运用aspen及其套件设计换热器

第一篇：运用aspen及其套件设计换热器

       运用aspen及其套件EDR设计换热器

       青海大学化工学院 张鹏宇

       目录 1.生产要求设定

       2.启动aspen设置前奏

       2.1确定合适的modle library 模块

       2.2建立流程图

       2.3输入工程标题

       2.4输入组分

       2.5选择物性方法

       2.6输入物流参数

       3.进行换热器选型

       3.1采用shortcut简捷计算

       3.2填写估计的总传热系数

       3.3模拟计算，列出简捷计算结果

       3.4按国家标准选型 4.选择Detailed详细核算

       4.1设置冷热流体走程

       4.2使用Design Specification调整冷却水流率

       4.3设置壳程管程压降计算方式

       4.4设置总传热系数计算方式

       4.5填写冷热流体侧污垢系数

       4.6填写壳程管程数据

       4.7填写折流板及管嘴数据

       4.8运行计算，列出换热器详细计算结果

       4.8.1 exchanger details换热器详细数据

       4.8.2 pres drop 各程压力降及压力降分析

       4.8.3 流速探讨及分析 5.用EDR 软件核算，出图

       5.1 数据传递

       5.2 EDR数据检查,核对补充

       5.3运行计算，列出换热器详细计算结果

       5.3.1 EDR换热器详细数据

       5.3.2 pres drop 各程压力降及压力降分析

       5.3.3 流速探讨及分析

       5.4列出换热器装配图

       5.5列出换热器布管图和设备数据

       5.6打印出图

       6.对比Aspen换热器详细计算，说明EDR其优缺点。

       1.生产要求设定

       某生产过程中，需处理每年114000吨/年苯，现将苯从80度冷却至40度，冷却介质采用循环水。循环水入口温度32.5度，出口温度取37.5度。要求换热器裕度为10%~25%，换热器内流体流动阻力小于50Kpa.2.启动ASPEN设置前奏

       2.1选择合适的modle library 模块

       启动ASPEN,新打开一个空白的blank文件，该换热器用循环水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。在heat Exchangers 下选择heatX下的GEN-HS模块。

       2.2建立流程图

       连接物流线，建立如图所示的流程图，至此flowsheet已经完整。

       2.3输入工程标题

       单击下一步N，填写标题，这个可以随意。

       2.4输入组分

       继续单击下一步，在component ID 中填写H20按回车，再填C6H6回车，物质直接出现，不用查找。

       2.5选择物性方法

       继续单击下一步，选择物性方法。根据一些其他文献的选择方法，我们在property method一栏下拉选择CHAO-SEA.物性方法。

       2.6输入物流参数

       由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使水走管程，苯走壳程。所以1与2走的水，3与4走的苯。那么在接下来的stream 1中填写温度32.5度，设置压力为1.2个大气压。在composition下拉选择MASS-FLOW,单位选择KG/h。暂时设置循环水的初始流量为5000KG/h.过后将运用Design Specification 调整水的流量。将stream 2填写37.5度，压力1.2atm.其他不设置。将stream 3填写温度80度，压力也为1.2atm,填写苯的流量16000kg/h(根据处理114000吨苯每年而约得)。stream 4不作设置。

       3.进行换热器选型

       3.1采用shortcut简捷计算

       下一步，在blocks-B1-specification-calculation下面选择shortcut表示采用简捷计算以便进行换热器的选型。在pressure drop下面设置冷热流体的outlet pressure压力降为0.3.2填写估计的总传热系数

       在UMethods 下面填写估计的换热器总传热系数为300 W/(M2*K).至此简捷计算数据已经输入完成。

       3.3模拟计算，列出简捷计算结果

       单击下一步，按确定，在数据浏览器里的blocks-b1下的exchanger details 可以看到该换热器的热负荷为319KW.需要的换热面积为52.8M2.与纸质版换热器设计中的325KW，51.3M2.相差不大。可以继续采用详细核算。

       3.4按国家标准选型

       按照换热器面积及规定6M的管长，查《化工工艺手册》从JB/T4715-1992<固定管板式换热器>中选标准系列换热器BEM450-1.6-62.5-6/25--1,单管程，单壳程，壳径450mm,换热面积62.5m2,换热管Φ25mm×2.5mm,管长6M，管数135根。三角形排列，管心距32 mm。

       4.选择Detailed详细核算 4.1设置冷热流体走程

       现在选择Detailed 表示type 选择rating 表示详细核算。Hot fluid 选择shell。在exchanger specification 下面选择Hot stream outlet temperature.Value 填写40度。表示要规定苯的出口温度为40度。

       4.2使用Design Specification调整冷却水流率

       在此栏新建一个DS-1.在DS-1下的define新建一个S。点击edit,开始编辑。在type下选择stream-var，选择2，表示要设计调整水出口（2）的输出流量。然后选择variable为temp表示温度是可以操作的变量。

       在spec下面按如图填写，target 填写37.5度表示要使水的出口温度为37.5度。

       在vary栏下填type为 stream-var，stream选择1，variable填 mass-flow.这些表示要调整1的水流量数据使2出口温度达到我所想要的37.5度。然后在lower上填写40000，uper上填写60000.表示水的调整区间。

       运行后可以得到水的流量为55164Kg/h。

       4.3设置壳程管程压降计算方式

       壳程和管程都选择calculated from geometry,表示根据换热器几何结构计算壳程和管程的压降。LMTD不用选择，是它默认值constant就好了。

       4.4设置总传热系数计算方式

       在U METHOD选择film coefficients,表示根据传热面两侧的膜系数计算总传热系数。

       4.5填写冷热流体侧污垢系数

       在film coefficients 页面壳程和管程都选择 calculated from geometry，表示根据换热器传热面两侧的几何结构计算膜系数。查《化工工艺设计手册》热流体侧的污垢系数取0.000176M2*K/W,冷流体侧的污垢系数取0.00026M2*K/W.4.6填写壳程管程数据

       在blocks-B1-geometry 栏下的shell下的TEMA shell type选择E-One pass shell 表示单壳程。填写包括管程数1，换热器水平安置，壳径450mm.在tubes一栏下选择管子类型光滑管，填写管程数据，包括管子根数135根，管长6000mm，管心距32mm,管外径0.025meter.管内径0.00225meter。

       4.7填写折流板管嘴数据

       包括19块折流板，切率25%。

       管嘴设置如下。

       4.8运行计算，列出换热器详细计算结果

       4.8.1 exchanger details换热器详细数据

       如上图，热负荷319KW，需要换热面积为56.9平米，实际换热面积为63.6平米，富余6.7平米。面积裕度11%，完美满足要求。

       4.8.2 pres drop 各程压力降及压力降分析

       如图，壳程管程压力降都小于1KPA。远远小于50KPA,满足 要求。即壳程和管程的流动阻力都非常满足要求。

       4.8.3 流速探讨及分析

       由上图可以看出，管程壳程流速非常平缓，这既能满足水和苯的流量要求，还能避免因流速过快而对换热器产生更多损耗。壳程最大流速0.08m/s,管程最大流速0.28m/s,均偏小，因为软件计算结果未报警，所选换热器可用。

       5.用EDR 软件核算，出图 5.1 数据传递

       在blocks--B1--specification中选择shell and tube 表示用EDR软件详细核算。用EDR软件新建一个”shell and tube”空白的冷凝器设计文件后关闭。在B1下的EDR option中把EDR空白文件导入。然后单击“transfer geometry to shell and tube”按钮，把ASPEN plus对冷凝器详细核算结果传入EDR软件。

