贵州大学化工基本知识教学规划任务书.doc

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1、,摘要:换热器是工业生产中为实现物料之间热量传递的一种工艺设备。换热器广泛地应用于化工、炼油、动力、原子能等众多工业部门和行业中。在一般化工厂的建设中，换热器约占总投资的10%20%；在石油炼厂中，换热器约占全部工艺设备投资的35%40%1。因此，在能源日益紧张的今天，设计及选择高效的换热器对降低设备费和操作费有重大作用。 本文设计的是列管式固定管板换热器用于合成氨工艺中的CO变换。通过内插法计算冷热流体的物性参数；通过试差法确定换热器的管数、内径、换热管长度、长径比、换热面积、传热系数、管壳程流速等，并进行热量、传热面积、压降的校核。关键词：列管换热器；CO变换；内插法；试差法Abstrac

2、t:Heat exchanger in industrial production is for the realization of heat transfer between material of a kind of process equipment.Heat exchanger is widely used in chemical, oil refining, power, atomic energy, etc industries and the industrial sector.In general, the construction of the heat exchanger

3、 in chemical plant of total investment of 10%20%；In oil refinery, heat exchanger in about of all the process equipment investment of 35%40%1.Therefore, in the energy of the growing tension today, design and choose efficient to reduce the heat exchanger equipment fee and CaoZuoFei have major impact.

4、This paper introduces the design of the tube type is fixed tubesheet heat exchanger used for synthetic ammonia process of CO transform.Through the interpolation of cold and heat fluid calculation petrophysical parameters；Through the interpolation of cold and heat fluid calculation petrophysical para

5、meters; and through the test method is used to determine the tube heat exchanger poor number, diameter, heat exchange tube length, length, diameter ratio, heat transfer area, heat transfer coefficient, process flow speed of shell, and heat, heat transfer area, the pressure drop of checking.Keywords:

6、Tube heat exchange；CO transform；interpolation； tryanderrormethod一、概述传热设备简称换热器，是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。石油化工厂中，它的投资占到建厂投资的1/5左右，它的重量占工艺设备总重量的 40%；在我国一些大中型炼油企业中，各式热交换器的装置达到300500台以上。就其压力、温度来说，国外的管壳式热交换器的最高压力达840bar，最高温度达1500。而最大的外形尺寸长达33m，最大的传热面积达67002。按用途分为加热器、冷凝器、冷却器

7、、蒸发器、过热器和废热锅炉等3；换热器按传热特征可分为直接接触式、蓄热式、间壁式等4；按制造材料可分为金属、陶瓷、塑料、石墨、玻璃的交换器等；按热流体与冷流体的流动方向可分为顺流式、逆流式、错流式等5。目前，在换热设备中，使用量最大的是列管式换热器。列管式换热器又称固定管板式换热器。固定管板式换热器由壳体、管束、管板、封头等部件构成。其结构较紧凑，排管较多，在相同的直径情况下面积较大，制造较简单。其特点是传热面积比浮头式换热器大20%30%；旁路漏流较小；锻件使用较少，成本低20%以上；没有内漏；壳体和管子的温差应力应小于等于50，大于50时应在壳体上设置膨胀节；壳程无法清洗适用于管外物料比较

8、清洁且不易结垢的场合6。由于结构紧凑、坚固，且能选用多种材料来制造，故适应性较强，尤其是在大型装置和高温、高压中得到普遍的采用。本文设计的是单管程、单壳程的立式列管式固定管板式换热器，用于合成氨工艺中CO的变换。以半水煤气为原料，在有触媒存在和一定温度的条件下，水汽可将CO变换为CO2和H2。经变换后的湿混合气可称为变换气。换热器选用的252.5冷拔无缝钢管，在管板上以正三角形排列；换热器数为613根（其中6根为拉杆数量，实际换热管数为607根）；换热管长度为6000mm；换热器内径为900mm；换热管中心距为32mm；折流挡板数为9块，采用圆缺形且间距为600mm；换热器与管板的连接方法为焊

