低温液氮洗多股流缠绕管换热器

1、兰州交通大学课程设计第1章 绪 论11.1 设计背景11.2 设计目的11.3设计参考标准2第2章 设计方案及工艺流程22.液氮洗基本原理及流程简述22.1液氮洗基本原理22.2液氮洗工序生产流程简述42.3缠绕管的分类72.4缠绕管换热器的特点93.1换热器的设计计算103.2缠绕管式换热器具体计算内容103.3缠绕管式换热器工艺性能参数确定113.4标准状况下各介质性能参数153.5工况下各介质流量参数确定153.6.3界膜导热系数h0的计算243.6.4管内侧界膜导热系数h0303.6.5传热温差计算（利用对数平均温差法计算）343.6.5.1污氮采用逆流换热353.6.5.2氮气和氢气

2、混合气体采用逆流换热363.6.5.3氢气混合气体采用逆流换热363.6.6管内侧压力损失373.6.7壳侧压力损失403.7.2界膜导热系数h0的计算483.7.3管内侧界膜导热系数h0553.7.3传热温差计算（利用对数平均温差法计算）603.7.3.1净化气采用顺流换热613.7.3.2污氮采用逆流换热613.7.3.3氢气和氮气混合气体采用逆流换热623.7.3.4氢气采用逆流换热633.7.4管内侧压力损失633.7.5壳侧压力损失663.8.2界膜导热系数h0的计算753.8.3管内侧界膜导热系数h0823.8.4传热温差计算（利用对数平均温差法计算）873.8.4.1净化气采用顺

3、流换热883.8.4.2污氮采用逆流换热893.8.4.3氢气和氮气混合气体采用逆流换热893.8.4.4氢气采用逆流换热903.8.5管内侧压力损失913.8.6壳侧压力损失94第四章 换热器机构设计与强度计算96一、内筒的强度计算96（一）1.高压氮气冷却器内筒强度计算962.一号原料气体冷却器内筒强度计算973.二号原料气冷却器内筒强度计算99（二）1.高压氮气冷却器内筒下封头强度计算1002.一号原料气体冷却器内筒下封头强度计算1013.二号原料气体冷却器内筒下封头强度计算102二、外筒（塔壳）的强度计算103（一）1.高压氮气冷却器外筒的强度计算1033.外压圆筒上封头设计105（二

4、）1.一号原料气体冷却器外压圆筒强度计算1063.外压圆筒上封头设计108（三）1.二号原料气体冷却器外压圆筒强度计算1093.外压圆筒上封头设计110三、中心筒的强度校核111第1章 绪 论1.1 设计背景 来自低温甲醇洗岗位的净化气体成分为H2 96.42% 、 N2 0.65%、CO 2.7%、Ar0.17%、CH4 0.058%、CO2 0.001%、CH3OH 0.001%，净化气中除H2、N2还含有CH4、CO2、CO3OH、CO、Ar等成分，少量的CO是合成催化剂的毒物必须除净；CH4和Ar为惰性气体，如不除去会在合成回路中积累，增加操作的能耗，又会降低氨净值。主要流程：（1）用

5、分子筛干燥器吸附净化气中的微量CO2 、CH3OH。（2）把净化工艺气中的 CO、CH4、Ar脱除干净。（3）配置氢氮比为3：1的合成气，供氨合成用。1.2 设计目的此次设计是为了研究液氮洗核心工艺技术，主要是液化工艺、低温贮运工艺等，核心设备包括大型螺旋管式换热器、大型制冷压缩机、低温气体（BOG）压缩机、节流减压装置、低温泵、节流阀等，一般随着工艺技术整体打包由跨国公司整体组织提供。其中氮气低温液化工艺技术是最核心的工艺技术，技术难度大，设备流程复杂，国际上流行采用混合制冷剂液化技术，由美国液化空气公司提供，是目前国际上最先进的液化工艺技术，涉及复杂的理论计算过程、数值模拟过程、工艺设计过

6、程、实验过程及加工制造过程等，本设计主要针对核心制冷工艺技术及其辅助设备进行研究，突破氮气制冷核心技术工艺。主要研究以下内容：1、研究整个制冷工艺流程及制冷温区2、研究工艺流程设备参数及需要的设备种类3、研究过程制冷参数的设置及相关设备的配置4、研究制冷成份及各成份对液化过程的影响5、进行整体系统流程计算及制冷量与物流量的匹配6、确定系统流程工艺及工艺过程主要设备的进出口参数7、螺旋管式换热器内部传热机理研究8、多股流传热换热过程中内部管束的布置情况1.3设计参考标准此次研究主要通过查询和参考国外先进的大型制造厂家（主要是德国林德公司）的一些参数如工艺流程、基本原理和各项参数等等。从整个工艺流