       5.2 EDR数据检查,核对补充

       在下面的几个图中，按照图中的数据，填写完整。

       热流组成页面

       热流物性方法选择

       冷流组成页面

       冷流物性方法选择

       5.3运行计算，列出换热器详细计算结果

       5.3.1 EDR换热器详细数据

       在rezult-overall summary 可看到全方位的换热器详细数据

       5.3.2 pres drop 各程压力降及压力降分析

       由以上详细核算图可知，各程压力降总和50KPA，符合设计要求，比课本求压力降方法要迅速，便捷得多。

       5.3.3 流速探讨及分析

       壳程速率为0.19m/s,管程速率为0.34m/s。均比较小。这是由于换热器形态以及送料大小和进出口规定温度的缘故。

       5.5列出换热器装配图

       5.6列出换热器布管图和设备数据

       5.7打印出图 6.对比Aspen换热器详细计算，说明EDR其优缺点。在进行换热器详细核算的时候，EDR确实比Aspen的计算要精确，而且EDR能计算Aspen 不能计算的数据。EDR软件是换热器的专业精细设计核算软件，能够完整地从设计直到出图。用Aspen进行换热器的设计只够参看一些换热器基本数据，无法进行出图。但EDR由于其功能更全，包络面更广，其也产生一些问题，用Aspen 传递数据时需要补充数据，有些不需要处理的部分也加进来了，所以会显得不够简洁明了。

第二篇：换热器设计现状

       摘要：随着现代工业的快速发展，在保护生态环境下的能源紧缺问题逼迫着人们寻找新能源的开发，换热器是一种重要的在不同温度的 的不同介质之间实现热量交换的设备，在世界能源危机不断加剧的情形下，换热器的强化传热技术备受关注，大量的相关研究也是层出不 穷，都在努力解决能源短缺问题。而本文主要介绍了我国换热器的现状以及存在的问题，还涉及换热器的基本概念、工作原理、分类、发展趋势。

       关键词：换热器；设计现状；管式换热器；板面式换热器

       前言

       换热器又称热交换器，是将热流体的部分热量传递 给冷流体的设备，实现热量的传递。热换器在工业领域应 用广泛，在食品、化工、石油、制药、机械等领域都有涉 及。换热器存在的形式既可以是一种单位设备，如加热 器、冷却器等，也可以不是独立存在的，比如是某一工艺 设备的组成部分。热换器的不断更新发展不仅是热换器行 业自身的发展，更是为使用热换器的各个工业行业的能源 问题的解决提供好的途径。

       一、换热器的国内研究现状

       对于各型换热器的强化换热技术的研究，主要集中在对 换热器内流体流态变化以及对各部件的参数优化研究两方 面，而对换热器部件参数的主要研究对象就是换热管(板)排 列方式(顺排或叉排)、换热管(板)排数、换管(板)间距大 小、肋片布置问距、肋片形状等。国内对于换热器肋片换热 的研究起步比较晚、经验比较少，多借鉴于国外，无论是理论 研究还是实验研究都还需进一步深入，技术创新还不够，但 是对各因素对换热器性能影响的研究也比较全面。总的来 说，仍然存在以下问题:(1)换热器换热的理论研究不够完 善，可供对肋片实际应用优化设计的理论依据太少，对于换 热公式推导出的解析解较少，目前大多是通过试验、数据分 析拟和而成的经验公式;(2)换热的理论体系缺乏系统性，不够完善;(3)因为试验环境、材料、仪器的精度以及试验方 法不同，在同一个研究方向的某些问题的研究结论存在的分 歧较多，很难形成统一的意见，暂不能形成对实践的可靠指 导;(4)目前对换热器的研究大多基于一维、二维的换热，国 内对于三维的换热模型的研究过少，同时，对于一维和二维 传热模型的前提假设条件很苛刻，得出的结论适用性不强;(5)结合试验建立的部分换热理论还缺乏严谨性和局限性。

       一、热换器的工作原理1.工作原理 换热器按照传热原理可以分为表面式换热器、蓄热式 换热器、流体连接间接式换热器、直接接触式换热器。但 总的来说，换热器就是遵循了热平衡的原理，简而言之就 是把高温物体的热量传送给低温物体。在传热工程中，其

       内部有两个管道回路，一个是热源温度高，另一个温度低 是被加热源，通过热源将热量传输给被加热源来提高被加 热源的温度。而且在加热源之前有个调节阀用来控制被 加热源的温度，用调节阀来控制所需的热量的程度和时间 点等。

       二、典型的热换器类型 1.管式换热器 管式换热器主要分为套管式换热器和管壳式换热器。套管式换热器如字面意思，是将直径不同的管进行同心套 接，然后将多个元件用u型弯管连接而成的。而管壳式换热 器是由壳体、折流板等部分组成，管束安装在壳体内部，再把一端或者两端固定在管板上面。而管板与管箱的连接 方式也多种多样了，可以焊接也可以用螺栓，但是连接处 的检测就需要格外严格了，要充分保障连接处无缝隙，质量确保。套管式换热器运用范围主要是用于传热面积需 求不大的地方，只能小范围运用，主要是小空间的建筑室 内。因为他的占地面积较大，管与管连接所用的接头过 多，发生泄漏的可能性也随之增大，如果工程量过大就会 使得发生泄漏的可能性也随之增大，后期的危险性大，承 担过大风险造成不必要的费用。所用材料多，物质流动的 阻力也增大，加热的效率降低，而且能覆盖的面积也减少 了。但是它的优点是组合方式简单易懂，损坏后无需专人 也能大概看懂问题所在，所需的专业知识少。维修清洗便 捷，适合高温、高压的流体物质使用。管壳式换热器依靠 其结构简易、安全性能高、承受高温高压能力强等优良性 能，所以在目前的大多数工业工程中使用比例大。管壳式 换热器按照不同的分类标准可以分为不同的种类。根据其 结构不同可以分为固定管板式换热器、浮头式换热器、U 型管式换热器等等。

       2.板面式换热器 板面式换热器顾名思义就是通过板面进行换热的换热 器。板面一般不是平滑的表面，是有凹凸不平的纹路，流 体通过板面时造成扰动提高热效率。板面式换热器的优点 是占地面积较小，能省下更大的空间，也会对室内的美观 减少影响。相比于管壳式换热器，板面式质量更轻，所用 的材料更少，而且凹凸不平的版面使得传热效率更高。由 于其结构特点，使得流体能在较低的速度下就到达端流状 态，加强了传热，节省了不少时间，提高效率。但是板式 换热器流道狭窄，处理量小，流动阻力大，承受高压高温 效果也较差的缺点。板面式换热器形式多种多样，可分为 板式换热器、板壳式换热器、螺旋板式换热器伞板式换热 器等等。螺旋式换热器由于其螺旋状的外形，能促使流体 随螺旋状自动流动，易于冲刷，不易结垢。

       三、换热器未来发展趋势

       未来工业生产上对换热器的要求是：传热效率高、流 体阻力小；强度、刚度、稳定性都要足够；结构合理，节 省材料，成本较低；制造、装拆、检修方便等。产品高效 化、节能化、大型化都将是换热器产业发展的方向。国家 要大力建设节约型环保社会，这一方面将促进换热器产业 的高速发展，国家提供足够的支持力度，刺激换热器行业 的积极性。另一方面也将引领产业向高效、环保、节能方 面发展。2022年，国务院颁布了《能源发展的“十二五” 规划》，规划中的条例表明了基于石油、化工等行业的需 求将稳定增长。市场的广阔需求和国家的大力支持都推动 着换热器产业在技术上的革新和在品种上的多样化趋势。国家的资金和政策支持引领更多的人才投入和精力投入，必然推动换热器行业的创新发展。

       四、总结 随着经济发展，工业化进程加快，能源短缺问题成为 世界性难题，新能源的开发、节能环保都成为世界共同关 注的话题。近年来，国内换热器行业在节能增效、提高传 热效率、降低降压方面都取得了显著的成绩。但是在技术 上，与国外的换热器相比依然有很多难题需要去克服。我 国在换热、散热、冷却设备上都是强大的重要的市场，市 场需求量大。基于国家政策的支持和市场日益增长的需求 量，我国换热器产业具有一个很好的前景，是蓬勃发展的 朝阳企业。

       参考文献 [1]祝银海,厉彦忠.板翅式换热器翅片通道中流体流动与传热的算流 体力学模拟[J].化工学报,2022,57(5):1102-1106.[2]陈永东，陈学东.LNG成套装置换热器关键技术分析[J].天然气工 业，2022，30(1)：96-100.[3]陈永东，周兵，程沛.LNG工厂换热技术的研究进展[J].天然气工 业，2022，32(10)：80-85.

