汽化器传热设计计算
沥青汽化器计算讲解
焦油蒸馏系统冷却器计算15万吨/年一、已知条件提量后焦油处理量21 t/h二、沥青汽化冷却器工艺计算1、计算条件1.1沥青汽化下段：沥青流量=11340 kg/h沥青汽化冷却后温度：230℃沥青汽化冷却前温度：380℃热水由75℃被加热至沸腾；1.2沥青汽化上段：水蒸汽冷凝并冷却至75℃冷却水由32℃被加热至45℃1.3汽化冷却器操作压力为常压；2、沥青冷却部分(下段)2.1循环热水的确定：沥青在汽化器中放出的热量：Q=11340×0.5×(380-230)=850500 kcal/h式中：0.5—沥青在220~370℃之间的平均比热，kcal/kg•h•℃75℃的热水吸热后所汽化的量：G wa=850500/[(100-75)+540] =1505.31 kg/h式中：540——水在常压的汽化潜热，kcal/kg2.2传热量及平均温度差的计算：管内介质为水，管外介质为沥青，其情况可分为两段如下图：ⅠⅡ沥青汽化冷却器下段传热情况Ⅰ段：管外水沸腾，管内沥青由380℃冷却至X℃传热量：Q1=1505.31×540=812867.25kcal/h求温度X：812867.25=(380-X)0.5×11340X=236.64℃平均温度：380——→236.6100←——100280℃136.6℃t m1=(280-136.6)/ln(280/136.6)=200℃ΔⅡ段：管外热水由75℃被加热到100℃，管内沥青由236.7℃冷却至230℃传热量Q2=850500-812867.25=37632.74kcal/h平均温度：236.6——→230100←——75136.6℃155℃t m2=(155-136.6)/ln(155÷136.6)=146℃Δ2.3传热系数K的计算：2.3.1第Ⅰ段的传热系数K1管外水沸腾，管内沥青由380℃冷却至236.7℃2.3.1.1管外水沸腾给热系数α11设壁温t w=110.5℃，则管壁与水的温度差：t b=110.5-100=10.5℃Δ当Δt b=10.5℃时，查图(常压下水平或垂直面上沸腾液体的给热系数)得：αb=4000 kcal/m•h•℃在垂直管内的沸腾给热系数为：α11=1.25×4000=5000 kcal/m•h•℃2.3.1.2管内液体沥青冷却给热系数α12按自然对流情况考虑其给热公式为：Nu=A(Gr•Pr)n式中各物理量取壁面与流体平均温度的值：流体平均温度t=(380+236.7)/2=308℃设壁温为175℃，则流体与管壁的温度差：t=308-175=133℃Δ流体与管壁的平均温度：t m=(308+175)/2=241.5℃在241.5℃时中温沥青的物理常数：粘度Z=2 cp导热系数λ=0.162 kcal/m•h•℃重度γ=1300 kg/m3比热C=0.487 kcal/kg•℃膨胀系数β=0.00055 1/℃普兰特准数：Pr=3600μCg/λ=[3600×(2/11340)×0.487×9.81]/0.162=18.72 格拉斯霍夫准数：Gr=gd3ρ2βΔt/μ2=[9.81×(0.025)3×(1300/9.81)2×0.00055×133]/(2/980)2=6.35×106Pr•Gr=1.187×108取系数A=0.135 n=1/3α12= (λ/d)Nu=(λ/d)A(Gr•Pr)n=(0.162/0.025)×0.135(1.187×108)1/3=415 kcal/m•h•℃2.3.1.3总传热系数KⅠ：管壁及垢层的总热阻：∑(δ/λ)=0.0009 m2•h•℃/kcal则总传热系数K1=1÷[(1/415)+0.0009+(1/5000)]=284.92 kcal/m2•h•℃2.3.1.4管壁温度核算：管外：α11(t w-100)= K1Δt m15000(t w-100)=284.92×200t w=111.40℃与假设的壁温t w=110.5℃相差仅0.9℃，可以认为原假设是适当的。
计算程序其他汽化器计算空温式汽化器(低压)热量计算
空温式汽化器（低压）热量计算1、环境温度以-50℃计算。
2、换热面积计算时，换热量温度以10℃为基础。
3、由于变工况，采用管内、管壁、管侧分级单独求传热系数较困难。
只能采用统计方法，求出类似常规的给热系数，结合经验，取用符合条件的给热系数。
（1）蒸气与气体的给热系数蒸气测 k=5000 kcal/ m2 h ℃气体测 k=10~200 Kcal/ m2 h ℃（2）冷库中直接蒸发式空气冷却器肋片管的给热系数k=5~10W/m2.k=4.284~8.568kcal/ m2 h ℃（3）氟利昂对空气的自然对流冷排管的给热系数k=5~10W/m2.k=4.284~8.568kcal/ m2 h ℃该汽化器采用分段计算办法，较符合实际状况蒸发段的给热系数k1=5 cal/ m2 h ℃换热段的给热系数k2=4 cal/ m2 h ℃4、换热量计算时采用大者为计算准则，且以1Nm3/h为计算基数氧气 1Nm3/h=1.429kg Cρ=0.218 cal/kg.℃LO2蒸发温度为-183℃汽化热为50.92 cal/kg.hQ 2=W·Cρ·Δt=1.429×0.218×133=41.43 cal/ hQ=Q1+Q2=50.92×1.429+41.43=114.19 cal/ h 氮气 1Nm3/h=1.2507kg Cρ=0.25 cal/kg.hLN2蒸发温度为-196℃汽化热为47.58 cal/kg.hΔt=-50-（-196）=146℃Q 2=W·Cρ·Δt=1.2507×0.25×146=45.65 cal/ hQ=Q1+Q2=47.58×1.2507+45.65=105.16 cal/ h 氮气 1Nm3/h=1.782kg Cρ=0.127 cal/kg.hLN2蒸发温度为-186℃汽化热为37.60 cal/kg.hΔt=-50-（-186）=136℃Q 2=W·Cρ·Δt=1.782×0.127×136=30.78 cal/ hQ=Q1+Q2=37.6×1.782+30.78=97.78 cal/ h所以统一采用以氧气换热量为114.19kcal/h（Nm3/h）5、翅片管的比面积如下：HLC-1643 Φ120 0.8m2/m 0.83HLC-1921 Φ160 1.08m2/m 1.177 HLC-1916 Φ160 1.056m2/m 1.16 HLC-1648 Φ200 1.444m2/m 1.45LPG(丙烷)C3H81Nm3/h=2.005kg/m3 Cρ=0.445 Kcal/kg℃LN2蒸发温度为-41.95℃汽化热为102 Kcal/kg.LC2H4 液体乙稀1Nm3/h=1.2610kg/m3 Cρ=0.365 Kcal/kg℃LN2蒸发温度为-103.71℃汽化热为115 Kcal/kg.LNG液化天然气（主要成分甲烷CH4）1Nm3/h=0.717kg/m3 Cρ=0.531 Kcal/kg℃LN2蒸发温度为-161.3℃汽化热为122 Kcal/kg.LCO2 液体二氧化碳1Nm3/h=1.976kg/m3 Cρ=0.2 Kcal/kg℃LN2蒸发温度为-78.5℃汽化热为137.04 Kcal/kg示例：150Nm3/h空温汽化器总传热面积为Q=114.19x150=17129 Kcal/ h其中蒸发段为Q1=50.92x1.429x150=10914Kcal/h 1、蒸发段所需换热面积：Δt=-50-（-183）=133℃k1=5kcal/m2 ℃hF1=109145x133=16.41m22、换热段所需换热面积ΔTmax =-50-（-183）=133 ; ΔTmin=10Δt=ΔTmax-ΔTminlnΔTmaxΔTmin=133-10ln13310=47.53k2=4 kcal/m2℃hQ 2=Q-Q1=17129-10914=6215Kcal/hF2=621547.53x4=32.69m2F=F1+F2=16.41+32.69=49.1m2折合翅片管长度为：L=49.10.801=61.3m。
4000水浴式计算书
根据<<低温工质热物理性质表与图>>:
平均比热Cρ=0.7124Kcal/kg·K
Q3=Cρ·m·Δt气体=484027.08 Kcal/h
2.总换热量:Q= Q1+ Q2+ Q3=833776.68 Kcal/h=969.69KW
2．平均温差（过热段不计算）
Δtm2=2370C
1、4000Nm3/h循环水式LNG汽化器热力计算书：
进口介质: LNG
出口介质: NG
进口温度:-162C
出口温度: 5——-15C
工作压力: 25Mpa
安装形式:立式、支腿、室外
盘管：0Cr18Ni9,Ф25x3.0的管子
水温（按平均温度）：75C
质量流量m=0.7167x4000=2866.8kg/h
所需热水量：M=3600Q/γ=44188.41kg/h
取45T/h.