7、程出发来看都是在遵循林德公司所确定的流程及其他大型制造厂家的制造过程。尤其在高压氮气冷却器、1号原料气体冷却器、2号原料气体冷却器三个阶段，出现了温度变化和相变以及气液混合成分，此时必须采用国际通用制冷剂软件（NIST程序）才能进行计算。而国内没有相关的设计及制造经验和研究标准，使得我们获取的信息源泉很少。只能参照一些其他类型换热器的机械设计方面的参数第2章 设计方案及工艺流程2.液氮洗基本原理及流程简述2.1液氮洗基本原理液氮洗工序的工艺原理包括：吸附原理、混合制冷原理及液氮洗涤原理。1）吸附原理吸附是一种物理现象，不发生化学变化。由于分子间引力作用，在吸附剂表面产生一种表面力。当流体流过吸

8、附剂时，流体与吸附剂充分接触，一些分子由于不规则运动而碰撞在吸附剂表面，有可能被表面力吸引，被吸附到固体表面，使流体中这种分子减少，达到净化的目的。分子筛对极性分子的吸附力远远大于非极性分子，因此，从低温甲醇洗工序来的气体中CO2、CH3OH因其极性大于H2，就被分子筛选择性地吸附，而H2为非极性分子，因此分子筛对H2的吸附就比较困难。被吸附到吸附剂表面上的分子达到一定，即达到了吸附平衡吸附剂达到了饱和状态，这时每公斤吸附剂的吸附量达到最大值，称为静吸附容量（或称平衡吸附容量）。在吸附过程中，由于流体的流动速度的影响和出口气体纯度等的要求，并不能使全部吸附剂达到吸附平衡，尚有一部分吸附剂未饱和

9、，这时的吸附容量是单位吸附剂的平均吸附容量，称为动吸附容量。一般情况下，动吸附容量仅为静吸附容量的0.40.6倍。吸附剂床层的切换时间的确定是根据吸附剂在一定操作条件下的动吸附容量来确定的，如果到了切换时间而不及时切换，出口气体中杂质含量就会超标，因此必须严格按照设计要求的、定时切换再吸附器而进行再生。2）混合制冷原理众所周知，在一定条件下，将一种制冷工质压缩至一定压力，再节流膨胀，产生焦耳-汤姆逊效应（J-T效应）即可进行制冷。科学实践已经证明：“将一种气体在足够高的压力下与另一种气体混合，这种气体也能制冷”。这是因为在系统总压力不变的情况下，气体在掺入混合物中后分压是降低的，相互混合气体的

10、主要组分（如H2与N2、CO、CH4、Ar等）的沸点至少平均相差33 ，最好相差57，这样更有利于低沸点组分H2的提纯和低、高沸点组份的分离，并且消耗也低。液氮洗工序就运用了上述原理。在换热器（E1104、E1105、E1106）中用来自氮洗塔的产品氮洗气，冷却进入本工序的高压氮气和来自低温甲醇洗的净化气；而在氮洗塔中，使净化气和液氮成逆流接触；在此过程中，不仅将净化气中的CO、CH4、Ar等洗涤下来，同时也配入部分氮气。但这部分氮气并不能使出氮洗塔的产品气体中H2/ N2达到3:1，因此，还有另外一种配氮方式（此配氮过程是在换热器（E1105、E1106）之间完成的，使H2/ N2最终达到3

11、:1；同时，在整个氮气与净化气体混合的过程中，使PN25.9MPaG配到净化气中,其分压下降为PN21.3MPaG,产生J-T效应而获得了液氮洗工序所需的绝大部分冷量。（混合制冷原理）3）液氮洗涤原理液氮洗涤近似于多组分精馏，它是利用氢气与CO、Ar、CH4的沸点相差较大，将CO、CH4、 Ar从气相中溶解到液氮中，从而达到脱除CO、CH4、Ar等杂质的目的，此过程是在液氮洗工序的核心设备氮洗塔中完成的。由于氮气和一氧化碳的气化潜热非常接近，因此，可以基本认为液氮洗涤过程为一等温等过程。下表为液氮洗工序中涉及到的气体之有关物性参数。气体的有关物性参数气体名称大气压下沸点大气压下气化热kJ/kg