第三篇：列管式换热器设计

       第一章 列管式换热器的设计

       1.1概述

       列管式换热器是一种较早发展起来的型式，设计资料和数据比较完善，目前在许多国家中已有系列化标准。列管式换热器在换热效率，紧凑性和金属消耗量等方面不及其他新型换热器，但是它具有结构牢固，适应性大，材料范围广泛等独特优点，因而在各种换热器的竞争发展中得以继续应用下去。目前仍是化工、石油和石油化工中换热器的主要类型，在高温高压和大型换热器中，仍占绝对优势。例如在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜（或再沸器）和冷凝器、化工厂中蒸发设备的加热室等，大都采用列管式换热器[3]。

       1.2列管换热器型式的选择

       列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温度差补偿结构来分，主要有以下几种：（1）固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑，造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器。

       为了克服温差应力必须有温度补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。

       （2）浮头换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上来连接有一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。这种型式的优点为：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体的约束，因而当两种换热介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。

       （3）填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构与比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程终不应处理易挥发、易爆、易燃和有毒的介质。

       （4）U型管换热器：这类换热器只有一个管板，管程至少为两程管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点式管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。

       对于列管式换热器，一般要根据换热流体的腐蚀性及其它特性来选择结构与材料，根据材料的加工性能，流体的压力和温度，换热器管程与壳程的温度差，换热器的热负荷，检修清洗的要求等因素决定采用哪一类型的列管式换热器。

       1.3换热器内流体通入空间的选择

       哪一种流体流经换热器的壳程，哪一种流体流经管程，下列各点可供参考（以固定管板式为例）。

       （1）不清洁和易结垢的流体易走管内，因为管内清洗比较方便。

       （2）腐蚀性的流体易走管内，以免管子和壳体同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。

       （3）压强高的流体易走管内，以免壳体受压，可节省金属消耗量。

       （4）饱和蒸汽易走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，它对清洗无要求。（5）有毒流体易走管内，使泄露机会较少。

       （6）被冷却的流体易走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。（7）粘度大的液体或流量较小的流体，易走管间，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流速和流量的不断改变。在低Re值（Re＞100）下即可达到湍流，以提高对流传热系数。

       对于刚性结构的换热器，若两流体的温差较大，对流传热系数较大者易走管间，因壁面温度与α大的流体温度相近，可以减少热应力。

       1.4流体流速的选择

       增加流体在换热器中的流速，将加大对流换热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使传热系数增大，动力消耗就增多。所以适宜的流速要通过经济衡算才能确定。

       此外，在选择流速时，还要考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子数目减少，对一定的换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变成多程使平均温度降下来。这些也是选择流速时应考虑的问题。

       表1-1至表1-3列出了常用的流速范围，可供设计参考。所选的流速，应尽可能避免在滞流下流动。

       表1-1常用的流速范围

       Table 1-1 The scope of common use in current velocity

       流体种类 管程流速 m/s 壳程流速m/s

       一般流体 0.5～3 0.2～1.5

       易结垢液体

       ＞＞1 ＞＞0.5

       气体 5～30 3～15

       表1-2安全允许速度

       Table 1-2 The speed of the safe admission of the liquid

       液体名称

       安全允许速度/m/s

       乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油

       ＜1

       ＜2～1.5

       丙酮 ＜10

       表1-3不同粘度液体的常用流速

       Table 1-3 The different of the liquidin common use current velocity

       液体粘度/mPa.s 最大流速/m/s ＞1500 0.6

       1500～500 500～100 100～35 35～1 ＜1 0.75

       1.1

       1.5

       1.8

       2.4 1.5确定设计方案的原则

       1.5.1满足工艺和操作的要求。

       设计出的流程和设备首先要保证质量，操作稳定，这就必须配置必要的阀门和计量仪表等，并在确定方案时，考虑到各种流体的流量，温度和压强变化时采取什么措施来调节，而在设备发生故障时，检修应方便。

       1.5.2满足经济上的要求。

       在确定某些操作指标和选定设备型式以及仪表配置时，要有经济核算的观点，既能满足工艺和操作要求，又使施工建简便，材料来源容易，造价低廉。如过有废热可以利用，要尽量节省热能，充分利用，或者采取适当的措施达到降低成本的目的。

       1.5.3保证安全。

       在工艺流程和操作中若有爆炸，燃烧、中毒、烫伤等危险性，就要考虑必要的安全措施。又如设备的材料强度的验算，除按规定应有一定的安全系数外，还应考虑防止由于设备中压力突然升高或者造成真空而需要装置安全阀等。以上所提的都是为了保证安全生产所需要的。

       第二章 列管式换热器热力计算

       2.1稳态传热

       稳态传热的基本方程式为：Q=KA△tm（1）Q K A △tm 热负荷，W；

       总传热系数，W/m2•℃； 换热器总传热面积，m2；

       进行换热的两流体之间的平均温度，℃。

       2.1.1热负荷

       当忽略换热器对周围环境的散热损失时，根据能量平衡，热流体所放出的热量应等于冷流体所吸收的热量，即

       Q=Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)(2)

       式中

       Q W H 换热器的热负荷，kJ/h或W； 流体的质量流量，kg/h； 单位质量流体的焓，kJ/kg；

       下标c,h分别表示冷流体和热流体，下标1和2表示换热器的进出口。

       若换热器中两流体无相变化，且流体的比热容不随温度而变或可取平均温度下的比热容时，即

       Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1)（3）

       式中

       Cp t T 流体的平均比热容，kJ/（kg•℃）； 冷流体的温度，℃； 热流体的温度，℃。

       若换热器中有热流体的相变化，即

       Q=Whγ=WcCpc(t2-t1)（4）式中

       Wh γ

       饱和蒸气（即热流体）的冷凝速率，kg/h； 饱和蒸气的冷凝热，kJ/kg。2.1.2总传热系数

       （1）总传热系数的计算式

       两流体通过管壁的传热包括以下过程[4]。a.热流体在流动过程中把热量传给管壁的对流热。b.通过管壁的热传导。

       c.管壁与流动中的冷流体之间的对流传热。

       d.换热器在实际操作中，传热表面上常有污垢积存，对传热产生附加热阻，使总传热系数降低。在估算K值时一般不能忽略污垢热阻。由于污垢层的厚度及导热系数难以准确地估计，因此通常选用污垢热阻的经验值，作为计算K值的依据，若管壁内、外侧表面的污垢热阻分别用Rsi及Rso表示。

       1/K=1/αo do/αidi Rso Rsido/di bdo/λdm(5)其中

       αo αi Rsi、Rso di、do、dm b λ

       2.1.3平均温度

       变温传热时，若两流体的相互流向不同，则对温度差的影响也不同，通常逆流传热效果好，以逆流为列，推导出计算平均温度的通式。

       Δtmˊ=(Δt1 Δt2)/2(6)Δt1=T1-t2 Δt2= T2-t1 式中

       T1, T2 t1, t2 热流体的进出口温度, ℃； 冷流体的进出口温度, ℃；

       Δtm=ΦΔtΔtmˊ(7)Δtmˊ

       管外流体传热膜系数，w/m2·℃； 管内流体传热膜系数，w/m2·℃；

       管壁内、外侧表面的污垢热阻，m2·℃/ w； 管内径、外径和内、外径的平均直径，m； 管子壁厚，mm；

       管壁材料的导热系数，w/m2·℃；

       按逆流计算时的平均温度差, ℃； ΦΔt 温度差校正系数,无量纲；

       温度差校正系数ΦΔt与冷热流体的温度变化与关,是P和R两因素的函数,即

       ΦΔt=f(P,R)式中P=(t2-t1)/(T1-t1)=冷流体温升/两流体的最初温度差

       R=(T2-T1)/(t2-t1)=热流体的温降/冷流体的温升

       温度校正系数ΦΔt值可根据P和R两因素从相应的图中查得 温度差校正系数图是基于以下假设作出的。壳程任一截面上流体温度均匀一致。（1）管方各程传热面积相等。

       （2）总传热系数K和流体比热容Cp为常数。（3）流体无相变化。

       （4）换热器的热损失可以忽略不计。

       2.2对流传热膜系数

       无相变对流传热的传热膜系数 2.2.1管内传热膜系数

       对低黏度流体，Re＞10000，0.7

       αi=0.023λi/di Rei0.8 Prin(8)加热n取0.4；冷却n取0.3 2.2.2管外传热膜系数

       αo=0.36(λ/dm)Rei0.55 Pri1/3(µ/µw)0.14(9)Re=2×103～1×106

       有相变对流传热的传热膜系数[5]

