1、列管式換熱器工藝設計列管式換熱器工藝設計甲烷壓縮機旁路冷卻器 2015目錄一、設計任務書3二、確定設計方案3（1）選擇換熱器的類型3（2）流程安排3三、確定物性參數3（1）定性溫度4（2）定性溫度下的物性參數（附流量kg/h）4四、估算傳熱面積4（1）熱負荷5（2）平均傳熱溫度差5（3）傳熱面積5（4）冷卻水用量5五、工藝結構尺寸設計5（1）選擇管徑、管束材質及管內流速5（2）選取管長、確定管程數和總管數6（4）傳熱管排列方式、管間距和分程方法7（5）殼體內徑8（6）殼體材質8（7）折流擋板8六、換熱器核算9（1）傳熱能力核算9殼程表面傳熱系數9管內表面傳熱系數10污垢熱阻和管壁熱阻11傳熱系

2、數11傳熱面積裕度11（2）壁溫核算12（3）換熱器內流體的流體阻力13管程流體阻力13殼程阻力13七、換熱器主要結構尺寸和計算結果列表14八、參考資料15一、設計任務書任務及已知條件：換熱器名稱：甲烷壓縮機旁路冷卻器；熱流體：低壓甲烷；冷流體：冷卻水；流體名稱流量，t/h進口溫度出口溫度最大允許壓降，kPa操作壓力,kPa低壓甲烷3.1211604029.4294.2冷卻水3068.6441.3工藝設計內容：查閱相關工藝設計手冊或指導書，選用或設計一臺合適的列管式換熱器，并給出管束和殼體材質、管子根數、管長、管子排列方式、管間距、殼直徑。二、確定設計方案（1）選擇換熱器的類型兩種流體溫度變化

3、情況：熱流體即低壓甲烷進口溫度T 為160，出口溫度T 為40，均在臨界溫度之上，為氣體；冷流體即冷卻水進口溫度T 為30，出口溫度T 不得高過熱流體出口溫度，根據經驗暫定38，該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。（2）流程安排低壓甲烷為氣體，相較于冷卻水壓力小、溫度高、較清潔；冷卻水易結垢。為了便于散熱、減少冷卻水的用量，應使甲烷走殼程，但為了保證操作人員的安全，需設置保溫層；為了清洗和控制結垢，應使冷卻水走管程。綜上，應使冷卻水走管程，低壓甲烷走殼程。三、確定物性參數（1）定性溫度低

4、壓甲烷定性溫度T=(160+40)2=100冷卻水定性溫度t=(30+38)2=34（2）定性溫度下的物性參數（附流量kg/h）流體名稱定性溫度流量kg/h密度（kg/m³）定壓比熱容Cp/kJ/(kg*)黏度（mPa·s）導熱系數低壓甲烷10031211.5242.1740.01390.045冷卻水34994.3694.1740.73710.626其中來源：低壓甲烷近似符合理想氣體狀態方程，先根據P=101.3kPa，T=273.15K時密度為0.717kg/m³【化工原理（上冊）附錄五1】得到壓縮因子Z=1.0046，再使用理想氣體狀態方程和壓縮因子得到P=2

5、94.2kPa，T=373.15K時密度為1.524 kg/m³；水的密度查“1990國際溫標純水溫度表” 得之。理想氣體熱容公式如圖甲烷：A=33298  B=79933  C=2086.9  D=41602  E=991.96，T=373.15K 壓縮包附圖“甲烷定壓比熱容計算過程.JPG”。，得到的是理想氣體熱容，單位J/kmol/K，再除以摩爾質量M=16.04kJ/kmol，可得甲烷的定壓比熱容。水的比熱容由化工原理（上冊）附錄三查到。甲烷的黏度由化工原理（上冊）附錄五3作圖得 壓縮包附圖“甲烷