12、临界温度临界压力atmCH4-161.45509.74-82.4545.79Ar-185.86164.09-122.4547.98CO-191.50215.83-140.2034.52N2-195.80199.25-147.1033.50H2-252.77446.65-240.2012.76从上表可以看出，各组分的临界温度都比较低，氮的临界温度为-147.1（其他组分可见上表），从而决定了液氮洗涤必须在低温下x进行。从各组分的沸点数据可以看出，H2的沸点远远低于N2及其它组分，也就是说，在低温液氮洗涤过程中，CH4、Ar、CO容易溶解于液氮中，而原料气体中的氢气，则不易溶解于液氮中，从而达到了

13、液氮洗涤化原料气体中CH4、Ar和CO的目的。2.2液氮洗工序生产流程简述A净化气流程（包括合成气流程）来自低温甲醇洗工序的净化气，流量为86843 Nm3/h，压力5.31 MPaG，温度为-63.6。其中含H2: 96.42%，N2:0.65%，CO:2.70%，Ar:0.17%，CH4:0.058%，CO2：10 ppm（保证值20 ppm），CH3OH：10 ppm（保证值25 ppm）。首先进入内装分子筛的吸附（V-1101A/B），将净化气中微量的CO2、CH3OH脱除干净，出吸附器（V-1101A/B）后的净化气中，CO2和CH3OH的含量均在1 ppm以下；然后，净化气进入冷箱

14、，在1号原料气体冷却器（E-1105）及2号原料气体冷却器（E-1106）中与返流的合成气、燃料气和循环氢气进行换热，使出2号原料气体冷却器（E-1106）后的原料气温度降至-189，进入氮洗塔（T-1101）的下部。在氮洗塔（T-1101）中，上升的原料气与塔顶来的液氮成逆流接触，并进行传质、传热。CO、CH4、Ar等杂质从气相冷凝溶解于液氮中，而塔顶排除的氮洗气中的H2与大约10%的蒸发液氮混合，进入2号原料气体冷却器（E-1106），出2号原料气体冷却器（E-1106）后，将高压氮气配入到氮洗气中，使H2/N2达到3:1（体积比），配氮后的氮洗气称为粗合成气。在1号原料气体冷却器（E-1

15、105）内，合成气与净化气、高压氮等物流换热后，出1号原料气体冷却器（E-1105）后温度达-67.3，分为两股，一股流量为31021 Nm3/h，进入高压氮气冷却器（E-1104），与燃料气、循环氢气一起冷却高压氮气，出高压氮气冷却器（E-1104）后，粗合成气、燃料气、循环氢等均被复热至常温；另一股流量为79783 Nm3/h，送低温甲醇洗工序交回由净化气体自低温甲醇洗工序带来的冷量，返回后与高压氮气冷却器（E-1104）出口的粗合成气汇合，在经精调，最后把H2/N2为3/1的合成气送入氨合成工序。B高压氮气流程进入液氮洗工序的氮气，压力为5.9 MPaG，温度为42，流量为29806 N

16、m3/h，O2 10 ppm。它进入冷箱后，在高压氮气冷却器（E-1104）内，被部分粗合成气、燃料气和循环氢气冷却后，温度降到-63.6，然后进入1号原料气体冷却器（E-1105），被合成气、燃料气和循环氢气进一步冷却，出1号原料气体冷却器（E-1105）后，高压氮气被冷却到-127.2。一股继续在2号原料气体冷却器（E-1106）中被合成气、燃料气和循环氢气再进一步冷却至-188.2而成为液态氮，进入氮洗塔（T-1101）的上部而作为洗涤液，流量为9602 Nm3/h；另一股节流进入气体混合器（M-1101），与氮洗塔（T-1101）塔顶来的氮洗气混合，成为H2/N2为3:1的合成气，其流