       1/3蒸汽在水平管外冷凝

       ao=1.163×0.945（λf3ρf2g/μfGg/）（10）

       2.3流体压强降的计算

       2.3.1管程流动阻力

       管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其总阻力∑ΔPi等于直管阻力、ΔP2阻力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故管程阻力的计算式为 ∑ΔPi=(ΔP1 ΔP2)FtNp（11）

       式中

       ΔP1、ΔP2 Ft 分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；

       结垢校正因数，无量纲，对Φ25×2.5 mm的管子，取1.4，对Φ19×2mm的管子，取1.5；

       Np 管程数；

       ΔP1=λ(L/d)×(ρu2/2)（12）ΔP2=3ρu2/2（13）

       2.3.2壳程流动阻力

       现已提出的壳程流动阻力的计算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复杂，因此使计算得到的结果相差很多。下面壳程压强降ΔP0的公式，即

       ∑ΔP0=（ΔP1ˊ ΔP2ˊ）FsNs（14）

       式中

       ΔP1ˊ 流体横过管束的压强降 ΔP2ˊ 流体通过折流板缺口的压强降，Fs 壳程压强降的结垢校正因数，无量纲，液体可取1.15，气体可取1.0

       ΔP1ˊ=Ff0nc(NB 1)(ρu2/2)（15）ΔP2ˊ= NB（3.5-2h/D）ρu2/2（16）

       式中F

       管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对转角正方形为0.4，正方形为0.3。

       f0

       壳程流体的摩擦系数，当Reo＞500时，f0=5.0 Re0-0.228； nc

       横过管束中心线的管子数，管子按正三角形排列nc=1.1×n1/

       2管子按正方形排列nc=1.19×n1/2

       NB

       折流挡板数；

       H

       折流挡板间距，m；

       u0

       按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而 A0=H(D-ncd0)一般来说，液体流经换热器的压强降为10～100 kPa，气体的为1～10 kPa。

       第三章 工艺流程

       汽提塔（E101）底部的溶液经减压阀LC9202减压到1.76Mpa进入中压分解分离器（V102），溶液在此闪蒸并分解，分离后尿液进入中压分解塔（E102A/B），甲铵在此分解E102A壳体用0.5Mpa蒸汽供热，E102B用汽提塔蒸汽冷凝液分离器（V109）的2.5Mpa蒸汽冷凝供热。

       从中压分解塔分离器顶部出来的含有氨和二氧化碳的气体先送到真空预浓缩器（E104）壳程中，被中压碳铵液泵（P103A/B）送来的碳铵液吸收，其吸收和冷凝热用来蒸发尿液中的部分水份，然后进入中压冷凝器（E106）用冷却水冷却，最终进入中压吸收塔（C101）。

       中压吸收塔为泡罩塔，它用氨升泵（P105A/B）来的液氨和氨水泵（P107A/B）送来的氨水共同洗涤二氧化碳。中压吸收塔顶部含有微量惰性气氨进入氨冷器（E109）冷凝成液氨，收集于氨收集器（V105），不凝气通过氨回收塔（C105）进入中压惰性气体洗涤塔（C103）。惰性气体放空，其吸收热通过中压氨吸收塔（E111）用冷却水带走，氨水通过氨水泵（P107A/B）被送到中压吸收塔。

       中压吸收塔底部溶液通过高压甲铵泵（P102A/B）加压到15.5Mpa送到甲铵冷凝器（E105），返回合成圈。

       这里所做的换热器设计就是对中压吸收塔出来的气氨进行冷凝成液氨的设备进行设计计算，以下是氨冷凝器所在工艺流程中的位置（见附图3-1）。

       第四章 换热器工艺过程计算

       4.1设计任务和条件

       物料：NH3、循环水等。其中循环水走管程。工艺条件：

       壳程：操作压力：1.62 MPa 温度 43℃～38℃（入/出）管程：操作压力：0.4 MPa 温度 32℃～36℃（入/出）其中：NH3：流量：580 m3/h 密度13 Kg/m3

       4.2设计过程

       列管式换热器的选型和设计计算步骤 4.2.1试算并初选设备规格

       (1)确定流体在换热器中的流动途径。(2)根据传热任务计算热负荷Q。

       (3)确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。

       (4)计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。(5)依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K值。(6)由总传热速率方程Q=KSΔtm,初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。

       4.2.2计算管程、壳程压强降

       根据初定的设备规格，计算壳程、管程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。

       4.2.3核算总传热系数

       计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K/，比较K的初设值和计算值，若Kˊ/K=1.15～1.25或（Kˊ-K）/K=15.5%～30%，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤[6]。4.3工艺计算过程

       4.3.1定性温度下流体物性

       NH3：ρ=13kg/mμ=0.918×10-5 Pa·s λ=0.0215W/M·℃

       γ=1373kJ/kg Cp=0.67kJ/kg· ℃

       V=580 m3/h 循环水：ρ=995.7 kg/m3

       μ=80.07×10-5 Pa·s

       λ=0.6176 W/M·℃

       Cp=4.174 kJ/kg· ℃

       液氨：ρf=583 kg/m3

       λf=0.432kcal/m·h·℃

       μf=0.306kg/m·h

       g=12.7×107

       本设计中涉及到氨的相变化传热过程，根据两流体的情况，循环水走管程，氨走壳程进行计算。

       4.3.2试算和初选换热器的型号

       (1)计算热负荷和冷却水流量

       Q=Q1(显热) Q2(潜热)

       Q1=WCp(T1-T2)=VρCp(T1-T2)=(580×13/3600)×0.67×103×(43-38)=7016.4w Q2=Wγ=Vργ=(580×13/3600)×1373×103=2875672.2w Q= Q1 Q2=7016.4 2875672.2=2882688.6w WH20=Q/CpΔt=2882688.6/(4.174×103×(36-32))=172.657kg/s VH2O= WH20/ρ=172.657/995.7=0.173m3/s(2)计算两流体的平均温度差

       暂按单壳程、多管程进行计算。逆流时平均温度差为 NH3 43℃→38℃

       水 36℃←32℃

       Δt 7℃ 6℃

       Δtmˊ=(Δt1 Δt2)/2=6.5℃

       而 R=(T1-T2)/（t2-t1）=1.25 P=（t2-t1）/（T1-t1）=0.364 由P、R值查图4—17查得ΦΔt=0.92 所以Δtm=ΦΔt×Δtmˊ=0.92×6.5=5.98℃

       （3）初选换热器型号

       根据两流体的情况，假设K=1100 W/M·℃ 故S=Q/K×Δtm=2882688.6/1100/5.98=438.2m2

       由于Tm-tm=5-4=1℃＜50℃ 因此不需要考虑热补偿。据此，由换热器系列标准，有关参数如下表4-1：

       表4-1换热器系列标准

       Tab.4-1 Heat exchange is related to data

       参数

       壳径D/mm 公称面积S0/m2 公称压强/MPa 管子尺寸/mm 管子总数

       管长/m 管子排列方法 管程数

       1000 446.2 1.62 Φ19×2 1267 6 三角形 1 实际传热面积S0=ПndL=1267×3.14×0.019×(6-0.1)=446 m2。若采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为1100 W/M·℃。