换热分如下三步:
过冷过程:由泵增压，不考虑吸热Q1=0
相变过程:液体吸热变成蒸汽所吸收热量(Q2):
根据<<低温工质热物理性质表与图>>:
查出-162℃时,汽化潜热r=509.74KJ/kg=122 Kcal/kg
Q2=2866.8Х122=349749.6 Kcal/h
Δtm3=151.820C
3.换热面积：F=
式中：Q-----为吸热量w；
α-----为传热系数；
Δtm---平均温差0C；
F12=5.65m2
F3=19.64m2
F=F2+ F3=5.65+19.64=25.29 m2
换热管长度：L===323m
实际取350M,约26.5m2
蒸汽热水换热器计算
蒸汽热水换热器计算换热器部分计算管程介质为热水进口温度(℃) Tt1=110（给定）出口温度(℃) Tt2=120（给定）工作压力（MPa) Pt =1.0（给定）平均温度(℃) Tt =115(计算）流体的比定压热容Cp(KJ/(kg.℃))=4.2358(查表）流量(t/h) Q =50（给定）流体密度（kg/m3)ρ=1000(查表）所需热量(KJ/h)=2117900(计算）壳程进口温度(℃) Ts1=158.5（给定）蒸发潜热(KJ/kg)Rs1=2087.43出口温度(℃) Ts2= 115（给定）蒸发潜热(KJ/kg)Rs2=2216.6工作压力（MPa) Pt =0.5（给定）平均温度(℃) Ts =136.75(计算）流体的比定压热容Cp1(KJ/(kg.℃)=4.2781(查表）158.5℃降为115℃1.温差放出热量(KJ/(kg)）为186.10115℃129.17158.5(℃) 饱和蒸汽密度（kg/m3)ρ1 3.144(查表）115.0(℃) 饱和蒸汽密度（kg/m3)ρ20.9647(查表）1立方饱和蒸汽从158.5℃降为115.0放出潜热(KJ/(m3)）所需要水蒸汽量为(m3/h)435.845088(计算）饱和蒸汽流速(m/s)15(查表）壳程进出口管径(mm)101.373458(计算）取壳程进出口管径DN 1004673.20介质为饱和蒸汽 2.密度变化放出热量(KJ/(kg)）工厂预处理系统供热方案设计计算每1千克饱和水蒸汽从吸收热量(KJ/(kg)每1千克饱和水蒸汽换热管外径（mm ）25（给定）换热管内径（mm ）20（给定）换热管长度（mm ）6000（给定）换热管数量180（给定）换热器管程程数2（给定）换热管换热面积（m2）84.8230002换热管内介质流速(m/s)0.49146811总传热系数K 计算流体的导热系数λ(W/(m.℃))0.683流体主体粘度（Pa.s)μ0.00024313管内强制湍流传热ai 283.014896流体的导热系数λ(W/(m.℃))0.684壳程流体介质平均温度下密度（kg/m3)ρ1.7895壳程流体介质平均温度下流体主体粘度（Pa.s)μ 2.02E-04壳程流体介质在管壁温度下流体粘度（Pa.s)μw 2.21E-04管外强制湍流传热ao 71.2633298换热管选用材料20管换热管传热系数51.8(查表）总传热系数K=15.1910132低粘度流体在管内强制湍流传热低粘度流体在管外强制湍流传热流体的有效平均温16.4117511差(℃)换热面积（m2） F=8495.00787(查表）(查表）。
计算程序其他汽化器计算空温式汽化器计算书N2、O2、CO2、LNG
L N 2空温式汽化器计算书技术参数： 介质：L N 2进口温度：-196℃ 出口温度:不低于环境温度10℃ 1. 质量流量：m =743.03 Kg /h 2. 换热分如下两步：⑴ 液体吸热变成蒸汽所吸收热量（Q 1）：Q 1 = m r = 37679. 2 kcal/h 汽化潜热 r=50.71⑵ 气体升温所需吸收热量（Q 2）：Q 2 = m Cp ∆t =27232.4kcal/h 定压比热 Cp =⑶ 所需吸收总热量（Q 总）：Q 总 = Q 1 ＋Q 2 = 64911.6 kcal/h 3. 所需翅片（φ200翅片管）总长度:L 总 =mt k Q∆ε = =134.24m 式中：Q-----总热量（kcal/h ）k-----总传热系数（kcal/m 2·h ·k ） ε-----翅片管比表面积 （m 2/m ） △ t m ---平均温度（k ）实际取φ200翅片管48根，L 单＝2.85m ，共136.8m ，满足使用要求。
翅片管壁厚的计算φ28x3.5的翅片管δ=PD200[σ]φ+C式中: δ----管壁厚度,(毫米)P----管内介质工作压力,[公斤力/厘米2] P=17.6 D----管子外径,[毫米] D=28 φ----焊缝系数:无缝管φ=1,有缝管φ=0.8 φ=1.0C----管子壁厚附加量,[毫米]; 铝管C=0〔σ〕---- 2.3 kgf/mm2δ=PD200[σ]φ+C = 1.07mm故φ28x3.5的翅片管满足使用要求.汇集管壁厚的计算设计压力：1.76MPa(注：本计算依据焊制三通的计算HG20580~20585-1998) 1. 液体进口DN32(φ38x3)的铝管符号说明δ1、δ11------三通主管和支管的理论计算壁厚 ,mmδ、δ1------三通主管和支管的计算壁厚,mmδy、δy1------三通主管和支管的有效壁厚,mmδy =δe -Cδy1=δe1-C /D i 、d i ------三通主管和支管的内径,mm D m 、d m ------三通主管和支管的平均内径,mm D 0、d 0------三通主管和支管的外径,mm P----设计压力,MPa P ＝1.76MPa〔σ〕----许用应力，按主管与支管同材料考虑，MPa取〔σ〕＝ 23MPaφ-------强度削弱系数 X,Y-----系数δy = δy1＝δe =3mm D i =32mm d i =32mm D m =35mm d m =35mm D o =38mm d o =38mm系数 X=d i 2D m xd m=0.8359系数 Y=4.05ym y y y D δδδδ2313+=2.3714强度削弱系数 φ=)1(20.11221yy Xx ++=0.5733主管理论计算壁厚： δ1=PD O2φ[σ]+P=2.38mm或 δ1=PD i2φ[σ]-P=2.29mm支管理论计算壁厚： δ11＝δ100D d ＝2.38mm或 δ11＝δ1ii D d ＝2.29mm故主管及支管均取φ38x3的铝管满足要求. 2. 气体出口DN50(φ57x4)的铝管 符号说明δ1, δ11------三通主管和支管的理论计算壁厚 ,mm δ, δ1------三通主管和支管的计算壁厚,mm δy , δy1------三通主管和支管的有效壁厚,mm δy =δe -C=δeδy1=δe1-C /=δe1D i , d i ------三通主管和支管的内径,mm D m , d m ------三通主管和支管的平均内径,mm D 0, d 0------三通主管和支管的外径,mm P----设计压力,MPa P ＝1.76MPa〔σ〕----许用应力，按主管与支管同材料考虑，MPa取〔σ〕＝ 23MPaφ-------强度削弱系数 X,Y-----系数δy = δy1＝δe =4mm D i =49mm d i =49mm D m =53mm d m =53mm D o =57mm d o =57mm系数 X=d i 2D m xd m=0.8548系数 Y=4.05ym y y y D δδδδ2313+=2.2252强度削弱系数 φ=)1(20.11221yy Xx ++=0.5674主管理论计算壁厚： δ1=PD O2φ[σ]+P=3.6mm或 δ1=PD i2φ[σ]-P=3.54mm支管理论计算壁厚： δ11＝δ100D d ＝3.6mm或 δ11＝δ1ii D d ＝3.54mm故主管及支管均取φ57x4的铝管满足要求.CO 2空温式汽化器计算书(注：本计算书以质量流量m =1Kg/h 为计算依据)技术参数： 介质：CO 2进口温度：-40℃ 环境温度: 15℃ 出口温度:0℃ 1. 