列管式换热器工艺设计

1、列管式换热器工艺设计列管式换热器工艺设计甲烷压缩机旁路冷却器 2015目录一、设计任务书3二、确定设计方案3（1）选择换热器的类型3（2）流程安排3三、确定物性参数3（1）定性温度4（2）定性温度下的物性参数（附流量kg/h）4四、估算传热面积4（1）热负荷5（2）平均传热温度差5（3）传热面积5（4）冷却水用量5五、工艺结构尺寸设计5（1）选择管径、管束材质及管内流速5（2）选取管长、确定管程数和总管数6（4）传热管排列方式、管间距和分程方法7（5）壳体内径8（6）壳体材质8（7）折流挡板8六、换热器核算9（1）传热能力核算9壳程表面传热系数9管内表面传热系数10污垢热阻和管壁热阻11传热系

2、数11传热面积裕度11（2）壁温核算12（3）换热器内流体的流体阻力13管程流体阻力13壳程阻力13七、换热器主要结构尺寸和计算结果列表14八、参考资料15一、设计任务书任务及已知条件：换热器名称：甲烷压缩机旁路冷却器；热流体：低压甲烷；冷流体：冷却水；流体名称流量，t/h进口温度出口温度最大允许压降，kPa操作压力,kPa低压甲烷3.1211604029.4294.2冷却水3068.6441.3工艺设计内容：查阅相关工艺设计手册或指导书，选用或设计一台合适的列管式换热器，并给出管束和壳体材质、管子根数、管长、管子排列方式、管间距、壳直径。二、确定设计方案（1）选择换热器的类型两种流体温度变化

3、情况：热流体即低压甲烷进口温度T 为160，出口温度T 为40，均在临界温度之上，为气体；冷流体即冷却水进口温度T 为30，出口温度T 不得高过热流体出口温度，根据经验暂定38，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。（2）流程安排低压甲烷为气体，相较于冷却水压力小、温度高、较清洁；冷却水易结垢。为了便于散热、减少冷却水的用量，应使甲烷走壳程，但为了保证操作人员的安全，需设置保温层；为了清洗和控制结垢，应使冷却水走管程。综上，应使冷却水走管程，低压甲烷走壳程。三、确定物性参数（1）定性温度低

4、压甲烷定性温度T=(160+40)2=100冷却水定性温度t=(30+38)2=34（2）定性温度下的物性参数（附流量kg/h）流体名称定性温度流量kg/h密度（kg/m³）定压比热容Cp/kJ/(kg*)黏度（mPa·s）导热系数低压甲烷10031211.5242.1740.01390.045冷却水34994.3694.1740.73710.626其中来源：低压甲烷近似符合理想气体状态方程，先根据P=101.3kPa，T=273.15K时密度为0.717kg/m³【化工原理（上册）附录五1】得到压缩因子Z=1.0046，再使用理想气体状态方程和压缩因子得到P=2

5、94.2kPa，T=373.15K时密度为1.524 kg/m³；水的密度查“1990国际温标纯水温度表” 得之。理想气体热容公式如图甲烷：A=33298  B=79933  C=2086.9  D=41602  E=991.96，T=373.15K 压缩包附图“甲烷定压比热容计算过程.JPG”。，得到的是理想气体热容，单位J/kmol/K，再除以摩尔质量M=16.04kJ/kmol，可得甲烷的定压比热容。水的比热容由化工原理（上册）附录三查到。甲烷的黏度由化工原理（上册）附录五3作图得 压缩包附图“甲烷

6、黏性数据.JPG”。；水的黏度由化工原理（上册）附录三查到。甲烷的导热系数由压缩包附图“甲烷丙烷的导热系数”得；水的导热系数由化工原理（上册）附录三查到。四、估算传热面积（1）热负荷Q1=3121×2.174×160-40=814206.5 kJ/h（2）平均传热温度差先按照纯逆流计算，得tm=160-38-（40-30）ln160-3840-30=44.77（3）传热面积由列管式换热器设计（大连理工大学）表1-1和热交换器原理与设计附录A得知K值大致范围，为150500W/(m²·)假设K=270 W/(m²·)Ap=Q1Ktm=8

7、14206.5270×44.77=67.353.6m2=18.71m2（4）冷却水用量对于工艺流体被冷却的情况，工艺流体所放出的热量等于冷却剂所吸收的热量与热损失之和，在实际设计中，为可靠起见，可忽略热损失，以下式计算冷却剂用量：mc=Q1cpct2-t1=814206.54.174×(38-30)=24383.3 kg/h五、工艺结构尺寸设计管束和壳体材质、管子根数、管长、管子排列方式、管间距、壳直径。（1）选择管径、管束材质及管内流速由于管长及管程数均和管径及管内流速有关，故应首先确定管径及管内流速。管内流速的大小对于传热膜系数及压力降的影响较大，所以要全面分析比较。选