       4.3.3核算压强降（1）管程压强降

       ∑ΔPi=(ΔP1 ΔP2)FtNp

       其中 Ft=1.5 Np=1 管程流通面积Ai=(п/4)di2n/Np=0.785×0.0152×1267/2=0.2239m2 ui=Vs/Ai=0.173/0.2239=0.8m/s Rei=diuiρ/μ=0.019×0.8×995.7/(80.07×10-5)=14922.4 设管壁粗糙度ε=0.1mm, ε/d=0.1/15=0.0067,由第一章中的λ-Re关系图中查得

       λ=0.039 所以ΔP1=λ(L/d)×(ρu2/2)=0.039×(6/0.015)×(995.7×0.82/2)=4970.5Pa ΔP2=3ρu2/2=3×995.7×0.82/2=955.9 Pa 则 ∑ΔPi=（4970.5 955.9）×1.5×1=29839.35 Pa＜100Kpa（2）壳程压强降

       ∑ΔP0=（ΔP1ˊ ΔP2ˊ）FsNs 其中Fs=1.0 Ns=1

       ΔP1ˊ=Ff0nc(NB 1)(ρu2/2)管子为三角形排列，F=0.5 nc=1.1 n1/2=1.1×12671/2=39 取折流挡板间距h=0.3m NB=L/h-1=6/0.3-1=19 壳程流通面积A0=H(D-ncd0)=0.3×(1-39×0.019)=0.0777 m2 u0=V0/A0=580/3600/0.0777=2.07m/s Re0= d0u0ρ/μ=0.019×2.07×13/(0.918×10-5)=55696.1＞500 f0=5.0 Re0-0.228=5.0×55696.1-0.228=0.414 所以 ΔP1ˊ=0.5×0.414×39×（19 1）×13×2.072/2=4497 Pa ΔP2ˊ= NB（3.5-2h/D）ρu2/2=19×(3.5-2×0.3/1)13×2.072/2=1534.6Pa ∑ΔP0=(4497 1534.6)×1×1=6031.6 Pa＜10kPa 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设的要求。4.3.4核算总传热系数（1）管程对流传热系数αi Rei=14922.4 Pri=μCp/λ=80.07×10-5×4.174×103/0.6176=5.41

       αi=0.023λ/d Rei0.8 Pri0.4=0.023×(0.6176/0.02)×14922.40.85.410.4 =4061.6 W/m2 ·℃(2)壳程对流传热系数α0 由于发生相变传热可有公式α

       ˊ0

       =0.945（λ

       3fρf2g/μfGgˊ）1/3 Ggˊ=W/(L(Nt)2/3)=Vρ/(L(Nt)2/3)=580×13/(6×12672/3)=10.7kg/s αˊ0=0.945（λ3fρf2g/μfGgˊ）1/3

       =0.945×(0.4323×5832×12.7×107/(0.306×10.7))1/3=9635.2kcal/m2·h·℃ α0=1.163αˊ0=1.163×9635.2=11205.7 W/m2·℃

       (3)污垢热阻

       查阅资料，管内、外侧污垢热阻分别取为 Rsi=0.00017 m2·℃/W Rs0=0.00017 m2·℃/W(4)总传热系数K0 管外侧热阻忽略时，总传热系数K0为 K0=1/（1/α0 Rso Rsid0/di d0/di/αi）

       =1/(1/11205.7 0.00017 0.00017×0.019/0.015 0.019/(0.015×4061.6))=1272.3 W/m2·℃

       由前面的计算可知，选用该型号的换热器时要求过程的总传热系数为1100 W/m2·℃。在规定的流动条件下，计算出的K0为1272.3 W/m2·℃，故所选择的换热器是合适的，安全系数为（K0-K）/K×100%=（1272.3-1100）/1100×100%=15.7%。

       第五章 换热器主体设备工艺尺寸的确定

       5.1管子的规格和排列方法

       选择管径时，应尽可能使流速高些，但一般不超过前面介绍的流速范围。易结垢、粘度较大的液体宜采用较大的管径。我国目前试用的列管换热器系列标准中仅为Ф25mm×2.5mm及Ф19mm×2mm两种规格的管子[7]。

       管长的选择是以清洗方便即合理使用管材为原则。长管不便于清洗，且容易弯曲。一般出厂的标准管长为6m，则合理的换热管长应为1.5m、2m、3m和6m。系列标准中也采用这四种管长。此外管长和壳径应相适应，一般去L/D为4～6（对直径小的换热器可取大些）。

       如前所述，管子在管板上的排列方法有正三角形、正方形和转角正方形等。正三角形排列的优点有：相同壳程内可排列更多的管子；管板的强度高；流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数高。正方形排列的优点是便于清洗列管外壁，使用与壳程流体易产生污垢的场所；但其对流传热系数较正三角形排列时低。转角正方形排列则介于上述两者之间，与直列排列相比，对流传热系数可适当的提高。

       管子在管板上排列的间距t（指相邻两管子的中心距），随管子和管板的连接方法的不同而异。通常，胀管法取t=(1.3～1.5)d0，且相邻两管外壁间距不应小于6mm,即t≥(d0 6)。焊接法取t=1.25d0。

       5.2管程和壳程数的确定

       当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速降低，因而对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多时，导致管内流动阻力增大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用面积减少。设计时应考虑这些问题。列管换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等[8]。管程数m可按下式计算，即

       m=u/uˊ

       其中

       u 管程内流体的适宜流速m/s；

       uˊ 管程内流体的的实际流速m/s。

       当温度差校正系数Ф△t低于0.8时，可采用壳方多程。如壳体内安装一块与管束平行 的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程。但由于壳程隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串联起来使用，以代替壳方多程。例如当需壳方两程时，即将总管数等分为两部分，分别装在两个内径相同而直径较小的外壳中，然后把两个换热器串联使用。

       5.3折流挡板

       安装折流挡板的目的，是为加大壳程流体的速度，是湍流程度加剧，以提高壳程对流传热系数[9]。

       最常用的为圆缺型挡板，切去的弓形高度约为外壳内径的10%～40%，一般取20%～25%，过高或过低都不利于传热。

       两相邻档板的距离（板间距）h为外壳内径D的（0.2～1）倍。系列标准中采用的h值为：固定管板的有150、300和600三种，单位均为mm；浮头的有150、200、300、480和600五种，单位均为mm。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直的流过管束，使对流传热系数下降。

       5.4外壳直径的确定

       换热器的壳体的内径应等于或稍大于（对浮头式换热器而言）管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可采用作图的方法确定壳体内径。但是，当管数较多又要反复计算时，用作图法就太麻烦了。一般在初步设计中，可先选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，与系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完后，仍用作图法画出管子排列图。为了使管子均匀排列，防止流体走“短途”，可适当增减一些管子[10]。

       另外，初步设计中也可用下式计算壳体的内径，即

       D=t(nc-1) 2b 其中

       D t nc b 壳体内径，m； 管中心距，m；

       横过管束中心线的管数；

       管束中心线上最外层的中心至壳体内壁的距离，一般取b=(1～1.5)d0；

       m。nc值可用下面公式估算，即 管子按正三角形排列 nc=1.1n1/2 管子按正方形排列 nc=1.19n1/2 式中n为换热器的总管数。

       表5-1壳体标准尺寸 Table 5-1 Hull stock size

       壳体外径/mm 最小壁厚/mm 325 8

       400 500 600 700

       800 900 1000

       1100 1200 5.5主要附件

       封头：封头有方形和圆形两种，方形用于直径小（一般小于400mm）的壳体，圆形用于大直径的壳体[11]。

       缓冲挡板：为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可以在进料口装设缓冲挡板。导流筒：壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间（死角），为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间。