质量流量：m =1Kg/h 2. 换热分如下两步：⑴ 液体吸热变成蒸汽所吸收热量（Q 1）：查出-40℃时，汽化潜热 r =3790cal/g ·mol = 86.14kcal/kg Q 1 = m r =1×86.14 =86.14 kcal/h⑵ 无相变气体吸热（Q 2）：查出-40℃时，定压比热 C p1 = 8.135 cal/g ·mol ·k= 0.185 kcal/kg ·k查出0℃时，定压比热 C p2 = 8.596 cal/g ·mol ·k= 0.195 kcal/kg ·kQ 2 = m C p △t m = 1×(0.185+0.195) ×[0-(-40)]/2 = 7.6 kcal/h ⑶ 所需吸收总热量（Q 总）：Q 总 = Q 1 ＋Q 2 = 86.14+7.6 =93.74 kcal/h 3. 所需翅片（φ200翅片管）总长度:L 总 =m t k Q ε = 786.3044.1574.93⨯⨯ =0.423m 式中：Q-----总热量（kcal/h ） Q = 93.74k-----总传热系数（kcal/m 2·h ·k ） k = 5 ε-----翅片管比表面积 （m 3/m ） ε= 1.44 △ t m ---平均温度（k ） △ t m =2121ln t t t t - = 1555ln 1555- = 30.786k △ t 1 = 273+15-(273-40) = 55 k △ t 2 = 273+15-(273+0) = 15kL O 2空温式汽化器计算书(注：本计算书以质量流量m =1Nm 3/h 为计算依据)技术参数：介质：L O 2进口温度：-183℃ 环境温度: 0℃ 出口温度:-15℃ρ气 = 1.4289Kg/m 31.质量流量：m =1.4289×1 = 1.4289 Kg /h2.换热分如下两步：⑴ 液体吸热变成蒸汽所吸收热量（Q 1）：查出-183℃时，汽化潜热 r =212.3KJ/Kg= 50.71kcal/kg Q 1 = m r =1.4289×50.71 =72.46 kcal/h ⑵ 无相变气体吸热（Q 2）：查出-183℃时，定压比热 C p1 = 0.2175 kcal/kg ·k 查出-15℃时，定压比热 C p2 = 0.2188 kcal/kg ·kQ 2 = m Cp ∆t = 1.4289×(0.2175+0.2188) ×(183-15)/2 = 52.37kcal/h⑶ 所需吸收总热量（Q 总）：Q 总 = Q 1 ＋Q 2 = 72.46+52.37 =124.83 kcal/h 3.所需翅片（φ200翅片管）总长度:L 总 =m t k Q ∆ε = 16.6744.1583.124⨯⨯ =0. 26m/h 式中：Q-----总热量（kcal/h ） Q = 124.83k-----总传热系数（kcal/m 2·h ·k ） k = 5 ε-----翅片管比表面积 （m 2/m ） ε= 1.44 △ t m ---平均温度（k ）△ t m =2121ln t t t t ∆∆∆-∆ = 15183ln 15183- = 67.16k △ t 1 = 273-0-(273-183) = 183 k △ t 2 = 273-0-(273-15) = 15kLNG 空温式汽化器计算书(注：本计算书以质量流量m =1Nm 3/h 为计算依据)技术参数： 介质：L NG进口温度：-162℃ 环境温度: 0℃ 出口温度:-10℃ρ气 = 0.717Kg/m 31.质量流量：m =0.717×1 = 0.717 Kg /h2.换热分如下两步：⑴ 液体吸热变成蒸汽所吸收热量（Q 1）：查出-162℃时，汽化潜热 r =8302 KJ/kmol= 124kcal/kg Q 1 = m r =0.717×124=89.0 kcal/h ⑵ 无相变气体吸热（Q 2）：因-162℃时，定压比热 C p1无法查取，且温度越高C p 越大 ，故取-143℃时，定压比热 C p1 = 34.16 kJ/kmol ·k =0.511 kcal/kg ·k 查出-10℃时，定压比热 C p2 = 34.75 kJ/kmol ·k = 0.52 kcal/kg ·kQ 2 = m Cp ∆t = 0.717×(0.511+0.52) ×(162-10)/2 = 56.20 kcal/h⑶ 所需吸收总热量（Q 总）：Q 总 = Q 1 ＋Q 2 = 89.0+56.20 =145.20 kcal/h 3.所需翅片（φ200翅片管）总长度:L 总 =m t k Q ∆ε = 578.5444.1520.145⨯⨯ =0.37m/h 式中：Q-----总热量（kcal/h ） Q = 145.20k-----总传热系数（kcal/m 2·h ·k ） k = 5 ε-----翅片管比表面积 （m 2/m ） ε= 1.44 △ t m ---平均温度（k ） △ t m =2121ln t t t t ∆∆∆-∆ = 10162ln 10162- = 54.578k △ t 1 = 273-0-(273-162) = 162 k△ t 2 = 273-0-(273-10) = 10k。
空温式气化器气化能力计算书
设 计设计阶段校 核专 业审 核版 次序号代号计算公式或依据计算结果取值1项目已知设计数据2Qv按机台最大气体总用量15003Qm18754M文献资料285P项目已知设计数据 1.26n1项目已知设计数据167n2项目已知设计数据488m1项目已知设计数据89m2项目已知设计数据1210L项目已知设计数据7.111d1项目已知设计数据2112d2项目已知设计数据2813全铝制14λAl项目已知设计数据203.515h1项目已知设计数据8616h2项目已知设计数据7217δ项目已知设计数据218T0项目已知设计数据-195.819T2项目已知设计数据1120T1lgP=4.022-312.2/T-1.66E+0221Tc文献资料-1.47E+0222TL-1.81E+0223TG-7.74E+0124μL文献资料 1.17E-0125μG文献资料 1.29E-0226ρL文献资料7.46E+0227ρGρ=ρ标*（P实/P标）*（T标/T实） 2.25E+0128cpL文献资料 1.98E+0329cpG文献资料 1.07E+0330λL文献资料0.11731λG文献资料 1.88E-0232r N 1.78E+021\项目已知设计数据2uL1.26E-013u G 4.19E+004ReL1.69E+045ReG1.54E+056PrL1.98E+007PrG7.28E-018αL4.05E+029αG2.56E+0210A1A1=Πd1 6.60E-0211Tn假设值-115.812T推算值(初始值为T0)-195.813qL2.14E+0314qG1.35E+0315Ts-1.16E+0216t项目已知设计数据2117RH项目已知设计数据70%项目单位备注一、设计条件液化气体名称氮气（N2）项目名称空温式气化器气化能力计算书项目编号文件编号气体相对分子质量g/mol气化器工作压力Mpa标况下气体体积流量Nm3/h气体质量流量kg/h气化器翅片管长度m/根气化器翅片管内径mm气化器翅片管数量根8片翅片数量片/根翅片数量片/根气化器翅片管数量根12片气化器翅片厚度mm气化器翅片管外径mm气化器翅片高度mm8片气化器翅片管材质气化器翅片管导热系数W/(m·K)气化器翅片高度mm12片气体沸点℃工作压力下气体临界温度℃气化器进口处气体（L）温度℃气化器出口处气体（G）温度℃气体(L)粘度mPa*s定性温度下气体(G)粘度mPa*s定性温度下气体(L)定性温度T m=（T+T W）/2℃气体(G)定性温度℃气体(L)比热容J/(kg·K)定性温度下气体(G)比热容J/(kg·K)定性温度下气体(L)密度kg/m3定性温度下气体(G)密度kg/m3定性温度下气相区普朗特数\Pr=c pμ/λ液相区流速气体(L)热导率W/(m·K)定性温度下气体(G)热导率W/(m·K)定性温度下气体(G)相变潜热kJ/kg定性温度下二、传热模拟计算传热类型对流给热液相区普朗特数\u=Q/（3600*π/4*d2)m/s气相区流速m/s单相流体温度℃翅片管外壁温度℃液相区雷诺数Re=duρ/μ\气相区雷诺数\液相区单位长度对流换热量W/m环境温度℃环境相对湿度%液相区传热系数W/(m2·℃)气相区传热系数W/(m2·℃)翅片管内壁单位长度面积m2气相区单位长度对流换热量q=α(Tn-T)A1W/m翅片管内壁温度℃试差校正α=0.023Re . Pr .T =T +q lg(d2d1)2πλ。