17、量为20204 Nm3/h。由于高压氮导入净化气后其分压降低产生J-T效应，提供了液氮洗工序所需的冷量。（混合制冷原理）C燃料气流程从氮洗塔（T-1101）塔底排出的馏份，流量为5844 Nm3/h，温度-193，组成为：H2：11.08%，N2：45.42%，Ar：2.47%，CO：40.09%，CH4：0.94%，经LV-1101减压至1.8 MPaG后进入氢气分离器（V-1102）中进行气液分离。由氢气分离器（V-1102）底部排出的液体即燃料气，又经TV-1139进一步减压至0.18 MPaG，然后进入2号原料气体冷却器（E-1106）、1号原料气体冷却器（E-1105）和高压氮气冷却

18、器（E-1104）中进行复热。出高压氮气冷却器（E-1104）后的压力为0.08 MPaG，温度为30，送往老厂的燃料气系统；而在装置开车期间送往火炬焚烧。D循环氢气流程由氢气分离器（V-1102）顶部排出的气体，流量为480 Nm3/h，压力为1.8 MpaG。进入2号原料气体冷却器（E-1106）、1号原料气体冷却器（E-1105）和高压氮气冷却器（E-1104）中进行复热。出高压氮气冷却器（E-1104）后的压力为1.75 MPaG，温度为30，送往低温甲醇洗工序（706）的循环气压缩机（C-1001）回收利用，提高原料气体中有效组份的利用率，开车时送往火炬。E空分来的补充液氮流程正常操

19、作时，液氮洗工序不需要补充冷量；开车或工况不稳定时，则需由液氮来补充冷量。（补氮条件）从空分装置引入的液氮，流量为：500 Nm3/h，压力为：0.45 MPaG。它经HV-1101减压后，压力为0.18 MPaG，并在2号原料气体冷却器（E-1106）前进入燃料气管线，汇入燃料气中。它经2号原料气体冷却器（E-1106）、1号原料气体冷却器（E-1105）和高压氮气冷却器（E-1104）复热，向液氮洗工序提供补充冷量。(混合制冷原理）F分子筛吸附器再生流程分子筛吸附器（V-1101A/B）有两台，切换使用，即一台运行，另一台再生，切换周期为24小时，自动切换，属程序控制，再生步骤为二十一步。

20、再生用0.45 MPaG的低压氮气，由空分装置提供；再生氮气的加热由再生气体加热器（E-1101）完成。E-1101为一蒸汽加热器，采用3.62 MPaG的高压蒸汽加热，蒸汽则由高压蒸汽管网供给。再生氮气的冷却系统通过再生气体冷却器（E-1102）实现，所用冷却水来自循环水系统管网。出再生气体冷却器（E-1102）的再生氮气送低温甲醇洗工序的气提塔（T-1003），作为气提氮气使用。2.3缠绕管的分类随着科学和生产技术的发展，各种工业部门要求热交换器的类型和结构要与之相适应，流体的种类、流体的运动、设备的压力和温度等也都必须满足生产过程的要求。近代尖端科学技术的发展（如高温高压、高速、低温、超

21、低温等），又促使了高强度、高效率的紧凑热交换器层出不穷。虽然如此，所有的热交换器仍可按照它们的一些共同特征来加以区分。例如：1.按照用途来分：预热器（或加热器）、冷却器、冷凝器、蒸发器等等。2.按照制造热交换器的材料来分：金属的、陶瓷的、塑料的、石墨的、玻璃的等等。3.按照温度状况来分：温度工况稳定的热交换器，热流大小以及在指定热交换区域内的温度不随时间而变；温度工况不稳定的热交换器，传热面上的热流和温度都随时间改变。4.按照热流体与冷流体的流动方向来分：a、顺流式（或称并流式）：两种流体平行地向着同一方向流动，如图a；b、逆流式：两种流体也是平行流动，但它们的流动方向相反，如图b；c、错流式

22、（或称叉流式）：两种流体的流动方向互相垂直交叉，如图c；当交叉次数在四次以上时，可根据两种流体流向的总趋势将其看成逆流或顺流，如图d或e；d、混流式：两种流体在流动过程中既有顺流部分，又有逆流部分，图f及g所示就是一例。5.按照传送热量的方法来分：间壁式、混合式、蓄热式等三大类，这是热交换器最主要的一种分类方法。 图2.2 流体的流动方式（a）顺流（b）逆流（c）错流（d）总趋势为逆流的四次错流 （e）总趋势为顺流的四次错流 （f）先顺后逆的平行混流 （g）先逆后顺的串联混流（1）混合式（或称直接接触式）：这种热交换器内依靠热流体与冷流体的直接触而进行传热，例如冷水塔以及喷射式热交换器。（2）