8、择25×2.5碳钢管【参见列管式换热器设计（大连理工大学）表1-2】。一般要求所选择的流速应使流体处于稳定的湍流状态，即雷诺数大于10000。列管式换热中常见的流速范围【参见列管式换热器设计（大连理工大学）表1-3、1-4、1-5】，取管内流速uc=0.9m/s。（2）选取管长、确定管程数和总管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数：【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-9）】ns=V4di2u=24383.3÷994.369÷36003.14÷4×0.022×0.9=24.1025 根依此可求得按单程换热器计算所得的管子长度如

9、下：【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-10）】L=Apnsdo=18.7125×3.14×0.025=9.53m10m按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用【GBT 151-2014 热交换器6.4.1.1】推荐传热管长，现取传热管长l=3m，则该换热器的管程数为【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-11）】Np=Ll=103=3.334 换热器的总管数为【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-12）】NT=Npns=25×4=100（3）平均传热温差校正及壳程数选用多管程换热器，可提高管内传热膜系数，但同时也增加了换热

10、器的阻力，并损失部分传热温差。这种情况下的平均传热温差需要校正。平均温差校正系数：【R： 化工原理（第二版）上册式（5-25）；P：化工原理（第二版）上册式（5-26）】R=T1-T2t2-t1=160-4038-30=15P=t2-t1T1-t1=38-30160-30=0.0615按单壳程，四管程结构：【化工原理（第二版）上册式（5-27）】=R2+1R-1ln1-P1-PRln2-P1+R-R2+12-P1+R+R2+1=0.876平均传热温差：【化工原理（第二版）上册式（5-24）】tm=tm'=0.876×44.77=39.20 由于平均传热温差校正系数大于0.8，

11、同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。（4）传热管排列方式、管间距和分程方法等边三角形排列在相同的管板面积上可排较多的管子，而且管外传热膜系数较大。虽然等边三角形排列时管外机械清洗较为困难，但鉴于本设备的壳程流的是低压甲烷，较清洁，故不对此做考虑。又因为本设备是单壳程多管程，故采用组合排列方法。采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。图源：【列管式换热器设计（大连理工大学）图1-13】传热管和管板的连接方法选择焊接【换热器设计手册（钱颂文）174页】，故取管心距【列管式换热器设计（大连理工大学）23页第7行】t=1.25do=1.25×0.025=0.031

12、250.032m=32mm计算结果亦符合GB151-1999规定【换热器设计手册（钱颂文）表1-6-16）】。隔板中心到离其最.近一排管中心距离：【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-15）】s=t2+0.006=0.022m=22mm各程相邻管的管心距为22mm。计算结果亦符合GB151-1999规定【换热器设计手册（钱颂文）表1-6-16】。管数的分程方法。程数为4，每程各有传热管25根，其前后管程中隔板设置按热交换器原理与设计（第四版）图2.15选取。选择相邻流程温差较小的平行隔板。【图源：热交换器原理与设计（第四版）图2.15】（5）壳体内径采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板

13、利用率=0.75【此处根据列管式换热器设计（大连理工大学）第24页第6行取值】，则壳体内径为【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-19）】D=1.05tNT=1.05×0.0321000.75=0.388m=388mm卷制壳体的内径（公称直径）以400mm为基数，以100mm为进级档，故取D=400mm。（6）壳体材质按【GBT 151-2014 热交换器第43页6.10.1】：“公称直径小于或等于400mm的圆筒，可用管材制作”。又因为本设计中热流体并非高温高压气体，不需特殊设计，又较为清洁，故，壳体使用碳钢。（7）折流挡板因为是单壳程换热器，仅需设置横向折流板。采用弓形折流挡

14、板，去折流板圆缺高度为壳体内径的25%【换热器设计手册（钱颂文）57页下数第8行】，则切去的圆缺高度为h=0.25×0.400=0.100m=100mm故可取h=0.100m=100mm。取折流板间距【换热器设计手册（钱颂文）58页第4、5行】最大板间距BMAX=171do0.74=1851.3mm最小板间距B=0.3D=120mm则取 B=250mm折流板数目NB=传热管长折流板间距-1=30.250-1=11折流板圆缺面水平装配。【图源：列管式换热器设计（大连理工大学）图1-15】折流板厚度。由【换热器设计手册（钱颂文）表1-6-26】选择折流板厚度为4mm。折流板也使用碳钢。六