循环水水浴式汽化器的传热设计计算
循环水水浴式汽化器的传热设计计算下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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液化石油气气化器计算
液化石油气气化器计算SGST 0004-20021总则1> 1目为规范储运系统液化石油气气化器计算，特编制本标准。
1.2范围1.2.1本标准规定了储运系统液化石油气气化器计算一般要求、计算公式、计算举例等要求。
1. 2. 2本标准适用于储运系统中使用蒸汽或热水加热液化石油气使其气化气化器工艺计算。
本标准适用于国内工程，对涉外工程应按指定标准执行。
2计算要求2.1 一般要求2. 1. 1由气化器导出气体允许夹带直径小于50 u液滴。
2.1.2气化器入口处液相液化石油气温度，一般情况下，可取最冷月平均温度。
2.1.3蒸汽加热时不考虑过冷。
2.1.4气化器操作压力取燃料气管网压力。
2.1.5气化器操作温度取操作压力下露点温度。
2.1.6气化器总传热系数可选用下述经验数据：a)热载体为热水时，K=230 W/ (m:・K)〜290 W/ (m2・K)；b)热载体为蒸汽时，K=350 W/ (m2・K)〜465 W/ (m2・K)。
2.1.7立式气化器中气体允许速度取液滴沉降速度0. 8倍。
2.1.8气体中夹带液滴重度取进料液体重度。
2.1.9在气化器设计中应有适当液体容积作为进料缓冲，以保证气化器稳定操作，同时要考虑到自动控制需要，液化石油气在气化器中停留时间, 不宜少于5 min。
2. 1. 10在确定气化器高度时，除考虑气体空间高度和液体空间高度外，若气化器装设破沫网时，还应考虑其安装高度，以及加热器结构尺寸。
2.1.11气化器可采用立式或卧式，在石油化工厂中推荐采用立式气化器。
2.2计算公式2. 2. 1气化器加热面积计算公式见式(2.2. 1-1)至式(2.2. 1-6)。
zl = 2.778x|0-4—^― K 沁l Qegh) (2.2.1 3) (2.2.1 4) (2.2.1 5)(221-6)式中： A 气化器加热面积，m -；Q 一一气化器热负荷，J/h ；At -一热载体和液化石油气平均温度差，°C; K 一一气化器总传热系数，W/ (n?・K)； G 一一液化石油气气化量，kg/h ；h —一气化器操作条件下，气相熔，J/kg ：h vi 一一气化器操作条件下，气相中组份焙，J/kg ； hi —一气化器操作条件下，液相液化石油气熔，J/kg ；h 】,一一气化器入口处温度下，液相液化石油气中i 组份熔，J/kg ； W —一液化石油气气相混合物中i 组份重量百分数； *一一液化石油气气相混合物中i 组份体积百分数； x.一一液相液化石油气中组份重量百分数； n 一一介质组分数； tx 一一热载体温度，°C ； t ：一一气化器中液化石油气温度，°C ； 応一一 I 组份相平衡常数。
结霜条件下LNG空温式气化器动态传热特性计算
结霜条件下LNG空温式气化器动态传热特性计算伴随着全世界节能减排的号召,LNG在中国的使用范围越来越广,我国LNG对外依存度越来越高。
LNG空温式气化器作为LNG的气化装置,在设计和使用的过程中产生了很多问题,由于LNG为-162℃,进入空温式气化器并气化的过程中会与环境空气温度产生极大地温差,空气中水蒸气的存在,会在冷壁面处产生结霜,严重恶化了空温式气化器的换热效果。
本文针对LNG空温式气化器(LNG Ambient Air Vaporizer AAV)在运行过程中的结霜进行动态换热研究。
首先通过对物理模型的研究,建立了基于能量守恒和质量守恒原理的传热特性预测模型,描述了在结霜条件下的空温式气化器非稳态传热传质过程。
利用Fortran计算机语言实现了数学模型的数值计算,分别得出了沿时间长度和空间长度上管内外物性参数的分布规律,分析了外界影响因素对空温式气化器的传热传质效果的影响规律,得出了不同运行时间、不同空间位置、不同翅片管数下的空温式气化器结霜换热结果。
研究结果表明,冷壁面温度对结霜有较大的影响,冷壁面温度越高,霜层厚度越小,同时霜层热阻越小;当温度足够大时,霜层厚度、霜层热阻均会降低至0;并且沿着管长方向的霜层厚度并不是均匀减少的;结霜主要在液相段和两相段积累较多,气相段积累较少;结霜造成的直接影响就是明显的恶化了管外换热效果,明显的降低了结霜段的管外换热系数,不结霜条件下地换热系数是结霜条件下的2.28倍;结霜不单单造成了管外换热系数的变化,还会对管内对流换热系数,空气侧到LNG流体侧的换热系数产生明显的影响,并且逐渐增加的热阻也会对二者结霜段的换热系数产生明显的抑制;管内流体温度,翅片管外壁面温度受到结霜的影响也较大。
在不结霜的条件下,可以得出不结霜的管内流体温度与结霜条件下的管内流体温度有明显的不同;当环境温度较高时,翅片管管内流体三段比例会在较短的时间内到达平衡,并且当环境温度为30℃时,翅片管出口温度并不会因为运行时间而降低;当环境温度较低时,则管内三段比例并不会保持平衡,并且出口温度会随着运行时间的增加而降低;空温式气化器在纵向不同位置的质能转移效果是不同的,采用4、8、12翅片数进行模拟,翅片数越大换热系数越大,但是对最高结霜厚度并没有太大的影响,随着运行时间的增加,翅片数越多的空温式气化器结霜厚度下降的时间越早。
沥青汽化器计算
焦油蒸馏系统冷却器计算15万吨/年一、已知条件提量后焦油处理量21 t/h二、沥青汽化冷却器工艺计算1、计算条件1.1沥青汽化下段：沥青流量=11340 kg/h沥青汽化冷却后温度：230℃沥青汽化冷却前温度：380℃热水由75℃被加热至沸腾；1.2沥青汽化上段：水蒸汽冷凝并冷却至75℃冷却水由32℃被加热至45℃1.3汽化冷却器操作压力为常压；2、沥青冷却部分(下段)2.1循环热水的确定：沥青在汽化器中放出的热量：Q=11340×0.5×(380-230)=850500 kcal/h式中：0.5—沥青在220~370℃之间的平均比热，kcal/kg•h•℃75℃的热水吸热后所汽化的量：G wa=850500/[(100-75)+540] =1505.31 kg/h式中：540——水在常压的汽化潜热，kcal/kg2.2传热量及平均温度差的计算：管内介质为水，管外介质为沥青，其情况可分为两段如下图：ⅠⅡ沥青汽化冷却器下段传热情况Ⅰ段：管外水沸腾，管内沥青由380℃冷却至X℃传热量：Q1=1505.31×540=812867.25kcal/h求温度X：812867.25=(380-X)0.5×11340X=236.64℃平均温度：380——→236.6100←——100280℃136.6℃t m1=(280-136.6)/ln(280/136.6)=200℃ΔⅡ段：管外热水由75℃被加热到100℃，管内沥青由236.7℃冷却至230℃传热量Q2=850500-812867.25=37632.74kcal/h平均温度：236.6——→230100←——75136.6℃155℃t