23、蓄热式（或称回热式）：其中也有固体壁面，但两种流体并非同时轮流地和壁面接触。当热流体流过时，把热量储蓄于壁内，壁的温度逐渐升高；而当冷流体流过时，壁面放出热量，壁的温度逐渐降低，如此反复进行，以达到热交换的目的。在间壁式、混合式和蓄热式三种类型中，间壁式热交换器的生产经验、分析研究和计算方法比较丰富和完整，因而在对混合式和蓄热式热交换器进行分析和计算时，常采用一些渊源于间壁式热交换器的计算方法。下面首先介绍一种不同于上面几种的一类高效换热器：缠绕管式换热器（俗称：螺旋管式换热器）。2.4缠绕管换热器的特点缠绕管式换热器用作氮气液化主低温换热器是其自身的特点决定的: 1、管内介质以螺旋方式流动,

24、壳程介质逆流横向交叉通过绕管,换热器层与层之间换热管反向缠绕,管、壳程介质以纯逆流方式进行传热,即使在较低的雷诺数下其流动形态也为湍流,换热系数较高; 2、多种介质共存于一台缠绕管式换热器进行传热时,由于其传热元件为圆管,缠绕管式换热器对不同介质之间的压差和温 差限制要求较小,降低了生产装置的操作难度,提高了设备的安全性; 3、结构相对紧凑、耐高压且密封可靠、热膨胀可自行补偿; 4、易实现大型LNG液化作业。 美国空气产品化学工程公司( air product s)是LNG领域SWHE最大的供货商,在19772008 年间,为79 套LN G 装置(其液化能力累计达到2. 3 ×10

25、8 t/ a)生产了缠绕管式换热器。德国林德(Linde) 公司在近5 年内一共生产了累计金属重量达到3 120 t的多股流缠绕管式换热器应用于LN G工厂。缠绕管式换热器的关键技术主要有: （1） .结构:缠绕管式换热器的结构和工艺条件紧密联系在一起,合理分配液化段和过冷段的热负荷,使液化段和过冷段相对协调;结合特大型换热器的载荷分配以及换热管相对较软的特性,采用足够刚度的中心筒,从设计上保证缠绕的均匀性。组合设计技术的充分应用使“冷塔”结构合理;管壳程及物料进出口位置的合理选择,使流体的分布更均匀;多管板结构的应用使结构进一步优化。（2） .材料:由于大型氮气 液化工厂的热负荷都是数十乃至

26、数百兆瓦级的,再加上低温要求,目前适用的材料只有两种:奥氏体不锈钢和铝合金。换热面积2×104 以下的缠绕管式换热器换热管还可以考虑采用薄壁奥氏体不锈钢材料,2 ×104 以上的缠绕管式换热器换热管基本采用铝合金材料。全奥氏体不锈钢材料的缠绕管式换热器制造起来相对简单,若换热管采用铝镁合金管则面临着几个问题: 超长型铝镁合金换热管的国产化; 换热器其他受压元件的选材及其与换热管的适应性; 管板的复合技术研究,在常温下成形后复合管板的低温机械性能研究以及管板过渡层材料厚度的研究; 精密冲压内件的成型技术研究,保证对换热管的零损伤。3.1换热器的设计计算在设计一个热交换器时，从

27、收集原始资料开始，到正式绘出图纸为止，需要进行一系列的设计计算工作，这种计算一般包括下列几个方面的内容：1. 热计算根据给出的具体条件，例如热交换器的类型，流体的进、出口温度，压力，它们的物理化学性质，在传热过程中有无相变等等，求出热交换器的传热系数，进而算出传热面积的大小。2. 结构计算根据传热面积的大小计算热交换器主要部件和构件的尺寸，例如管子的直径、长度、根数，壳体的直径，纵向隔板和折流板的尺寸和数目，分程隔板的数目和布置，以及连接管尺寸等等。3. 流动阻力计算进行流动阻力计算的目的在于为选择泵或风机提供依据或者核算其压降是否在限定的范围之内。当压降超过允许的数值时，则必须改变热交换器的