6、黏性數據.JPG”。；水的黏度由化工原理（上冊）附錄三查到。甲烷的導熱系數由壓縮包附圖“甲烷丙烷的導熱系數”得；水的導熱系數由化工原理（上冊）附錄三查到。四、估算傳熱面積（1）熱負荷Q1=3121×2.174×160-40=814206.5 kJ/h（2）平均傳熱溫度差先按照純逆流計算，得tm=160-38-（40-30）ln160-3840-30=44.77（3）傳熱面積由列管式換熱器設計（大連理工大學）表1-1和熱交換器原理與設計附錄A得知K值大致范圍，為150500W/(m²·)假設K=270 W/(m²·)Ap=Q1Ktm=8

7、14206.5270×44.77=67.353.6m2=18.71m2（4）冷卻水用量對于工藝流體被冷卻的情況，工藝流體所放出的熱量等于冷卻劑所吸收的熱量與熱損失之和，在實際設計中，為可靠起見，可忽略熱損失，以下式計算冷卻劑用量：mc=Q1cpct2-t1=814206.54.174×(38-30)=24383.3 kg/h五、工藝結構尺寸設計管束和殼體材質、管子根數、管長、管子排列方式、管間距、殼直徑。（1）選擇管徑、管束材質及管內流速由于管長及管程數均和管徑及管內流速有關，故應首先確定管徑及管內流速。管內流速的大小對于傳熱膜系數及壓力降的影響較大，所以要全面分析比較。選

8、擇25×2.5碳鋼管【參見列管式換熱器設計（大連理工大學）表1-2】。一般要求所選擇的流速應使流體處于穩定的湍流狀態，即雷諾數大于10000。列管式換熱中常見的流速范圍【參見列管式換熱器設計（大連理工大學）表1-3、1-4、1-5】，取管內流速uc=0.9m/s。（2）選取管長、確定管程數和總管數可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數：【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-9）】ns=V4di2u=24383.3÷994.369÷36003.14÷4×0.022×0.9=24.1025 根依此可求得按單程換熱器計算所得的管子長度如

9、下：【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-10）】L=Apnsdo=18.7125×3.14×0.025=9.53m10m按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。根據本設計實際情況，采用【GBT 151-2014 熱交換器6.4.1.1】推薦傳熱管長，現取傳熱管長l=3m，則該換熱器的管程數為【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-11）】Np=Ll=103=3.334 換熱器的總管數為【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-12）】NT=Npns=25×4=100（3）平均傳熱溫差校正及殼程數選用多管程換熱器，可提高管內傳熱膜系數，但同時也增加了換熱

10、器的阻力，并損失部分傳熱溫差。這種情況下的平均傳熱溫差需要校正。平均溫差校正系數：【R： 化工原理（第二版）上冊式（5-25）；P：化工原理（第二版）上冊式（5-26）】R=T1-T2t2-t1=160-4038-30=15P=t2-t1T1-t1=38-30160-30=0.0615按單殼程，四管程結構：【化工原理（第二版）上冊式（5-27）】=R2+1R-1ln1-P1-PRln2-P1+R-R2+12-P1+R+R2+1=0.876平均傳熱溫差：【化工原理（第二版）上冊式（5-24）】tm=tm'=0.876×44.77=39.20 由于平均傳熱溫差校正系數大于0.8，

11、同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。（4）傳熱管排列方式、管間距和分程方法等邊三角形排列在相同的管板面積上可排較多的管子，而且管外傳熱膜系數較大。雖然等邊三角形排列時管外機械清洗較為困難，但鑒于本設備的殼程流的是低壓甲烷，較清潔，故不對此做考慮。又因為本設備是單殼程多管程，故采用組合排列方法。采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正方形排列。圖源：【列管式換熱器設計（大連理工大學）圖1-13】傳熱管和管板的連接方法選擇焊接【換熱器設計手冊（錢頌文）174頁】，故取管心距【列管式換熱器設計（大連理工大學）23頁第7行】t=1.25do=1.25×0.025=0.031