9、接法，不需要采用热补偿装置。二、换热器的主要因素 完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求: (1) 合理地实现所规定的工艺条件 传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性质（密度、黏度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计时要根据这些条件进行热力学和流体力学的计算，使所设计的换热器有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。 (2) 安全可靠 换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国钢制石油化工压力容器设计规定与钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。 (3) 有利于安装、操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设

10、备。设备部件应便于运输与装拆。 (4) 经济合理 评价换热器的最终指标是：在一定的时间内固定费用（设备费、安装费）与操作费（动力费、消耗费、维修费）的总和最小。在设计时，如果几种方案都能完成任务，这一指标尤为重要。在设计换热器时，流体流速是一个很重要的因素。若选取较大流体的流速获得较大的换热系数，传递一定热量所需的换热面积小，可降低设备费，但高流速流体能耗大，操作费高。反之，选取小流速流体，设备费增加，操作费降低。因此，在设计时一定要选取一个合适的流速，使换热器能完成生产任务的前提下总费用降到最小。中小型合成氨厂变换工段湿混合煤气与变换气用列管换热器管程流体速度，一般仅为22.5m/s。三、列

11、管式换热器的设计步骤3.1物料衡算 以每生产一吨氨为计算基准3.1.1净化前组成 每生产一吨氨需半水煤气量为3592标准米，即0，101.3kpa下，V1总=3592m3。0，101.3kpa下，1kmol气体的体积为22.4m37。 表1 各气体的摩尔质量H2COCO2N2CH4H2SO2H2OM（kg/kmol）2.016284428.0216.0334.093218.02 以H2作为典型计算 同理求得其余各组分的y%、ni、m、w%列于表2中 表2 净化前半水煤气的组成H2COCO2N2CH4H2SO2y%36.74 32.588.2721.55 0.35 0.31 0.2 n(kmol

12、)58.915 52.244 13.262 34.557 0.561 0.497 0.321 m(kg)118.773 1462.832 583.528 968.287 8.993 16.94310.272 w%3.747 46.152 18.410 30.549 0.284 0.5350.3233.1.2净化后组成净化过程，半水煤气中只有H2S的量发生变化，且要求H2S的摩尔分率降至0.1%，但其他气体的总的体积量并未发生变化，则有此体积也是在0，101.3kpa下测得，故：以H2为典型计算 同理求得其余各组分的y%、ni、m、w%列于表3中表3 净化后半水煤气的组成H2COCO2N2CH4

13、H2SO2y%36.820 32.6488.28821.5950.3510.100 0.198 n(kmol)58.915 52.244 13.262 34.557 0.561 0.1600.321 m(kg)118.773 1462.832 583.528 968.287 8.993 5.45410.272 w%3.761 46.320 18.477 30.660 0.285 0.1730.3243.1.3混合后组成因为水蒸气和半水煤气的体积比为1:1所以饱和水蒸气的体积 则湿混合气的体积 因为为标准状态（0，101.3KPa）下对应的体积，所以需将其转化为实际状态（150，7.48kgf/

14、）下的体积值。 T3=150+273.15=423.15K P0=101.3KPa T0=273.15K 由PV=nRT可得 反应后生成H2O H2COCO2N2CH4H2SO2H2O总y%18.42416.337 4.147 10.806 0.175 0.0500.100 49.961100.000 n(kmol)58.91552.244 13.26234.557 0.5610.1600.321159.76319.78m(kg)118.7731462.832 583.538968.287 8.9935.45410.272 2878.8756037.014 w%1.956 24.2319.66

15、6 16.039 0.149 0.0900.17047.699 100.000表4 混合气的组成3.1.4变换气组成 变换反应中，CO的转换率为88%，且O2全部消耗。变换炉中主反应：CO + H2O H2 + CO2 （1） 副反应：2H2 + O2 2H2O （2）根据（1）、（2）可知，进入换热器的变换气组成：在变换炉中，O2 完全反应，则有： 变换气中其它组分未发生变化，变换气的总摩尔数：则经过变换炉后，变换气的各组成如表5：表5 变换气的组成 H2COCO2N2CH4H2SO2H2O总y%32.6331.96218.54310.817 0.2040.0500 35.791100.00