m2=(155-136.6)/ln(155÷136.6)=146℃Δ2.3传热系数K的计算：2.3.1第Ⅰ段的传热系数K1管外水沸腾，管内沥青由380℃冷却至236.7℃2.3.1.1管外水沸腾给热系数α11设壁温t w=110.5℃，则管壁与水的温度差：t b=110.5-100=10.5℃Δ当Δt b=10.5℃时，查图(常压下水平或垂直面上沸腾液体的给热系数)得：αb=4000 kcal/m•h•℃在垂直管内的沸腾给热系数为：α11=1.25×4000=5000 kcal/m•h•℃2.3.1.2管内液体沥青冷却给热系数α12按自然对流情况考虑其给热公式为：Nu=A(Gr•Pr)n式中各物理量取壁面与流体平均温度的值：流体平均温度t=(380+236.7)/2=308℃设壁温为175℃，则流体与管壁的温度差：t=308-175=133℃Δ流体与管壁的平均温度：t m=(308+175)/2=241.5℃在241.5℃时中温沥青的物理常数：粘度Z=2 cp导热系数λ=0.162 kcal/m•h•℃重度γ=1300 kg/m3比热C=0.487 kcal/kg•℃膨胀系数β=0.00055 1/℃普兰特准数：Pr=3600μCg/λ=[3600×(2/11340)×0.487×9.81]/0.162=18.72格拉斯霍夫准数：Gr=gd3ρ2βΔt/μ2=[9.81×(0.025)3×(1300/9.81)2×0.00055×133]/(2/980)2=6.35×106Pr•Gr=1.187×108取系数A=0.135 n=1/3α12= (λ/d)Nu=(λ/d)A(Gr•Pr)n =(0.162/0.025)×0.135(1.187×108)1/3=415 kcal/m•h•℃2.3.1.3总传热系数KⅠ：管壁及垢层的总热阻：∑(δ/λ)=0.0009 m2•h•℃/kcal则总传热系数K1=1÷[(1/415)+0.0009+(1/5000)]=284.92 kcal/m2•h•℃2.3.1.4管壁温度核算：管外：α11(t w-100)= K1Δt m15000(t w-100)=284.92×200t w=111.40℃与假设的壁温t w=110.5℃相差仅0.9℃，可以认为原假设是适当的。
汽化器传热设计计算
汽化器传热设计计算总则（成都清源低温科技有限公司技术部·王道德）1?引言空温式汽化器是通过吸收外界环境中的热量并传递给低温介质使其汽化的设备。
由于其具备结构简单、运行成本低廉等优点广泛应用于低温液体汽化器、低温贮运设备自增压器等。
实际应用中，低温工况下星型翅片导热管汽化器普遍存在结霜现象，考虑地区、温度和季节变化在内，各种汽化器的结霜面积大约占总面积的60%～85%。
霜层在星型翅片导热管表面的沉积增加了冷壁面与空气间的导热热阻，减弱了传热效果，同时，霜层的增长产生的阻塞作用大大增加了空气流过汽化器的阻力，造成气流流量的下降，使汽化器的换热量大大地减少。
以往的空温式汽化器都是依据现有的相关经验来进行设计制造的，并且忽略了星型翅片导热管在结霜工况下对传热性能的影响，实际应用偏差较大，有些汽化量不足，影响生产，过大则造成不必要的浪费。
因此如何合理设计空温式汽化器，方便工程应用是当前急需解决的问题。
国内文献对此进行过不少的理论分析与实验研究，目前仍未得出一个比较实用且相对精确的关联式。
本文探讨这些问题在于为空温式汽化器的设计计算提供参考依据。
图1?空温式汽化器结构示意图2?传热量的计算由热力学相关知识可知，汽化器管内工作介质的压力在临界压力以上，温度低于临界温度时为液体，高于临界温度时为气体；在临界压力和临界温度以下时，有一相变的气—液两相区，温度高于压力对应的饱和温度时为气体，低于饱和温度时为过冷液体。
如果压力高于临界压力，它的换热特点是分为预热段（临界温度以下）和蒸发段（临界温度以上）两个区段，没有两相共存的汽化阶段。
因此，介质的压力和温度决定汽化器的设计方案，不同的流态传热特性有很大差别，需分别考虑、计算。
本文选定的空温式汽化器为LNG高压汽化器，LNG进口温度为-162℃，工作压力为25M?Pa。
所以，LNG在星型翅片导热管内吸热经液相、气相两种相变过程，不考虑气液两相区汽化阶段。
图2?星型翅片导热管结构示意图按照热力学第一定律，汽化器的汽化过程中吸收的总热量，有如下关系式：????nQQhhmQglinout????(1)?Q为星型翅片导热管在单位时间内的传热量——KJ/s?m为单位时间内汽化液体质量——Kg?hout为汽化器出口气体焓值——KJ?/?kg?hin为汽化器进口液体焓值——KJ?/?kg?Ql为单排星型翅片导热管液相区单位时间内的传热量——KJ/s?Qg为单排星型翅片导热管气相区单位时间内的传热量——KJ/s?n为星型翅片导热管的排数3?传热系数的确定空温式汽化器管内流动着低温液体，液体吸热产生相变。
液氮水浴式气化器-计算书
无锡特莱姆气体设备有限公司WU XI TRIUMPH GASES EQUIPMENT CO., LTD.24000Nm3/h液氮气化器传热计算书一、设计条件：1. 型号： VSLN2-24000/162. 气化介质： LN23. 设计压力： 1.6 Mpa4. 工作压力： 1.5 MPa5. 气体进口温度： -196℃6. 气体出口温度：≥1℃7. 设计水温： 60℃8. 运行水温： 5~8℃9. 传热系数： 120Kcal/m2.h.K11. 主体材质： 0Cr18Ni9二、计算结果：1. 质量流量M：2．预热热负荷Q1：3．气化热负荷Q2：4．升温热负荷Q3：5．总热负荷Q：6．平均温差aT：7．理论计算传热面积S L：8．实际采用传热面积S r：三、计算过程：1．预热热负荷如下计算：Q1= M(H S1-H i)=30016.8*18.2=546305.8 /Kcal h 其中：H S为液体在工作压力下饱和温度的最小焓值；H i为液体在工作压力下进口温度的焓值；2．气化热负荷如下计算：Q2= M(H O-H S2)= 30016.8*31.6=948530.84 /Kcal h 其中：H O为气体在工作压力下出口温度的焓值；H S2为液体在工作压力下饱和温度的最大焓值；3．升温热负荷如下计算：Q 3= M(H O -H S2)= 30016.8*51.2=1536860.2 /Kcal h其中：H O 为气体在工作压力下出口温度的焓值；H S2为液体在工作压力下饱和温度的最大焓值；3．总的热负荷为：Q=Q1+Q2+Q3=3031696.8 /Kcal h5．温差：b 5T =按照水的工作温度进行计算，℃加权a 70T ∆=平均温差： K6．换热面积S 为：361aQ S K T =≈×∆ 2m 其中：K 为传热系数；乘上修正系数1.2：1.2361 1.2433Sr S =×=×≈ 2m结论：实际VSLN2-24000/16型气化器采用的换热面积为~440m 2，所以是合理的；3200Nm3/h液氮气化器传热计算书一、设计条件：1. 型号： VSLN2-3200/162. 气化介质： LN23. 设计压力： 1.6 Mpa4. 工作压力： 1.5 MPa5. 气体进口温度： -196℃6. 气体出口温度：≥0℃7. 设计水温： 60℃8. 运行水温： 5~8℃9. 传热系数： 120Kcal/m2.h.K11. 主体材质： 0Cr18Ni9二、计算结果：1. 质量流量M：2．预热热负荷Q1：3．气化热负荷Q2：4．升温热负荷Q3：5．总热负荷Q：6．平均温差aT：7．理论计算传热面积S L：8．实际采用传热面积S r：三、计算过程：1．预热热负荷如下计算：Q1= M(H S1-H i)= 4002.24*18.2=72840.8 /Kcal h 其中：H S为液体在工作压力下饱和温度的最小焓值；H i为液体在工作压力下进口温度的焓值；2．气化热负荷如下计算：Q2= M(H O-H S2)= 4002.24*31.6=126470.8 /Kcal h 其中：H O为气体在工作压力下出口温度的焓值；H S2为液体在工作压力下饱和温度的最大焓值；3．升温热负荷如下计算：Q3= M(H O-H S2)= 4002.24*50=200112 /Kcal h 其中：H O为气体在工作压力下出口温度的焓值；H S2为液体在工作压力下饱和温度的最大焓值；3．总的热负荷为：Q=Q1+Q2+Q3=399423.6 /Kcal h5．温差：b 5T =按照水的工作温度进行计算，℃加权a 70T ∆=平均温差： K6．换热面积S 为：47.6aQ S K T =≈×∆ 2m 其中：K 为传热系数；乘上修正系数1.2：1.247.6 1.257.2Sr S =×=×≈ 2m结论：实际VSLN2-3200/16型气化器采用的换热面积为~60m 2，所以是合理的；。