12、250.032m=32mm計算結果亦符合GB151-1999規定【換熱器設計手冊（錢頌文）表1-6-16）】。隔板中心到離其最.近一排管中心距離：【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-15）】s=t2+0.006=0.022m=22mm各程相鄰管的管心距為22mm。計算結果亦符合GB151-1999規定【換熱器設計手冊（錢頌文）表1-6-16】。管數的分程方法。程數為4，每程各有傳熱管25根，其前后管程中隔板設置按熱交換器原理與設計（第四版）圖2.15選取。選擇相鄰流程溫差較小的平行隔板。【圖源：熱交換器原理與設計（第四版）圖2.15】（5）殼體內徑采用多管程結構，進行殼體內徑估算。取管板

13、利用率=0.75【此處根據列管式換熱器設計（大連理工大學）第24頁第6行取值】，則殼體內徑為【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-19）】D=1.05tNT=1.05×0.0321000.75=0.388m=388mm卷制殼體的內徑（公稱直徑）以400mm為基數，以100mm為進級檔，故取D=400mm。（6）殼體材質按【GBT 151-2014 熱交換器第43頁6.10.1】：“公稱直徑小于或等于400mm的圓筒，可用管材制作”。又因為本設計中熱流體并非高溫高壓氣體，不需特殊設計，又較為清潔，故，殼體使用碳鋼。（7）折流擋板因為是單殼程換熱器，僅需設置橫向折流板。采用弓形折流擋

14、板，去折流板圓缺高度為殼體內徑的25%【換熱器設計手冊（錢頌文）57頁下數第8行】，則切去的圓缺高度為h=0.25×0.400=0.100m=100mm故可取h=0.100m=100mm。取折流板間距【換熱器設計手冊（錢頌文）58頁第4、5行】最大板間距BMAX=171do0.74=1851.3mm最小板間距B=0.3D=120mm則取 B=250mm折流板數目NB=傳熱管長折流板間距-1=30.250-1=11折流板圓缺面水平裝配。【圖源：列管式換熱器設計（大連理工大學）圖1-15】折流板厚度。由【換熱器設計手冊（錢頌文）表1-6-26】選擇折流板厚度為4mm。折流板也使用碳鋼。六

15、、換熱器核算（1）傳熱能力核算殼程表面傳熱系數用克恩法計算，【化工原理（上冊）（4-84）】0=0.361deRe00.55Pr13w0.14de當量直徑，【化工原理（上冊）（4-86）】de=432t2-4do2do=0.02m殼程流通截面積：【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-24）】So=BD1-dot=0.250×0.4001-2532=0.022 m2殼程流體流速及其雷諾數分別為:uo=VoSo=3121÷3600÷1.5240.022=26.01 m/sRe0=deuo1=0.02×26.01×1.5241.39×1

16、0-5=57024由此可見，2×103<Reo<106，在適用范圍，該法可用。普朗特數Pr=cp=2.174×103×1.39×10-50.045=0.67粘度校正w0.141綜上，殼程表面傳熱系數o=0.36×0.0450.02×570240.55×0.6713×1=292.9 wm2·K管內表面傳熱系數【化工原理（上冊）（4-73）】i=0.023idiRe0.8Pr0.4管程流體流通截面積Si=4×di2×NTNp=3.144×0.022×1004

17、=0.00785 m2管程流體流速ui=ViSi=24383.3÷3600÷994.3690.00785=0.87 m/s雷諾數Rei=diuii2=0.02×0.87×994.36973.71×10-5=20628普朗特數Pr=cp=4.174×103×73.71×10-50.626=4.91可知1.0×104<Re<1.2×105，0.7<Pr<120，ld=4.50.02=225>60，符合迪圖斯-貝爾特公式條件【化工原理（上冊）第195頁第10行】所以，管內

