆,已知相同长度的换热管的换热面积是热管的两倍,得出当1K =22K 时,在相同的温差t ∆下,他们传热功率相等。
当热管和管壳换热管在相同的工况下换热时,初略比较1K 、2K 的表达式可以得出,1K <22K ,所以可以得出:在不加肋片的情况下,单根相同长度的管壳换热管的传热效率优于热管。
五、加上肋片之后换热情况 ①单个肋片效率:f η=
实际散热量
假设整个肋表面处于肋基温度下的散热量
②肋面总效率:r f f o r f
A A A A ηη+=
+
r A --两个肋片之间的根部表面积
f A --肋片的表面积
③整个肋面的换热量000A h t Ah t ηηβΦ=∆=∆
A --光管外表面积
0A --所有肋片与根部面积之和,0r f A A A =+
h --流体与整个表面的传热系数,对光管和肋片管有一定的差别,这里暂不加以区分。
β--肋化比,0A
A
β=
t ∆--肋基部与流体的温差
由以上式子可以得出,给光管加上肋片后,其总传热量增加了0ηβ倍,等同于其换热系数(换热面积为光管表面积)增加了0ηβ倍。
所以,对于第一章的热管,当在加热段和冷却段分别加上肋片后,其总传热系数1K (以蒸发段的外表面为换热面,面积为A ):
10102ln(/)ln(/)111
o o i o o i r r r r r r R A K h h ηβηβλλ
=++++ 相变 对于第二章的管壳式换热管,由于结构的限制,只能在管外加上肋片,管内可以
采用螺纹管强化换热,假设采用螺纹管后换热系数能增加α倍,则其总传热系数 2K (以换热管外表面为换热面,面积为2A )
: 20ln(/)111()o
o
o i o i i r r r r K a a r ηβαλ
=++ 当在用于两流速相差不大的气体的换热时,换热热阻主要存在于表面对流换
热上,这时可以忽略管壁的导热热阻及热管内工质的相变热阻(与表面换热热阻相比属于小量),且12,,,i o h h a a 相差不大,若不加肋片,12,K K 数值也相差不大,加上肋片之后1K 近似增大0ηβ倍(0ηβ的值与肋片表面与流体的换热系数h ,肋
片导热系数λ以及肋片形状有关,h
λ
越小,0ηβ的值越大),2K 近似可以增大2α
倍,由于气体的表面换热系数较小,所以α是远小于0ηβ的,即1K 是大于22K 的。
所以在两气体之间的换热一般采用热管式(加肋片)换热器。
对于气体和液体,以及液体和液体之间的换热,由于液体的表面换热系数较大,肋化效率不高,所以在加肋片方面热管与管壳式换热管相比没有绝对的优势。
下一章将结合具体工况来计算比较。
五、以热水与有机工质R245fa 之间的换热为例,具体分析单根热管与管壳式换热管的传热性能。
假定热水的定性温度为70℃,压强为0.2MPa,流速为1.5m/s,在管壳式换热管中走管内。
R245fa 的定性温度为50℃(不考虑相变),压强为
0.5MPa,流速为1.5m/s 。
热管冷热端长度均为1m,换热管长2m ,具有相同的内外径21mm 、25mm 。
①计算不加肋片时的12,K K 的数值 对于1h ,
1/31Re Pr n h C
l
λ
= ,46
1.50.025
Re 9.08100.41310
ul
ν
-⨯=
=
=⨯⨯,C =0.0266,n =0.805,Pr =2.55 计算得1h =9448.12/()W m ℃
对于2h ,
1/32Re Pr n h C
l
λ
=,56
1.50.025
Re 1.59100.23610
ul
ν
-⨯=
=
=⨯⨯,C =0.0266,n =0.805,Pr=5.07 计算得2h =2320.32/()W m ℃ 通过查阅资料取R 相变=0.0055K/W 计算得1K =909.12/()W m ℃
另外,计算得水侧表面换热热阻421 1.058410/W R m k -=⨯ , 工质R245fa 侧422 4.309810/W R m k -=⨯ , 管壁导热热阻423 1.00910/W R m k -=⨯ , 相变热阻'44.317510R -=⨯相变2/W m k 。
对于o a ,假定管外流体横掠单管
1/30Re Pr n a C
l
λ
=,5
6
1.50.025Re 1.59100.23610
ul
ν
-⨯=
=
=⨯⨯,C =0.0266,n =0.805,Pr=5.07 计算得0a =2320.32/()W m ℃
对于i a ,
0.80.023Re Pr n i a l λ=,46
1.50.021Re 7.63100.41310ul ν-⨯===⨯⨯,Pr=
2.55,n =0.3 计算得i a =7746.82/()W m ℃ 计算得2K =1637.92/()W m ℃
另外计算得管内换热热阻'1R =41.290910-⨯2/W m k
管外换热热阻'42 4.309810R -=⨯2/W m k
管壁导热热阻'
430.504610R -=⨯2/W m k
比较12,K K 的数值,很明显12K K <,分析比较各个环节的传热热阻,可以发现,热管换热的较大热阻出现在R245fa 侧和热管的管内相变上。
换热管的较大热阻出现在管外R245fa 侧。
②计算加肋片及螺纹管后的12,K K 的数值 由于水的换热系数很大,即
h
λ
很大,所以0ηβ的值很小,故用于水侧的换热一般
不加肋片,当只在一侧加上肋片时,热管就没有结构上的优势(热管方便在两侧
表面上加肋片),而且热管比管壳换热管多了相变热阻'R 相变,'R 相变的大小与R245fa 侧的热阻相当,在不改变热管内工质的情况下没有办法减小'R 相变。
所以当在R245侧加上肋片后1K 的值依然小于2K ,相同温差下单位时间的换热量1Φ 更是小于2Φ。
六、对于气液的换热,一般也只在气侧加上肋片,对于管壳式换热器,烟气一般走壳程(即在管外),方便肋化,所以无需采用热管式换热器。
七、热管换热器在结构上有其独特的优势:结构简单,体积紧凑,热,冷流体两侧的传热面可以自由布置,当传热面局部破坏时,能够保证两流体彼此不掺混,布置灵活,运行可靠。
所以在有些气液换热时也采用热管换热器,如省煤器。
由于热源场地结构的限制,有时候液液换热场合也可以采用热管式换热器。
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