氧气转炉汽化冷却烟道传热计算
氧气转炉汽化冷却烟道传热计算氧气汽化冷却烟道传热的计算方法是一项相对较为适用的研究算法，通过对其烟气成分计算和辐射传热计算等计算方法的研究，可以得出其烟气的构成以及焓值等方面的相应计算方法，并可以按照辐射传热计算的崭新标准替代机械部传统标准关于辐射传热计算的制定。
使得锅炉辐射室标准获得一个计算方法，确定出整体汽化冷烟道的温度变化规律以及热能回收的效率情况。
标签：氧气；转换；烟道前言氧气转炉过程中其涉及到冶金系统的烟气余热的有效回收效果，并随着国家工业机械部颁布的烟道式余热锅炉设计导则以及氧气转炉余热锅炉技术条件两个条款规范，开始对其传热计算的方法进行了研究，因而对其进行传热计算的方法探讨具有重要的现实意义。
1 转炉余热烟道的发展研究现状转炉余热烟道温度场和热应力的计算是一个涉及到传热、功能、力学的整体运作过程。
由于影响因素相对较多，因而清晰的获得热应力和变形的分布规律是相对不容易的。
烟道作为转炉整个项目大家族中最基础构成单元，在工业生产中一个非常常见的结构单元，其地位及作用往往被轻视，在设计上也过于简单，对其的热应力计算相对不多，大部分时候都是依靠己发生的事故来判断结构有影响的位置，处于被动的事后维修阶段，带来很多实际工作的阻碍。
这些阻碍都会使得整体的维护工作处在一个不利的状况中。
在随着工程生产的投产运行，其烟道承受烟气压力和整体多因素的负担开始提高，并自身载重、积灰载荷及外部自然条件的作用，产生了难以忽视的问题。
通过改进烟道结构进而慢慢由隔板式向密排式开始进行研究，由水冷却向全汽化冷却开始进行。
通过对这一过程的整体性的研究主要集中在对烟气的处理回收利用或者是对烟道问题研究、制造方式以及传统的积累经验对结构设计提出改进等方面，但都在涉及烟道的温度场以及热应力的研究过程中存在偏少的状况[2]。
2 烟气成分的计算烟气的物理特性参数主要包含汽化冷却入口烟温和焓值，以及进入炉气的燃烧产物和进入烟罩时，其烟气中含有的携带热量。
LNG空温式气化器换热机理及结霜工况下的换热计算_李澜
ｉ
ｓ
，
ｔ
ｈ ｅ ｄ ｙ ｎ ａ ｍ
ｉ
ｃ ｐ ｒ
ｏｃ ｅ Ｓ
Ｓ ｏ ｆ ｍ ｕ ｔ ｕ ａ ｌ ｃ ｏ ｖ
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ｈ ｅ ｆ ｒ ｏ ｓ ｔ ａ ｙ ｅ ｒ ｒ ｅｄ ｕ ｃ ｅｓ ｔ ｈ ｅ ｈ ｅ ａ ｔ ｔ
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Ｇ Ａ Ａ Ｖ ｕ ｎ ｄ ｅ ｒ ｆｒ ｏ ｓ ｔ
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ｎ ｇ ｃ ｏ ｎ ｄ ｉ ｔ ｏｎ
ｉ
Ｌ
１
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Ｌ ａ ｎ ， Ｊ ｉ ａ ｏ
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Ｗ ａ ｎ ｇ Ｈ ａ Ｈ ａ ｒｂ
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００９ ０
ｔ
ｈｅ ｅ
ｑ
ｕ ａ ｔ ｏ ｎｓ ｏ ｆ ｍ ａ ｓ
ｉ
ｓ ａ ｎ
ｄ ｅ ｎ ｅ ｒ ｇ ｙ ｃ ｏ ｎ ｓ ｅ ｒ ｖａ ｔ
气化器基础知识
23
设计计算步骤：
(a) 根据给定的换热条件，如流体性质、温度和压 力范围等，选择换热器类型，布置换热面，计算换热
面两侧对流换热的表面传热系数 h1、及h2传热系数k；
(b) 根据给定条件，由式
qm1cp1 t1 t1
qm2cp2 t2 t2
求出未知的进、出口温度，并求出换热量 ；
得传热系数k；
(d)由式 kA求出tm换热量 ;
(e)比较与 ，如果相差较大,再重新假设流体出
口温度，重复上述计算，直到满意为止。 25
传热的强化与削弱
传热工程技术是根据现代工业生产和科学实践的需 要而发展起来的科学与工程技术，其主要任务是按照 工业生产和科学实践的要求来控制和优化热量传递过 程。
换热器的传热计算分为两种类型：
设计计算：根据换热条件和要求，设计一台新换热 器，为此需要确定换热器的类型、结构及换热面积。
校核计算：核算已有换热器能否满足换热要求，一 般需要计算流体的出口温度、换热量及流动阻力等。
换热器计算的两种方法：平均温差法和效能-传热 单元数法。
平均温差法：
（1）换热器的传热平均温差：
1
1
A1h1 A1 A2h2
A1k1 tf1 tf 2 A1k1t
k1称为以光壁表面积为基准的传热系数，表达式为
k1
1
1
1
h1 h2
A2 称A1为肋化系数。
10
而加加肋肋后前，为肋R侧h2 的A对，11h流2 换热合R热理h2 阻选/ R是择h2 肋 化Rh系2 数，A2。1 h2
氧气转炉汽化冷却烟道传热计算
ｊ ＝ ｈ
．
（） ｄ
（） ５
Ｙ
Ｃ （ ｏ ｃ ） ０ Ｎｃ ＋Ｎ ０ ×１０ ２
・ —１
式 中 —— 炯 气 中烟尘 的浓度／ ｇ Ｎ ｋ ・ ｍ～；
Ｉ — —
【） ０
炉 气 中烟尘 的浓度／ ｇ Ｎ ｋ ・ ｍ～；
Ｃ ｈ —熔 尘损 失／ ％ ］ 一 般取 ０ ８ — ［ ， ．； △Ｃ —— 总 降碳量／ ％ ］ ［ ； ７ —— 铁水 比／ ％ ］ 一般取 ９ ％ 。 ［ ， ４
ｃ ｍ ａｅ ｉ ｅｅ ｔａ ｙｄｏ ｏｊｄｅｗ ｅ ｅ ｈ ａｃｌｔ ｇｉ ｆ ｉ ｅ ，ｎ ｈｎ ｔｅｖｒ ｔ ｎ ｉ ｏ ｐ ｒ ｗｔ ｔ ｎｈｌ ｒｐ ｔ ｕ ｇ ｈｔ ｒｔｅｃｌ ａｉ ｓｉ ｓ ｄ ａｄ ｔｅ ｈ ａｉ ｉ ｎ ｄ ｈｈ ｐ ｈ ｕ ｎ ｎｈ ａｏ
・
（） ７
（） ８
式 中 ， — 当地环境 温度／ ， — ℃ 一般 取 ３ ℃ ； ０ Ｃ —— 湿 空气 的定压 比热／ ＪＮ ｋ ・ ｍ～・ ‘。 ℃ 。 二 氧 化碳 和 水蒸 气 分解 所 需 的 分解 热 ， 二氧 化
２６・ ４
碳 和水 蒸气 分解 度 参考 相 关 资料 ］ 分 解 热计 算 参 ，
岳 雷
（． １ 中冶 东方工程技 术公 司动力所 ， 内蒙古 包头 摘
０４ １ ；． １０ ０ ２ 内蒙古科技 大学 ， 内蒙古 包头 ０ ４ １ ） １０ ０
要 ： 氧 气汽化 冷却烟 道传 热 的计 算方 法提 出实用 算法 ， 对 而取 代 机械 行 业标 准“ 道 式余 烟
热锅 炉设计 导则 ” “ 气转 炉余 热锅 炉技 术条 件”中所提 出的辐射 传 热算 法 。文 中主要 介 绍 了烟 和 氧
化工原理传热计算
原因：计算式的非线性
逆流： qm1C
p1 (T1
−
T2
)
=
KA
(T1
− t2 ) − (T2 ln T1 − t2
−
t1
)
T2 − t1
求出t2后
qm 2
=
qm1C p1(T1 − T2 ) C p2(t2 − t1 )
例1 一逆流套管换热器,热空气走管内, 冷水走环隙， 热空气一侧传热阻力控制, 冷、热流体进出口温度 为t1=30℃, t2=45℃, T1=110℃, T2=80℃。 求：当热空气流量qm1加倍时，T’2、t’2=?