16、0 n(kmol)104.2486.26959.23734.557 0.5610.1600114.427319.459m(kg)210.164175.5322606.428968.287 8.9935.4540 2061.9756036.833w%3.4812.90843.17516.0400.1480.090034.158100.000变换气从变换炉出来时： 3.2热量衡算及物性数据3.2.1冷热流体的摩尔流率 1吨： 热流体 冷流体 每年估计天修、中修两个月，年工作日按300天计，年产量为5500吨。5500吨： 热流体 冷流体 3.2.2冷流体的物性参3.2.2.1冷流体的定性温度 t1

17、=150,t2=380,3.2.2.2冷流体的比热3.2.2.2.1常压下，各气体在时的比热13 表6常压下，0t时气体的平均定压热容（kcal/kmol）温度H2COCO2N2CH4O2H2O2006.947.176.936.979.089.418.073006.967.287.017.0510.0010.098.234006.987.387.087.1310.3010.788.38运用内插法，可求得： 同理可得其他气体的定压比热容列于表7中。 表7 各气体在常压，时的平均定压热容（kcal/kmol）H2COCO2N2CH4H2SO2H2OCp(kcal/kmol.)6.9537.0229

18、.8886.9829.8528.5577.2428.174y（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.9613.2.2.2.2常压下，混合气体在时的比热。 3.2.2.2.3将常压下，265时的校正为该温度，733.333KPa下的。表8 各气体组分的临界温度、临界压力9H2COCO2N2CH4H2SO2H2OTc(k)33.2132.9304.2126.2190.6373.2154.6647.3Pc(Mpa)1.2973.4967.3763.3944.6008.9375.04622.05 y（%）18.42416.3374.14710.8060.

19、1750.0500.10049.961查通用热容校正图可得：103.2.2.3冷流体的黏度3.2.2.3.1各气体在时的黏度表9 各气体在时的黏度11H2COCO2N2CH4H2SO2H2O(cp)0.01220.0270.02560.02820.01770.02390.0320.0185 y（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.961M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.02注：133.2.2.4冷流体的导热系数3.2.2.4.1各气体在时的导热系数表10 各气体在时的导热系数11H2

20、COCO2N2CH4H2SO2H2O0.250.03480.0310.03680.06440.03790.03940.04310.29080.04050.03610.04280.07490.04440.04580.0502y（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.961M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.023.2.2.4.2混合气在时的导热系数3.2.2.5冷流体的密度3.2.2.5.1各气体在，P=733.333KPa时的密度表11 各气体在，P=733.333KPa下的密度H2CO

21、CO2N2CH4H2SO2H2Oy（%）18.42416.3374.14710.8060.1750.0500.10049.961M（kg/kmol）2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.020.33044.58927.21164.59252.62735.58745.24482.9535 3.2.2.5.2混合气在,P=733.333KPa时的密度3.2.2.6冷流体的吸热量3.2.2.7冷流体的平均摩尔质量3.2.3热流体的物性参数3.2.3.1热流体的出口温度 设T2=220 T1=470 用内插法求得各气体在时常压下的比热列于表12。表12 用内插法求

22、得各气体在时常压下的比热H2COCO2N2CH4H2SO2H2Oy%32.6331.96218.54310.8170.2040.050035.791Tc(k)33.2132.9304.2126.2190.6373.2154.6647.3Pc(Mpa)1.2973.4967.3763.3944.6008.9375.04622.05Cp(kcal/kmol.)6.9697.08610.1357.041510.40059.7507.3258.2975查通用热容校正图可得：11 所以试差成功，取T2=2203.2.3.2热流体的定性温度 3.2.3.3热流体的比热 3.2.3.4热流体的黏度3.2.3

23、.4.1各气体在时的黏度表13 各气体组分在时的黏度H2COCO2N2CH4H2SO2H2O(Cp)0.01430.03150.02410.03210.02030.02810.03590.0227y(%)32.6331.96218.54310.8170.2040.05035.791M(kg/kmol)2.01628.0044.028.0216.0334.0932.0018.02注：3.2.3.5热流体的导热系数3.2.3.5.1各气体在时的导热系数表14 各气体在时的导热系数11H2COCO2N2CH4H2SO2H2O0.28300.03920.03610.04030.07930.04370.