28、某些尺寸，或者改变流速等。4. 强度计算热交换器各部件尤其是受压部件（如壳体）的应力大小，检查其强度是否在允许范围内，对于在高温高压下工作的热交换器，更不能忽视这一步。5.在热交换器向着大型化发展并对传热进行强化的情况下，有可能因流体的流速过高而引起强烈的振动，严重时甚至可使整个热交换器遭到破坏。因而在设计热交换器时，还必须对其振动情况进行预测或校核，判断有无产生强烈振动的可能，以便采取相应的减振措施，保证安全运行。3.2缠绕管式换热器具体计算内容 对于缠绕管式换热器的设计计算过程主要有以下几部分组成：1.根据工艺流程图进行介质参数的确定; 2.通过查询NIST程序确定各介质的性能参数及不同压

29、力状态下各介质的状态; 3.根据各级吸热和放热平衡求出各级介质的质流量和制冷量; 4.求出换热器对外换热的散热量并进行质流量校核; 5.确定换热系数，换热面积和所需的缠绕管束个数; 6.对管束进行布置和排列,并求出各管束的压力降损失; 7.进行外壳的设计计算与校核验证。3.3缠绕管式换热器工艺性能参数确定1：高压氮气冷却器11名称TemperaturePressureDensityEnthalpyEntropy（K）(MPa)(kg/m3)(kJ/kg)(kJ/kg-K)进口出口进口出口进口出口进口出口进口出口氮气315.15209.555.95.663362.88899.827316.311

30、91.725.6535.1811污氮208.05305.150.12670.12.07211.1124273.61373.595.26295.727氢气/氮气205.85305.155.11675.0824.90316.598634.89976.7510.51811.88氢气206.85305.151.76671.752.04621.37652651.14039.436.41841.941名称CvCpTherm. Cond.Viscosity(kJ/kg-K)(kJ/kg-K)(mW/m-K)(Pa-s)进口出口进口出口进口出口进口出口氮气0.755410.778791.12331.30629

31、.63123.6810.0000195360.00001523污氮0.731230.732511.03031.028619.23926.4870.0000134360.000018202氢气/氮气2.31482.43433.41623.458984.14115.290.0000110.000014406氢气9.520110.21713.73314.372138.37189.566.9962E-069.0965E-06 2：1号原料气体冷却器名称TemperaturePressureDensityEnthalpyEntropy(K)(MPa)(kg/m?)(kJ/kg)(kJ/kg-K)进口出口

32、进口出口进口出口进口出口进口出口净化气210.15164.855.265.2358.60810.9451877.31451.222.57720.308氮气209.55152.855.66335.426799.827179.66191.72102.895.18114.6901污氮208.05142.850.12670.15342.07213.6856273.61205.975.26294.8166氢气/氮气205.85142.755.11675.153324.90337.276634.89420.210.5189.266氢气206.85143.251.76671.78332.04622.9879

33、2651.11807.936.41831.52名称CvCpTherm. Cond.Viscosity(kJ/kg-K)(kJ/kg-K)(mW/m-K)(Pa-s)进口出口进口出口进口出口进口出口净化气6.55816.08699.55849.2351129.25105.218.2866E-067.1467E-06氮气0.778790.878241.3062.36323.68125.3020.000015230.000014273污氮0.731230.733921.03031.042319.23913.70.0000134369.7286E-06氢气/氮气2.31482.12023.41623.

34、406584.1464.7560.0000110.00000868氢气9.52018.33413.73312.673138.3799.3746.9962E-060.000005471 3：2号原料气体冷却器名称TemperaturePressureDensityEnthalpyEntropy(K)(MPa)(kg/m?)(kJ/kg)(kJ/kg-K)进口出口进口出口进口出口进口出口进口出口净化气164.8585.155.2355.2110.94522.8351451.2731.8720.30814.362氮气152.8584.955.42675.19179.66785.63102.89-10

35、3.154.69012.988污氮142.8581.650.15340.183.6856793.32205.97-61.1514.81661.7967氢气/氮气142.7581.655.15335.1937.27685.282420.2191.629.2667.1373氢气143.2581.651.78331.82.98795.44941807.9106631.5224.74名称CvCpTherm. Cond.Viscosity(kJ/kg-K)(kJ/kg-K)(mW/m-K)(Pa-s)进口出口进口出口进口出口进口出口净化气6.08694.89.23519.3544105.2168.156

36、7.1467E-060.000005062氮气0.878241.05522.3632.017325.302136.10.0000142730.00013275污氮0.733921.0811.04232.066513.7139.959.7286E-060.00015274氢气/氮气2.12021.93193.40654.918564.75658.5610.000008687.0268E-06氢气8.3346.685212.67311.6499.37462.3450.0000054713.7754E-063.4标准状况下各介质性能参数名称净化气氮气污氮氢气/氮气氢气密度0.1320214931.2