Q' = qm2c p2 ( t'2 −t1 ) = K' A∆tm = K' A( T1 − t'2 )
t'2 −t1
=
K'A qm 2C p2
(T1
−
t'2
)
t'2 −30 = 0.46× (110 − t'2 ) t2’=55.1℃
T
'2
=
T1
−
qm2C p2 q'm1 C p1
(t'2
−t1
三. 设计结果
• 换热器的型号 • 离心泵的型号 • 流程安排 课程设计提交时间：12月17日或者21日
6.6.4 换热器的操作与调节
一、操作命题和计算方法 1、第一类命题
已知：A , K , qm1 , qm2 ,T1 , t1， 求T2 , t2 特点：操作线斜率已知，非线性à线性，有唯一解。
计算方法：
全可靠。
④流速选择
从 1 = 1 + 1 入手
汽化器传热设计计算总则
于管外空气自然对流换热系数，因此， 在 实 际 设 计 过 程 中 将 (2) 式 中 的
1 4 和 项略去，最后得到如下公式： 1 4
K
1 Rf 1 2 4 1 f 2 1 2 0
(4)
紊流(Ra=Gr· Pr=8× 109～8× 1011)：
Nu 0.54(Gr Pr)1/ 3
(5)
其中格拉晓夫准数 Gr 由下式确 定：
Gr
gTl 3 2
(6)
Ra 为瑞利数 Pr 为普朗特数 Nu 为努谢尔特数 β为体胀系数——1/K g 为重力加速度——m/s2
l 为星型翅片导热管长度——m ΔT 为流体和管壁间温度差——K 为空气的导热系数—W / (m· K) 由式(7)求得星型翅片导热管未结 霜时外表面对流换热系数：
3
St Pr 2 / 3
f 8
1 St um c p
D 为管段的直径——m ρ 为密度——kg /m
v 为体积流速——m3/s μ 为动力黏度——pa· s cp 为比定压热容——KJ / ( kg· K) um 为流体的截面平均流度——m / s St 为斯坦顿数 Pr 为普朗特数
Nu 0.54(Gr Pr)1/ 4
Rf 为污垢热阻——m2· K /W 1 为星型翅片导热管壁厚——m 1 为星型翅片导热管导热系数—— W / ( m· K) 2 为霜层厚度——m 2 为霜的导热系数——W / (m· K) 3 为翅片厚度——m 3 为翅片导热系数——W / (m· K) 3 为不锈钢内衬厚度——m 4 为不锈钢导热系数——W / (m· K) 为翅片的总效率 0 为空气对流换热系数—— W / ( m2 · K) 1 为管内流体对流换热系数—— W / ( m2 · K) b 为翅片宽度——m h 为翅片高度——m β 为肋化系数 因为铝和不锈钢的导热系数远大
螺旋盘管式汽化器的设计及计算
山东化工 SHANDONG CHEMICAL INDUSTRY
2021年第50卷
螺旋盘管式汽化器的设计及计算
杨晓华，杨向东，王洪昌
(中海油石化工程有限公司，山东济南250000)
摘要:介绍了一种螺旋盘管式汽化器的工作原理及适用范围，给出了确定该汽化器的传热系数、换热面积的公式和方法，并对其结构尺
・189・
kg/m3 ,质量流速为94 kg/(m2 • s),在推荐气相流速之内。蒸 汽盘管取08 mo 3.2.1 计算蒸汽内盘管蒸汽冷凝系数给热系数
根据蒸汽冷凝给热系数公式(3)计算蒸汽盘管内侧传热系 数
a. = 31 畤)(少"R/15
3.2.2 蒸汽盘管外给热系数计算 蒸汽盘管外侧为导热油，导热油工作温度为85 h，导热油
(本文文献格式：程辉.探讨化工企业安全设施设计中难点 山东化工,2021,50(12) ：187 + 189)
4结语
螺旋盘管式汽化器通过加热中间介质, 中间介质加热工艺 物料，使其汽化过程相对稳定，但是由于中间介质的流动性较 差，造成汽化器的整体传热效率较低，可通过增加中介的扰动 等方法提高传热效率°本文主要介绍了螺旋盘管式汽化器传 热系数的确定及换热面积的计算等, 保证汽化器的尺寸在相对 合理的范围之内，避免资源的浪费°但是由于螺旋管内流体的 二次环流和换热的复杂性，对其精确的计算相对困难，需进一 步研究流体换热机理'
参考文献 刘重裕，秦红，董丹.新型螺旋盘管换热器的流动及传热性 能研究化工设备与管道,2014,51(3):35 — 39. 何文静.储罐内加热盘管的设计与计算化工设计,2013, 23(3):10—13 王子宗.石油化工设计手册［M)北京：化学工业出版社,
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汽化器传热设计计算文件管理序列号：[K8UY-K9IO69-O6M243-OL889-F88688]汽化器传热设计计算总则（成都清源低温科技有限公司技术部·王道德）1引言空温式汽化器是通过吸收外界环境中的热量并传递给低温介质使其汽化的设备。
由于其具备结构简单、运行成本低廉等优点广泛应用于低温液体汽化器、低温贮运设备自增压器等。
实际应用中，低温工况下星型翅片导热管汽化器普遍存在结霜现象，考虑地区、温度和季节变化在内，各种汽化器的结霜面积大约占总面积的60%～85%。
霜层在星型翅片导热管表面的沉积增加了冷壁面与空气间的导热热阻，减弱了传热效果，同时，霜层的增长产生的阻塞作用大大增加了空气流过汽化器的阻力，造成气流流量的下降，使汽化器的换热量大大地减少。
以往的空温式汽化器都是依据现有的相关经验来进行设计制造的，并且忽略了星型翅片导热管在结霜工况下对传热性能的影响，实际应用偏差较大，有些汽化量不足，影响生产，过大则造成不必要的浪费。
因此如何合理设计空温式汽化器，方便工程应用是当前急需解决的问题。
国内文献对此进行过不少的理论分析与实验研究，目前仍未得出一个比较实用且相对精确的关联式。
本文探讨这些问题在于为空温式汽化器的设计计算提供参考依据。
图1空温式汽化器结构示意图2传热量的计算由热力学相关知识可知，汽化器管内工作介质的压力在临界压力以上，温度低于临界温度时为液体，高于临界温度时为气体；在临界压力和临界温度以下时，有一相变的气—液两相区，温度高于压力对应的饱和温度时为气体，低于饱和温度时为过冷液体。
如果压力高于临界压力，它的换热特点是分为预热段（临界温度以下）和蒸发段（临界温度以上）两个区段，没有两相共存的汽化阶段。
因此，介质的压力和温度决定汽化器的设计方案，不同的流态传热特性有很大差别，需分别考虑、计算。
本文选定的空温式汽化器为LNG高压汽化器，LNG进口温度为-162℃，工作压力为25MPa。
所以，LNG在星型翅片导热管内吸热经液相、气相两种相变过程，不考虑气液两相区汽化阶段。