24、04410.0860.03290.04560.04190.04690.09220.05280.05130.086y（%）32.6331.96218.54310.8170.2040.050035.791M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.023.2.3.5.2变换气在时的导热系数3.2.3.6热流体的密度3.2.3.6.1各气体在，P=705.882KPa时的密度表15 各气体在,P=705.882KPa时的密度H2COCO2N2CH4H2SO2H2Oy（%）32.6331.96218.54310.8170.2040.050.0035.

25、791M（kg/kmol）2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.0018.020.2773.84726.04563.84992.20254.68394.39682.47593.2.2.6.2各气体在时的密度（705.882KPa）3.2.2.7热流体的平均摩尔质量3.2.4冷热流体的物性表表16 冷热流体的物性表摩尔流率导热系数黏度比热Cp平均摩尔质量平均密度定性温度kmol/h冷流体244.2760.05917.850618.87843.0942265热流体244.0310.09888.087118.89642.59633453.3冷热流体的流程安排换热器内流体流

26、程流程安排依据： (1) 粘性大的流体应走壳程，流体在有折流板的壳程流动时，在较低的雷诺数下，即可达湍流，有利于提高传热系数。 (2) 压力高的流体走管程，因为管子直径小，承受压力的能力好，还避免了采用高压壳体和高压密封。 (3) 具有腐蚀性的流体走管程，这样可以用普通材料制造壳体，而管束、管板和封头要采用耐蚀材料。 (4) 蒸汽一般通入壳程，因为这样便于排除冷凝液，而且蒸汽教清洁，其给热系数又与流速关系小。 (5) 需要提高流速以增大其给热系数的流体应当走管内，因为管内截面积小，而且易于采用多管程以增大流速。 (6) 被冷却的流体应走壳程，便于散热。 分析湿混合煤气和变换气的物理化学性质：本

27、次设计任务中，湿混合煤气的压力大于变换气的压力；而且湿混合煤气中水汽处于饱和状态，H2S造成的腐蚀性大，而变换气中水汽处于不饱和状态，故H2S造成的腐蚀性较小；而且变换气是被冷却的流体。 根据上述流程安排依据，综合考虑：冷热流体流程设计为湿混合煤气走管程，变换气走壳程。3.4管壳程数及流体流型的确定 权衡传热和流体输送两方面的得失后，确定为单管程单壳程。 根据冷热流体的流程安排和所设计的管、壳程数（单壳程单管程）确定两流体呈逆流。 设计该换热器逆流操作有两方面原因：在冷热流体进出口温度相同的情况下，逆流的对数 平均传热温差恒大于并流，所需的传热面积比并流时的少，则设备费较低；逆流还可以节省冷却

28、剂或加热剂的用量。3.5传热平均温差的计算 已知 t1=150oC t2=380oC T1=470 oC T2=220oC 因为该换热器是逆流操作，则 t1=T1-t2=470 oC - 380oC =90.000oC t2=T2-T1= 220oC-150oC=70.000oC 3.6估算传热面积表17 列管式换热器K值的大致范围高温流体低温流体总传热系数K（kcal/h） 气体(612atm) 气体(612atm)3060 根据列管式换热器中K值的大致范围，取K=30kcal/h,由传热基本方程式 3.7结构设计3.7.1管程设计-确定换热器规格、管数和布管 初选管程流速 选用252.5冷

29、拔无缝钢管 对于在时的： 对于在时的体积流率： 粗算列管根数： 确定列管在管板上的排列方法为正三角形排列，因为正三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大。 表18 正三角形排列时管板上排管数目六角形的层数a对角线上的管数b不计弓形部分时管子的根数弓形部分管数管板上排管的总数在弓形的第一排在弓形的第二排在弓形的第三排在弓形部分内总管数122546984851713275479266613 表18是正三角形排列时不同层数对应可排列的管子数，当管子排列大于六层（管数超过127根），管束外缘与壳壁之间弓形区域应增排管子。这样既可以充分利用设备空间，又可以防止壳程流体短路旁流，有利于传热。