       放气孔、排液孔：换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即

       D=(4Vs/∏u)1/2

       式中

       Vs u 流体的体积流量，m3/s； 流体在接管中的流速，m/s；

       流速u的经验值可取为 对液体 u=1.5～2m/s 对蒸汽 u=20～50m/s 对气体 u=(0.15～0.2)p/ρ(ρ为压强，KPa；ρ为气体密度，Kg/m3)。

       5.6材料选用

       列管换热器的材料应根据操作压力、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及腐蚀性能下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少有的。目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然耐腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用[12]。

       表5-2列管换热器各部件的常用材料

       Table 5-2 The common material for each parts of the tube heat exchanger

       部件或零件名称

       材料牌号

       碳素钢 不锈钢

       壳体、法兰 A3F、A3R、16MnR 16MN 0Cr18Ni9Ti 法兰、法兰盖 16Mn、A3 16MN 1CrNi9Ti 管板 A4 1CrNi9Ti 膨胀节 A3F、16MnR 1CrNi9Ti 挡板和支撑板 A3F 1CrNi9Ti 螺栓 16Mn、40Mn、40 MnB 换热管 10号

       螺母 A3、40Mn 1CrNi9Ti 垫片 石棉橡胶板 支座 A3F 5.7管板尺寸的确定

       5.7.1管板受力情况分析

       列管换热器的管板，一般采取平板管，在圆平板上开孔装设管束，管板又与壳体相连。管板所受载荷除管程和壳程压力外，还承载管壁和壳壁的温差引起的变形不协调作用等[13]。管板受力情况较为复杂，影响管板应力大小又如下因素：

       （1）与圆平板类似，管板直径、厚度、压力大小，使用温度等对管板应力又显著影响。

       （2）管束的承载作用。换板与许多换热管刚性的固定在一起，因此，管束起着支撑的作用，阻碍着管板的变形。在进行受力分析时，常把管板看成是放在弹性基础上的平板，列管就起着弹性基础的作用。其中固定式换热器管板的这种支撑作用最为明显。

       （3）管孔对管板强度和刚度的影响。由于管孔的存在，削弱了管板的强度和刚度，同时在管孔边缘产生高峰应力。当管子连接在管束之后，管板孔内的管子又能增强管板的强度和刚度，而且也抵消一部分的高峰应力。通常采用管板的强度与刚度削弱系数来估计它的影响。（4）管板边缘固定的形式。类似与圆平板、管板边界条件不同，管板应力状态是不同的。管板边缘有不同的固定形式，如夹持，兼支、半夹持等。通常以介于简支和夹持之间为多。这些不同的固定结构对管板应力产生不同程度的影响，在计算中，管板边缘中的固定形式是以固定系数来反映的。

       （5）管壁和壳壁的温度所引起的热应力。由于管壁和壳壁温度不同产生变形量的差异，不仅使管子、壳体的应力有显著的增加，而且使管板的应力有很大的增加，在设备启动和停车过程中，特别容易发生这种情况。如采用非刚性（非固定管板式）结构换热器，这种情况影响会减少或消除。

       （6）当管板又兼做法兰时，拧紧法兰螺栓，在管板上又会产生附加弯矩。（7）其它，当管板厚度较大，管板上下两平面存在有温差，则产生附加热应力。当管子太长而无折流板支托时，管子会弯曲造成管板附加压力。当管板在制造、胀接或焊接管子时，也会产生一些附加压力。

       目前设计管板厚度的方法很多，由于处理问题的出发点不同，考虑问题周密程度不同，而结果往往彼此相差很大。

       5.7.2管板尺寸

       当管子与管板采用胀接时，应考虑胀管时对管板的刚度要求，管板的最小厚度（不包括腐蚀余量），按表5-3规定，包括厚度附加量在内建议不小于20mm。

       表5-3 管板最小厚度(mm)Table 5-3 The thickness of the thick wooden board that minimum deals take care of(mm)

       换热器外径d0(mm)管板厚度b(mm)≤25 3/4dc 32 22 38 25 57 32

       结 论

       本次是对中压分解和回收工段中对氨冷凝器的设计通过对所需冷凝器进行物料衡算及热量衡算，首先估算换热面积而后选择适合的换热器型号，对选定的换热器进行面积的计算和压降核算以及总传热系数的核算，在满足这些计算中得到了设计的换热器是单壳程单管程换热器，壳径D= 1000 mm、公称面积S0=446.2 m2、公称压强P=1.75 Mpa、管子尺寸d=Φ19×2 mm、管子总数n=1267、管长L=6 m，理论计算值出来的换热器与实际生产中的换热器有不同。这次设计换热器没有温度的补偿，而实际生产中有温度的补偿，而且设计的换热器是单壳程单管程的，实际生产中的是单壳程双管程的。设计出的换热器都满足设计条件，但是从经济角度来考虑，可能不是很经济造价或设计出的设备所花代价会比较高，不过通过本次设计让我也学到了很多的东西，理论还是和实际有差距，在满足理论要求的同时还要考虑其经济性。

第四篇：家用空调换热器设计

       家用空调换热器设计

       一、蒸发器的设计

       对于家用空调器的开发，只有少数新产品是需要重新开发新模具，设计新的外形结构，而大多数产品开发只是在原有外形尺寸下进行换热器重新设计，这样我们在设计时换热器的结构尺寸基本上没有调节的可能了，当然，如果在给定的结构尺寸下，我们所选定的蒸器不能满足规格的要求，最常用的方法在原有的基础上增加小块翅片，以增加换热面积，若仍不能满足规格要求，我们只有尝试使用具有较大换热面积的室内机。

       下面谈谈对于蒸发器几何尺寸一定情况下回路设计的方法。首先我们要确定蒸发器的流路数，然后再依据流路数来考虑每个流路制冷剂的流向。

       1．流路数确定。制冷剂在蒸发器的变化是从饱和的液体（实际上也含有少量节流后闪发的气体）开始吸热后一部分液体气化后变成气体，随着制冷剂的流动，铜管内气体量不断增多，制冷剂的流速随着体积的增大而增大，此时的流动阻力也增大，当所有制冷剂全部变成气体后，若仍继续换热，制冷剂的所进行的就是显热交热，其换热系数很低，因此为了保证蒸发器的利用率较高，我们在系统调试时应尽量使制冷剂在蒸发器内刚刚完全蒸发，当然这个问题与流路数的确定并不相关，在这里就不再讨论。根据传热学的基本知识，我们知道较高的制冷剂流速可以获得换热系数，从而提高制冷系统的制冷量，但由流体力学的知识我们可以知道，制冷剂的流动阻力随着其流速增大而增加，因此会导致蒸发器内制冷剂的压降增加，从而降低了压缩机的吸入压力，而压缩机的吸气压力对于压缩机的出力有着很明显的影响，因此我们在确定流路数时应折衷考虑这两个方面的影响，从而使得蒸发器的利用率最大。根据一般的经验，蒸发器内气体流速在6~8m/s比较合适，这样我们根据制冷剂气态和液态时比容的比值推算出液体流速：