15、、换热器核算（1）传热能力核算壳程表面传热系数用克恩法计算，【化工原理（上册）（4-84）】0=0.361deRe00.55Pr13w0.14de当量直径，【化工原理（上册）（4-86）】de=432t2-4do2do=0.02m壳程流通截面积：【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-24）】So=BD1-dot=0.250×0.4001-2532=0.022 m2壳程流体流速及其雷诺数分别为:uo=VoSo=3121÷3600÷1.5240.022=26.01 m/sRe0=deuo1=0.02×26.01×1.5241.39×1

16、0-5=57024由此可见，2×103<Reo<106，在适用范围，该法可用。普朗特数Pr=cp=2.174×103×1.39×10-50.045=0.67粘度校正w0.141综上，壳程表面传热系数o=0.36×0.0450.02×570240.55×0.6713×1=292.9 wm2·K管内表面传热系数【化工原理（上册）（4-73）】i=0.023idiRe0.8Pr0.4管程流体流通截面积Si=4×di2×NTNp=3.144×0.022×1004

17、=0.00785 m2管程流体流速ui=ViSi=24383.3÷3600÷994.3690.00785=0.87 m/s雷诺数Rei=diuii2=0.02×0.87×994.36973.71×10-5=20628普朗特数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，符合迪图斯-贝尔特公式条件【化工原理（上册）第195页第10行】所以，管内

18、表面传热系数为i=0.023idiRe0.8Pr0.4=0.023×0.0450.02×206280.8×4.910.4=3849.8wm2·K污垢热阻和管壁热阻由【热交换器原理与设计（第四版）附录D 气体的污垢热阻经验数据】可知：管外侧污垢热阻（按“干净的有机化合物气体”取）Ro=0.000086 m2·KW由【热交换器原理与设计（第四版）附录C 水的污垢热阻经验数据】可知：管内侧污垢热阻（按“干净的湖水”取）Ri=0.00017 m2·KW由【列管式换热器设计（大连理工大学）表1-11】可知：按碳钢100取w=48.85 Wm&#

19、183;K管壁热阻【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-33）】Rw=bw=0.002548.85=5.11×10-5 m2·KW传热系数【列管式换热器设计（大连理工大学）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传热面积裕度计算传热面积Ac【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-34）】Ac=Q1Ketm=226.1685×103244

20、.3×44.77=20.67 m2该换热器的实际传热面积为ApAP=dolNT=3.14×0.025×3×100=23.85 m2该换热器的面积裕度为【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-35）】H=AP-AcAc=23.85-20.6720.67=15.4%为保证换热器操作的可靠性，一般应使换热器的面积裕度大于1520%【见列管式换热器设计（大连理工大学）第31页第11行】，满足此要求，传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。（2）壁温核算管壁温度：【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-41）】tw=Tm1c+Rc+tm1h+Rh1c+Rc

21、+1h+Rh液体平均温度【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-42）】tm=0.4t2+0.6t1=0.4×38+0.6×30=33.2【列管式换热器设计（大连理工大学）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传热管平均壁温tw=1003849.8+100×0.00017+33.2292.9+33.2×0.00008613849.8+0.00017+129

22、2.9+0.000086=40.50壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即【列管式换热器设计（大连理工大学）32页第1行】T=100壳体壁温和传热管壁温之差为t=100-40.50=59.50该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。（3）换热器内流体的流体阻力管程流体阻力管程流体的阻力等于流体流经传热管直管阻力和换热器管程局部阻力之和【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-46）】pt=pi+pNsNpFsNs=1壳程数，Np=4管程数，【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-47）】：pi=ildiu22【列管式换热器设计（大连理工

23、大学）式（1-48）】：p=u22【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-46）后参数】：Fs1.5【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-47）后参数】“=3由Rei=20628，传热管绝对粗糙度查得=0.02mm【化工原理（上册）表1-1】，d=0.0220=0.001查莫迪图【化工原理（上册）图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管程即冷流体冷却水最大允许压力降为68.6 kPa >14.63 kPa，可行。所以，管程流体阻力在允许范围之内。壳程阻力按埃索法计算【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-49）及式后参数】ps=po+piNsFsNs=1壳程数，Fs1对气体流体流经管束的阻力【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-50）及式后参数】po=FfoNTCNB+1uO22F=0.5正三角形排列对阻力损失的影响【列管式换热器设计（大连理工大学）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流体流过折流板缺口的阻力：【列管式换热器设计（大连理工大学）式（1-51）】pi=NB3.5-2BDuO22，B=0.250m，D=0.4mpi=11×3