37、5041.25960.379720.0898853.5工况下各介质流量参数确定1高压氮气冷却器名称Q(标况）P（工况）G（质量流量）Q（工况）Q（工况平均）Nm3/hKg/m3Kg/hm3/hm3/h进口出口进口出口进口出口进口出口氮气298062980662.88899.82737269.422400 37269.422400 592.6317008373.3401024482.9859016污氮5207.55207.51.11242.07216559.367000 6559.367000 5896.5902253165.5648864531.07757氢气/氮气310213102116.5

38、9824.90311779.294120 11779.294120 709.6815351473.0070321591.3442836氢气4804801.37652.046243.144800 43.144800 31.3438430821.085328926.214585991号原料气体冷却器名称Q(标况）P（工况）G（质量流量）Q（工况）Q（工况平均）Nm3/hKg/m3Kg/hm3/hm3/h进口出口进口出口进口出口进口出口净化气86843868438.60810.94511465.142520 11465.142520 373.3401024207.4441857209.3921441

39、氮气298062980699.827179.6637269.422400 37269.422400 1331.9171141047.52331189.720207污氮5207.55207.52.07213.68566559.367000 6559.367000 3165.5648861779.7284022472.646644氢气/氮气11080411080424.90337.27642074.494880 42074.494880 1689.5351921128.7288041409.131998氢气4804802.04622.987943.144800 43.144800 21.08532

40、8914.4398406917.76258482号原料气体冷却器名称Q(标况）P（工况）G（质量流量）Q（工况）Q（工况平均）Nm3/hKg/m3Kg/hm3/hm3/h进口出口进口出口进口出口进口出口净化气868438684310.94523.19111465.142520 11465.142520 66.8281242315.2136911735.33891839氮气96029602179.66789.1812006.340800 12006.340800 1047.5233494.3789625770.9511313污氮5207.55207.53.6856793.326559.36700

41、0 6559.367000 1779.7284028.268248626893.9983255氢气/氮气11080411080437.27685.28242074.494880 42074.494880 1128.728804493.3572721811.043氢气4804802.98795.449443.144800 43.144800 14.439840697.917348699116缠绕管换热器设计计算过程3.6.1高压氮气冷却器的设计计算过程3.6.1.1管子规格的确定查相关设计手册：取 Pa Pa Pa Pa 取Pa管子壁厚计算公式： 式中：: 管壁厚 mm

42、 ；: 工作压力， MPa；: 管子外径 mm；: 焊缝系数，铝合金6005取=1.0；: 管材在各种温度下的许用应力 MPa 。CC1+C2C壁厚附加量 mm ；C1×15 mm ；C2腐蚀裕度，取 1mm 。当 时， 所选管子规格合适。 3.6.1.2管子壁厚的计算过程 污氮=因为，所以所选管子规格合格。氮气和氢气混合气体=因为，所以所选管子规格合格。氢气=因为，所以所选管子规格合格。3.6.1.3管子根数的确定1.假设流速 -管内污氮的假设流速；-管内氮气和氢气混合气体的假设流速；-管内氢气的假设流速。2 计算各介质所需管子根数S-管子根数，个；Q-工况下体积流量，；V-管内介

43、质流速，m/s；-管子内径,mm。 污氮氮气和氢气混合气体氢气=1472+1089+20+3=25843.6.2.3缠绕管换热器壳程有效面积的计算根据相关设计手册和计算得: ：层间距，mm；：管间距，mm;:首层管数，根；：相邻两层缠绕管根数只差。：上升高度，mm。：缠绕管上升角，：芯筒直径，m。 则 由 得 则 （)则 因为 所以 ：缠绕管管子层数；：第层缠绕管管子数；：前层缠绕管管子总数；：前层缠绕管管子总数；：管子余裕量；：实际管子层数；：第层缠绕管实际管子数；：前层缠绕管实际管子总数。计算表:i123456789100.350.3780.4060.4340.4620.490.5180.