       对于R22和R407C液体流速为0.1~0.15m/s,这样我们可以大致估算出每个流路的换热量约为: ф9.53mm铜管每个流路换热量为1600~2100W ф7.94mm铜管每个流路换热量为1000~1400W ф7.0mm铜管每个流路换热量为800~1000W 对于R410A其液体流速为0.15~0.2m/s,这样我们可以大致估算出每个流路的换热量约为: ф9.53mm铜管每个流路换热量为2000~2500W ф7.94mm铜管每个流路换热量为1300~1700W ф7.0mm铜管每个流路换热量为900~1300W 依据以上的数据我们可以先确定换热器流路数，然后再进行流路设计。2．流路设计。当我们根据制冷量定下来流路数后，我们就得考虑如何分配这些铜管，以保证最充分的换热效果，在进行流路设计之前，我们要先确定一个大的方向，即蒸发器是采用顺流还是逆流设计，通常情况下，采用逆流会有利于提高传热温差，达到提高换热量的目的，但如果是热泵型空调，若蒸发器采用逆流设计时在制热时就变成顺流换热形式了，这样会导致制冷剂在后面的换热温差极少，严重影响换热器的利用率，综合考虑，对于热泵型空调我们在蒸发器中通常采用顺流设计。另一个注意点就是在换热器流路设计时尽量保证液体在下，气体在上。在确定了制冷剂的走向后，我们接下来就是要考虑如何分配每个流路的管程数了，管程的分配一个主要的原则就是换热好的部分分配少一点的管，换热差的多分配一些铜管。对于家用空调机来说，因为受结构的限制，但为了追求较高的能效比或达到较高的能力，我们对于换热器经常会采取多折叠的设计方式，但是通常我们换热器的弯曲形状却并不能很好的迎合风机流场的分布，也就是说在换热器的每个折叠块所经过的空气流速会相差较多，因此我们在一些风速较低的地方在铜管分配时就可以适当多分配一些，尽量保证每个流路的制冷剂都能够完全蒸发，当然我们还可能通过调节分配器上分液管的长度来调节每个流路制冷剂的流量，从而使得每路的制冷剂能够完全蒸发，但在流路设计时我们应尽量在假设每路流量是一样的情况下进行，这样当实际上每个流路出现一定程度的不平衡时我们才可能通过调节分液毛细管长度来解决，如果我们在设计流路未考虑蒸发器各个部分的差异，当实测时各流路平衡差别太大时，通过调节分液毛细管长度可能不能解决这个问题。还有一个问题在回路设计时也应注意，就是我们尽量不要将制冷剂的出口集中在一起，这样会导致经过蒸发器各个部分处理后的空气温差相差较大，这样在风道里混合后就会产生凝结水，严重时出风口会有吹水的现象，这样的问题通常在凝露试验会产生。

       二、冷凝器的设计

       冷凝器的设计在与蒸发器有着相同的注意点，特别是对于热泵型的空调，冷凝器既要考虑制冷时的换热效果，也要兼顾制热运行时的能力，这方面基本与蒸发器的设计相同，对于室外换热器作为冷凝器来说，换热器内大多数为液态制冷剂，而且在高压状态制冷剂气液两相的比容相差不像低压时那么大，所以制冷剂在冷凝器的液态流速可以比蒸发器高，一般设计时取0.4~0.5m/s，每路的换热量为： ф9.53mm铜管每个流路换热量为2200~3200W ф7.94mm铜管每个流路换热量为1500~2200W ф7.0mm铜管每个流路换热量为1100~1600W 当然冷凝器作为室外工作的换热器，它与蒸发器的设计上还是存在一些不同点的。1．在制冷系统中，若换热器作为蒸发器工作，其内制冷剂的温度变化不大，因此采用顺流或是逆流对于换热的影响并不是很大，但对于冷凝器来说，其内制冷剂的温度变化很大，若采用顺流设计时制冷剂在换热器未端时传热温差很小，影响换热器换热效量，更不利于形成较大的过冷度，因此冷凝器应采用逆流设计。其实对于蒸发器来说，当制热时它的工作状态也应是逆流，因此对于热泵机型换热器的设计，不管是蒸发器或是冷凝器我们都应使它在作为冷凝器工作时为逆流。

       2．翅片间距的选择。冷凝器在室外工作，考虑到空气质量以及化霜时凝结水的排除，翅片间距不应选得太小，以免脏堵或化霜排水不畅。对于开窗翅片，若冷凝器选用单排时间距不应小于1.2mm，两排时不应小于1.6mm，三排是不小于1.8mm（不推荐使用三排冷凝器）。

       3．针对除霜时的特殊回路设计。考虑到除霜时盘管最底下受到盘管上面化霜时流下的水的影响，这部分的霜会较难融化，因此我们在进行回路设计时应考虑让温度最高的制冷剂流过这部分铜管，以确保除霜效果，这样我们在进行回路设计时应确保一路的进口在盘管的最下面。

       4．对于仅为单冷机型的冷凝器设计因不用考虑制热方面的因素，可以适当减少流路数以增加制冷剂流速，提高换热效果，因为对于冷凝器来说适当的压力损失对于压缩机能力的影响并不是很大，而且冷凝器内的压力降相对于排气压力所占的比例很少，对系统能力影响不如蒸发器压降明显，当然，过大的冷凝压降会额外增加压缩机的功耗，影响能效比。

       三、关于换热器设计的一些特殊流路

       对于制冷系统来说，换热器中通常是气液两相共存的状态，由于气体的比容比液体要大很多，因此当制冷剂在气态时其流速比液态时大很多，相应的其流动阻力也会大很多，因此为了减少气态时的阻力又不降低液态时流速，我们可以采用二叉树型的流路形式来兼顾二者，示意图如下：

       采用这样的流路设计可以更好的提高换热器的换热效果，但每个部分所占比例可能不一定相同，需要针对具体情况加以分析，在实际应用中我们并不常采用这种流路，因为这种回路设计比较难调试平衡，特别是室内机换热器，当其每个部分换热效果相差较多时，要在回路设计时保证各流路的平衡比较难，可能需要多次试验才能得到较为理想的回路设计。

第五篇：ASPEN学习心得

       Aspen Plus的学习经验

       ASPEN是做平衡态模拟，模拟的本质就是计算，根据化工原理，热力学等等化工公式做计算而已，模拟只是因为它的程序界面，并且能做大的流程的计算

       Aspenplus的手册有很多，其中比较重要的是单元操作模型，物性方法和模型，物性数据等。单元操作模型是一种抽象的过程，选择哪一个模型，取决于你有的条件和你所想要求的结果。属性是一个难点，高难点，我认为这是考察技术人员模拟水平高低的一个重要点。此内容与化工热力学关系十分紧密，读《aspenplus的物性模型和方法〉手册。

       aspenplus能做什么

       aspenplus是用来计算平衡态体系数据的软件，这句话的意思有以下几点：

       1.aspenplus是计算软件，和其他开发的或者我们自己开发的计算程序没有区别。比如我们自己搞一个srk 方程的计算程序，其核心与aspenplus没有什么不同，都只是根据化工热力学，化工原理等等公式，输入一些已知条件，然后运行得到结果而已。

       这么说好像aspenplus也不过如此而已，但是aspenplus的强大之处在于：1）.它几乎内建了所有化工过程所涉及的原理公式，也就是说化工专业的课程他全部都包括了；2).它附带了完善的数据库，囊括了所有你需要去化工手册上查找的数据;3).强大的其他分析工具，比如改变输入会怎样影响输出?aspenplus已经自带了此类工具，你可以直接使用。4).由于1)&2),aspenplus可以很方便的计算出大的复杂的流程，这也是它称之为模拟软件的原因。

       这里还想补充一下：1）.aspenplus由于已经自带了大量的数据库，并且你可以得到这些数据，那么你就不需要再去查化工手册了。比如，纯物质的比热，临界点温度，压力等等常数你都可以得到。2).aspenplus可以计算得到任意计算物流的几乎所有的物理性质，比如：密度，比热，湿度等等工艺工程师所关心的数据。

       aspenplus是平衡态体系的软件。它不是仿真机，也不是动态模拟软件，并且所计算的体系都是假设已经达到平衡态，即不考虑时间的作用。比如相平衡计算，只能计算达到平衡时体系是什么组成，温度压力等等是多少，不能处理非平衡的问题。

       aspenplus还有一个十分有用的功能，就是根据实验数据回归出一些常数供其它地方使用。举个常见的例子，如果你在实验室中，测量了水-乙醇体系在不同压力温度下，汽液平衡时的汽液平衡组成，现在想根据该实验结果得到wilson方程的水-乙醇参数（虽然这组参数aspen数据库中已经有），那么就可以使用aspenplus的数据回归功能(data regress)。该功能的用处在于，如果你的工艺是比较特殊的，aspenplus的数据库内没有内置你所研究的体系，那么你就可以先用数据回归功能得到相应的参数，再做模拟。该功能的具体用法以后再说。aspenplus需要什么？