图2星型翅片导热管结构示意图按照热力学第一定律，汽化器的汽化过程中吸收的总热量，有如下关系式：nQQhhmQglinout(1)Q为星型翅片导热管在单位时间内的传热量——KJ/sm为单位时间内汽化液体质量——Kghout为汽化器出口气体焓值——KJ/kghin为汽化器进口液体焓值——KJ/kgQl为单排星型翅片导热管液相区单位时间内的传热量——KJ/sQg为单排星型翅片导热管气相区单位时间内的传热量——KJ/sn为星型翅片导热管的排数3传热系数的确定空温式汽化器管内流动着低温液体，液体吸热产生相变。
同时星型翅片导热管表面温度低于周围环境空气的露点温度，星型翅片导热管表面结霜，不同相区霜层厚度不同，导热热阻也不同。
汽化器从开启到正常运行传热与热阻要经历非稳态和稳态两个阶段：在非稳态阶段霜开始形成时表面粗糙度增大，引起传热面积增大，同时气体流速也增大，稳态工作时，汽化器表面的霜层厚度要比非稳态时的大，而且随着霜层厚度的增大翅片间的空气流道不断减小，增大了空气流通阻力进而增大传热热阻。
因此，汽化器工作时相同的产气量在稳态传热时需要的传热面积要大，作为计算的上限值，而非稳态不考虑结霜的传热面积作为计算的下限值。
低温工质的传热过程十分复杂，本文对计算过程进行了适当的简化。
(1)沿管程分为两段：单相液体对流换热区、单相气体对流换热区；(2)各相区采用均相模型；(3)传热管壁仅考虑径向导热。
总传热系数按照下式确定：442111111fRK(2)其中，总传热系数中构成值由下式推导而得出：3333321(2,)tanh(bmmhmhRf为污垢热阻——m2·K/W1为星型翅片导热管壁厚——m1为星型翅片导热管导热系数——W/(m·K)2为霜层厚度——m2为霜的导热系数——W/(m·K)3为翅片厚度——m3为翅片导热系数——W/(m·K)3为不锈钢内衬厚度——m4为不锈钢导热系数——W/(m·K)为翅片的总效率为空气对流换热系数——W/(m2·K)1为管内流体对流换热系数——W/(m2·K)b为翅片宽度——mh为翅片高度——mβ为肋化系数因为铝和不锈钢的导热系数远大于管外空气自然对流换热系数，因此，在实际设计过程中将(2)式中的4411和项略去，最后得到如下公式：221111fRK(3)3.1空气侧对流换热系数的确定由于结霜后翅片表面粗糙度增加，一般的，空气与霜层之间的换热系数α=(1.2～1.3)αw，αw为汽化器未结霜时的外表面换热系数。
空温式汽化器都采用星型星型翅片导热管，对于星型星型翅片导热管可按空气对平壁的自然对流换热准则方程式来求解αw。
层流(Ra=Gr·Pr=2×104～8×109：4/1Pr)(54.GrNu(4)紊流(Ra=Gr·Pr=8×109～8×1011：3/1Pr)(54.GrNu(5)其中格拉晓夫准数Gr由下式确定：23TlgGr(6)Ra为瑞利数Pr为普朗特数Nu为努谢尔特数β为体胀系数——1/Kg为重力加速度——m/s2下载文档到电脑，查找使用更方便1下载券8人已下载还剩2页未读，继续阅读定制HR最喜欢的简历l为星型翅片导热管长度——mΔT为流体和管壁间温度差——K为空气的导热系数—W/(m·K)由式(7)求得星型翅片导热管未结霜时外表面对流换热系数：lNuw(7)3.2霜层导热系数λ2的计算研究表明霜层导热系数主要取决于密度，但也取决于霜层的微观结构，它是霜层结构、霜层内温度梯度引起水蒸气扩散及凝华潜热释放和霜表面粗糙度引起涡流效应相互作用的结果。
目前应用最广泛的是：Yonko和SepSy提出的导热系数关联式：λ2=0.02422+7.214×10-4ρfr+1.1797×10-6ρfr2(8)ρfr为霜的密度——Kg/m3，霜的密度ρfr主要与霜层表面温度Tfr和风速ufr有关。
霜层密度由下式确定：rurTff25340455.(9)空温式汽化器在工作过程中都会结霜，前几排管子的结霜一般较严重，而后几排管子的结霜相对较轻。
在相同的换热面积的情况下，星型翅片导热管间距越大、管排数越少、表面结霜速度就越慢，但是管排数减少会影响汽化器的紧凑性。
因此，空温式汽化器要充分考虑其结构的合理性，在对汽化器的体积要求不是很严格的情况下，可以适当增大星型翅片导热管间距、减少管排数来减少结霜。
3.3管内流体对流换热系数α1由流体的物性参数求得雷诺数DRe，判断流体是层流还是湍流，然后根据流态计算流动摩擦系数。
因为，管内流体采用分区计算的方法，所以计算参数也应按相应流态选取；摩擦系数f决定于壁表面的粗糙度Ks和Re。
层流时：认为粗糙度对于换热的影响可忽略，摩擦系数仅与雷诺数有关，由下式确定：Re64f(10)湍流时：由相关表中查得粗糙度后，由式(11)或简化式(12)、(13)计算湍流摩擦系数，对于已有的实际设备，可以用实验的方法测出流体进出口的压力降，根据压力降和磨擦系数之间的关系式(14)求出湍流摩擦系数。
对流换热系数的关联式如式(16)所示。
274.Relg2Ksf (11) 25.Re 316 .0 5000 Re 3000 f，(12) 2.Re 184 .0 5000 Ref，(13) 22muDlfp (14) 8Pr32fSt(15)pmcuSt1(16)D为管段的直径——mρ为密度——kg/m3v为体积流速——m/sμ为动力黏度——pa·scp为比定压热容——KJ/(kg·K)um为流体的截面平均流度——m/sSt为斯坦顿数Pr为普朗特数4传热面积计算Q=(KA1ΔT1+KgAgΔTg)n=[(h c-hin)+(h out-hc)]m (17) K、Kg分别表示液相区和气相区的换热系数——W/(m2·K)Al、Ag分别表示液相区和气相区的换热面积——m2hc为LNG在临界点处的焓——KJ/kg由式(17)可以求得总的传热面积。
由于采用分区计算，ΔT分别取进出口温度与临界温度的差值。
5结束语(1)对于汽化压力高于介质临界压力的星型翅片导热管汽化器，可分为2个传热区进行计算，即单相液体对流换热区和单相气体对流换热区。
这样不仅使模型更接近实际情况，使设计更加合理准确，也便于工程计算。
(2)对于汽化压力低于介质的临界压力的星型翅片导热管汽化器也可以采用分区计算的方法，将其分为单相液体对流换热区、气液两相对流换热区和单相气体对流换热区3个传热区进行计算.(3)低温工况下星型翅片导热管汽化器表面容易发生结霜现象，为了提高星型翅片导热管汽化器的换热效率，可以对汽化器定期除霜，或采用多组汽化器切换使用的方法来减少结霜对星型翅片导热管汽化器正常运行的影响。
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