18、表面傳熱系數為i=0.023idiRe0.8Pr0.4=0.023×0.0450.02×206280.8×4.910.4=3849.8wm2·K污垢熱阻和管壁熱阻由【熱交換器原理與設計（第四版）附錄D 氣體的污垢熱阻經驗數據】可知：管外側污垢熱阻（按“干凈的有機化合物氣體”取）Ro=0.000086 m2·KW由【熱交換器原理與設計（第四版）附錄C 水的污垢熱阻經驗數據】可知：管內側污垢熱阻（按“干凈的湖水”取）Ri=0.00017 m2·KW由【列管式換熱器設計（大連理工大學）表1-11】可知：按碳鋼100取w=48.85 Wm&#

19、183;K管壁熱阻【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-33）】Rw=bw=0.002548.85=5.11×10-5 m2·KW傳熱系數【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-20）】Ke=11ododi+Ridodi+Rwdodm+Ro+1o=1253849.8×20+0.00017×2520+5.11×10-5×2522.5+0.000086+1292.9244.3 Wm2·K傳熱面積裕度計算傳熱面積Ac【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-34）】Ac=Q1Ketm=226.1685×103244

20、.3×44.77=20.67 m2該換熱器的實際傳熱面積為ApAP=dolNT=3.14×0.025×3×100=23.85 m2該換熱器的面積裕度為【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-35）】H=AP-AcAc=23.85-20.6720.67=15.4%為保證換熱器操作的可靠性，一般應使換熱器的面積裕度大于1520%【見列管式換熱器設計（大連理工大學）第31頁第11行】，滿足此要求，傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。（2）壁溫核算管壁溫度：【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-41）】tw=Tm1c+Rc+tm1h+Rh1c+Rc

21、+1h+Rh液體平均溫度【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-42）】tm=0.4t2+0.6t1=0.4×38+0.6×30=33.2【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-44）】Tm=T1+T22=160+402=100C=i=3849.8 wm2·Kh=o=292.9 wm2·KRh=Ro=0.000086 m2·KWRc=Ri=0.00017 m2·KW傳熱管平均壁溫tw=1003849.8+100×0.00017+33.2292.9+33.2×0.00008613849.8+0.00017+129

22、2.9+0.000086=40.50殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即【列管式換熱器設計（大連理工大學）32頁第1行】T=100殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為t=100-40.50=59.50該溫差較大，故需要設溫度補償裝置。由于換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。（3）換熱器內流體的流體阻力管程流體阻力管程流體的阻力等于流體流經傳熱管直管阻力和換熱器管程局部阻力之和【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-46）】pt=pi+pNsNpFsNs=1殼程數，Np=4管程數，【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-47）】：pi=ildiu22【列管式換熱器設計（大連理工

23、大學）式（1-48）】：p=u22【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-46）后參數】：Fs1.5【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-47）后參數】“=3由Rei=20628，傳熱管絕對粗糙度查得=0.02mm【化工原理（上冊）表1-1】，d=0.0220=0.001查莫迪圖【化工原理（上冊）圖1-32】得i=0.027，ui=0.87ms，=994.369kgm3所以，pi=0.027×30.02×0.873×994.3692=1.32kPap=3×994.369×0.8722=1.12 kPapt=1.32+1.12×1

24、×4×1.5=14.63kPa管程即冷流體冷卻水最大允許壓力降為68.6 kPa >14.63 kPa，可行。所以，管程流體阻力在允許范圍之內。殼程阻力按埃索法計算【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-49）及式后參數】ps=po+piNsFsNs=1殼程數，Fs1對氣體流體流經管束的阻力【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-50）及式后參數】po=FfoNTCNB+1uO22F=0.5正三角形排列對阻力損失的影響【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-53）】：fo=5.0×Reo-0.228=5.0×71280-0.228=0.4117NTC=1.1NT0.5=1.1×1000.5=11(正三角形排列)NB=11，uo=26.01 mspo=0.5×0.4117×11×11+1×1.524×26.0122=14.00 kPa流體流過折流板缺口的阻力：【列管式換熱器設計（大連理工大學）式（1-51）】pi=NB3.5-2BDuO22，B=0.250m，D=0.4mpi=11×3