       前面说过，aspenplus是一个根据方程计算的软件，那么很明显，是方程必然需要已知条件才能解出未知数，所以aspenplus需要的是方程的已知数，已知数可以多，却不能少，否则方程无解。

       aspenplus的方程我认为可以分为三大类：

       1.热力学方程，这是与具体的工艺流程无关的方程，如理想气体方程，nrtl方程，非理想溶液焓模型方程等等。该类方程为单元操作过程计算提供必要的数据基础。

       2.单元操作方程，如换热器，精馏塔等等单元操作过程的计算，涉及到三传一反，这部分主要是和化工原理有关。

       3.数学方程，这部分主要是用来解方程时涉及到的一些数学计算方法，与我们工程技术人员关系不大。

       我认为第一类方程即热力学方程是aspenplus的基础，建议在aspenplus入门以后要好好的重点的学习一下，精读一遍aspenplus物性方法和模型手册。第二类方程相对而言不是太难，而且我认为也没有必要去精读，只要熟悉其原理即可。实际上aspenplus在其单元操作手册上也并没有写明单元操作模型的方程。

       具体地说：对于aspenplus的流程计算模式（还有其他模式如数据回归模式此处不讨论），你需要输入以下数据： 1.流程图 2.组分 3.物性方法

       4.起始物流数据，其组分，温度，压力，其他物流数据aspenplus可以计算出来。5.所有单元操作模型数据

       6.其他非必要数据，这主要是指如果你使用其他的功能，如设计规定，灵敏度分析等等。

       关于流程图，需要特别指出的一点是：

       单元操作的模型由两个因素决定：1.你有什么已知条件;2.你想得到什么结果。不同的单元操作模型所能计算的和所需要的条件是不同的，具体请参考单元操作模型手册或者联机帮助。aspenplus需要什么？

       这里想再次强调一下：单元操作模型的选择由两个因素决定：1.你有什么已知条件;2.你想得到什么结果。这句话需要灵活运用，我想再深入的讲一点。

       aspenplus的单元操作模型虽然和生产实际的设备很相像，但是，操作模型不等具体设备，它是过程的一种抽象。你想解决的过程是怎样的才能决定你所选择的模型，而不是由具体的设备决定的。

       据个比较典型的例子：aspenplus中有radfrac模型是个典型的精馏塔详细计算模型，基本上可以等同于现实操作的精馏塔设备，模型有冷凝器和再沸器。曾有人问我，他想计算冷凝器的详细结构该怎么办？因为radfrac本身没有关于冷凝器的结构的计算啊。解决的办法很简单，你将radfrac的冷凝器设为无，然后在塔顶汽相添加一个heatx或者hetran换热器就可以了。而且还有人问精馏塔怎么不能设置全回流呢？说实话，我并不明白有什么精馏塔在正常状态下世全回流操作的，但如果你非要设成全回流也不是没有可能，用我前面讲的方法，将换热器的出口再返回精馏塔就可以了。

       好了单元操作模型的选择就到这里。下面讲一下物性方法的选择。

       对于初学者而言，除非他十分熟悉热力学的内容，否则物性方法的选择确实是个难点，在你们还没有重新学习过热力学或者精度过aspenplus物性方法和模型手册之前，出于学习软件的目的，我大概讲一下物性方法。

       首先要明白什么是物性方法？

       比如我们做一个很简单的化工过程计算，一股100C,1bar的水-乙醇(50：50摩尔比，100kmol/h）的物料经过一个换热器后冷却到了80C,0.9bar,问如下值分别是多少？ 1.入口物料的密度，汽相分率。2.换热器的负荷。

       3.出口物料的汽相分率，汽相密度，液相密度。复杂一点，我还可以问物料的粘度，逸度，活度，熵等等。

       以上的值怎么计算出来？

       好，我们来假设进出口物料全是理想气体，完全符合理想气体的行为，则其密度可以使用pv=nRT计算出来。并且汽相分率全为1，即该物料是完全气体。由于理想气体的焓与压力无关，则换热器的负荷可以根据水和乙醇的定压热熔计算出来。

       在此例当中，描述理想气体行为的若干方程，就是一种物性方法（aspenplus中称为ideal property method)。简单的说，物性方法就是计算物流物理性质的一套方程，一种物性方法包含了若干的物理化学计算公式。对于本例而言至少包含了如下两个方程： 1.pv=nRT 2.dH=CpdT.实际上，以上是一种最简单的计算方法，但结果是错误的，正确的解法下节再讲。

       对于水-乙醇体系在此两种温度压力下，如果当作理想气体来处理，其误差是比较大的，尤其对于液相。按照理想气体处理的话，冷却后仍然为气体，不应当有液相出现。

       那么应该如何计算呢？主要涉及以下过程：

       1.对于汽相pvt计算，可以使用srk方程，从而可以得到密度。液相也可以使用状态方程计算密度，但此处不推荐使用，可以使用Rackett模型计算液相密度。2.至于物流的相态，则首先需要做汽液平衡计算。

       3.在进行汽液平衡计算时，液相应用活度系数方程计算组分的逸度系数，并且还需要使用拓展antoine方程计算蒸汽压力。

       4.换热器负荷的计算比较复杂，可以使用进出口物流焓差来计算，那么需要计算出进出口物流的焓。

       5.焓的计算有多种途径，对于液相比较常用的方法是计算理想液体混合物焓，然后再加上过剩焓计算出来。要计算非理想液体混合物过剩焓，则可通过混合物质汽相焓与蒸发焓差来计算，非理想性比较强是还要考虑混合焓差。

       由此可见，实际过程至少包含如下公式方程： 1.状态方程srk, 2.液相密度方程rackett.3.拓展antoine方程.4.汽，液相逸度系数方程 5.液相活度系数方程

       6.汽相焓方程，通过srk方程导出，需要设计纯气体Cp=f(p,t)方程。7.液相焓方程，相当复杂，此处不再重复。

       8.其他方程，包括数学方程，比如以上计算时涉及到了微积分运算，汽液平衡的回归运算等等。

       以上方程，如果需要我们用户去一个个选择出来，则是一件相当麻烦的工作，并且很容易出错。好在模拟软件已经帮我做了这一步，这就是物性方法。

       对于本例，我们对汽相用了状态方程，srk,液相用了活度系数方程(nrtl,wilson,等等），在aspenplus中将此中方法叫做活度系数法，如果你选择nrtl方程，就称为nrtl方法，wilson方程就成为wilson物性方法(wilson property method)。这种物性方法中已经囊括了所有我上面提到的方程公式。

       在aspenplus中（或者因该说在化工热力学中）有两大类十分重要的物性方法，对于初学者而言，了解到此两类物性方法，基本上就可以开始着手模拟工作了。

       大体而言，根据液相混合物逸度的计算方法的不同，物性方法可以分为两大类：状态方程法和活度系数法。状态方程法使用状态方程来计算汽相及液相的逸度，而活度系数法使用状态方程计算汽相逸度，但是通过活度系数来计算液相的逸度。

       常见的状态方程有ideal,srk,pr,lk方程以及他们的一些改进方程.状态方程法就是基于此类状态方程来计算逸度，压缩因子，焓等等的物性方法。

       常见的活度系数方程有nrtl, wilson,uniquac等。活度系数法就是基于此类活度系数方程来计算液相逸度，液相焓等的物性方法。

       一般而言，对于常见的烃类如烷，烯，芳香族，无机气体如O2,N2等非（弱）极性的化合物，选用状态方程法；对于极性强的化合物，如水-醇，有机酸体系选用活度系数法。另外对于汽相聚合的物质，应选用特别的活度系数法，可以计算汽相聚合效应。对于无机电解质体系，选用elecnrtl物性方法。