44、5460.5740.602i111213141516171819200.630.6580.6860.7140.7420.770.7980.8260.8540.882i212223242526272829300.910.9380.9660.9941.0221.051.0781.1061.1341.162i313233343536373839401.191.2181.2461.2741.3021.331.3581.3861.4141.442由相关设计手册查得 y=2 ：最外层缠绕圈的直径，m；：i层缠绕管的平均直径，m；：第一层隔板数；：第i层隔板数；：隔板总数；：最外层隔板数；: 换热器内筒直径

45、，m；：内筒截面积，；：芯筒截面积，；：缠绕管层间隙投影面积，；：一个隔板的截面积，；：有效面积对应的直径，m；3.6.3界膜导热系数h0的计算1、壳侧界膜导热系数（1）流道构成缠绕式热交换器中，传热管在芯圆筒周围介于隔板中间呈螺旋状以次缠绕几层，把圆筒状盘管重叠几层组成流道。传热管的缠绕角和纵向间距沿整个热交换器通常是均匀的。另外，各圆筒状盘管由很多管构成。如图3.5图3.5：盘管层 要使内侧盘管层和外侧盘管层中的缠绕角、传热管长和纵向间距不变，就应与盘管螺旋直径成比例且增加构成盘管层的传热管数。盘管层的缠绕角，通常从内侧盘管层向左缠、向右缠、向左缠.相互交替。由这样构成的盘管层所组成的管束

46、，其管外侧（壳侧）流道形式，因圆周方向的位置不同而变化。如果令所有盘管层中传热管纵向间距相等，则传热管的倾斜角度（盘管缠绕角度）当然也相等，盘管螺旋直径大的外侧盘管与内侧盘管相比，每圈的当量管长都大。随着圆周角增加，较快地达到同样的高度。因此，如果按圆周方向的位置考虑相邻二个盘管，则传热管的排列有图八所示的直列、不规则错列、规则错列、不规则错列、直列那样的变化。这样，缠绕管式热交换器的壳侧流道构成，就变成管子布置为直列、错列组合排列的管外流动的流道构成。 图3.6 盘管层组成的管束图 3.7、 传热管布置（图3.6（A-A）断面）（2）吉利（Gilli）计算公式吉利从流体与直管群错流流动时的界

47、膜导热系数推算流体在由盘管层组成的管束的管外侧与管群错流流动时的界膜导热系数，提出下式。 （3.1）适用范围： （3.2） （3.3）式中： D0: 传热管外径，米。 h0：管外侧界膜导热系数， J/·K : 管外侧流体导热系数， J/·K： 管外侧流体的粘度， Kg/m·s C: 管外侧流体的比热， J/Kg·K传热管倾斜（传热管盘管缠绕角）修正系数Fi：对于缠绕管式换热器的绕管缠绕角依据国外的经验及缠绕过程的方便程度，选用缠绕角为15.84，由于左右交替缠绕所以取为0°，则=+=15.84°。 （3.4） =1.01如图十二所示。

48、在盘管的中心线方向O-A流动的流体，与倾斜角（盘管的缠绕角）的传热管碰撞，实际的流动方向为O-F方向。表示这个偏角，用下式汁算， （3.5）式中，K：盘管层织成的管束的特性数，缠绕管式换热器，左缠和右缠盘管层交补布置时，K=1，因此，=0，在仅有左缠或右或中任何一个缠绕方向盘管组成热交换器中，K=0； ：盘管的缠绕角（传热管的倾斜角），度； ：流体实际流动方向与传热管垂直轴之间的夹角，度；图3.8、 与倾斜管错流流动管排数修正系数Fn： （3.6）n是流动方向的管排数。必须注意的是，n是一条直线上的管排数。例如，图3.7 所示的错列布置，当在直管群布置时，通常取2行的管排数为管排数，定义n=6

49、，可是，在这里定义的n是1行的管排数，此时，n=0.5n=3。另外，由于n>10时，可以认为Fn=1，所以在实际的缠绕管式热交换器中，不需要这个修正系数。 当n=6、n=3时的管排数计算方法： 图3.9 管排数计算方法 在由盘管层组成的管束中，如前所述，直列和错列布置混合构成流道，可是对于直列和错列场合，可以从格里米森（Grimison）提出的管子排列修正系数（图3.10），推算如下： 图3.10 由盘管层组成的管束的流道构成由盘管层组成的管束中的流道构成，可以用图十四表示。图中，E从O（直列）到（规则错列）连续地变化。E大于0，小于,范围（不规则错列）内的修正系数应该成为图十四所示的流动方向布置间距为E的规则错列布置