30、 根据表18确定管数，b=27。 对于正三角形排列，布管限定圆直径表19 换热器中心距换热管外径d0(mm)换热管中心距t(mm)分程隔板槽两侧相邻管中心距tn(mm)253244 式中，为列管束最外层换热管外壁到壳体内壁的最小距离mm，,且不小于10mm。 相应调整，3.7.2设置拉杆 为固定折流板或管子支持板，必须设置带有同心定距管的拉杆（适用于换热器外径大于或等于19mm的管束）。 表20 拉杆直径 表21 拉杆数量换热器外径mm拉杆直径mm2516 拉杆直径mmmmmm 公称直径DN 9001300166由表20和表21，确定拉杆直径为16mm，拉杆数量为6根。拉杆应尽量均匀布置在管束

31、的外边缘，对于大直径的换热器，在布管区内靠近折流板缺口处也应布置适当数量的拉杆。 一般每一根拉杆将占据一根换热管的位置，根据管子排列层数a所对应的管子数，扣除拉杆数，即获得实际的换热管数n。 实际的换热管数根。3.7.3确定管程流速 3.7.4壳程设计3.7.4.1确定换热管长度 前面估算的传热面积 选取标准化L=6000mm 长径比 因为换热器竖放时长径大于6之间，因此所设计换热器为卧式。3.7.4.2管外传热面积的设计值A0 3.7.4.3设置折流板 为加大壳程流体的湍动程度，提高传热系数，还可代替支撑板起的支撑管子作用，当列管长度确定后，有式中 L列管长度，m； h板间距，m； 确定选用

32、圆缺形折流挡板，则弓形高度hd一般为外壳内径的2045%。 取弓形高度 hd=25%，取 一般取板间距h=0.21D， 取h=600mm采用我国标准化的挡板间距，选用600mm板间距，有指导书查得，do=32mm的管子最大。 挡板数3.7.5核算传热面积A3.7.5.1管程对流传热膜系数 在管程定性温度265下，物性数据前面已经求得： m2=2.1710-5Pas M=18.8784 kgkmol-1 m2=5.9110-2wm-1k-1 m2=3.0942kgm-3 Cpm2=（7.85064.187）KJkmol-1K-1= 根据公式：，当流体被加热时，n=0.4 当Re=20001000

33、0时， 3.7.5.2壳程对流传热膜系数 在壳程定性温度345oC下，物性数据前面已经求得： m1=2.3810-5Pas M=18.8964 kgkmol-1 m1=0.0988wm-1K-1 m1=2.5963kgm-3 Cpm=（8.08714.187）KJkmol-1K-1= 假设壁温Tw=335 管子按正三角形排列时，当量直径 流体流过的最大截面积S 当壳程设置有25%的圆缺形挡板： 壁温 当Tw=335oC，查得各组分的黏度如下：表22 各气体在Tw=335oC的黏度H2COCO2N2CH4H2SO2H2O(Cp)0.01410.03400.02850.03150.02000.02

34、720.03500.0281在此温度下，变换气的黏度 因此假设成立，璧温3.7.5.3污垢热阻Ra的确定 由指导书上可知，半水煤气之类气体的污垢热阻可以取为0.0010.002（m2hoCkcal-1），所以选取污垢热阻Ra为0.0015（m2hoCkcal-1）。 管外壁污垢热阻Ra0=0.0015（m2hoCkcal-1） = 管内壁污垢热阻Rai=0.0015（m2hoCkcal-1） = 3.7.5.4管壁热阻 式中：b为管壁厚度，m；为管壁材料的导热系数，；管壁材料为钢，钢的导热系数 3.7.5.5传热系数K0 以列管外表面Ao为基准的传热系数Ko按下式 式中： 3.7.5.6核算传

35、热面积A0按传热基本方程式计算需要的管外传热面积裕度3.8计算阻力压降3.8.1管程阻力损失 流体流经管式换热管时由于流动阻力而产生一定压降，所以换热器设计必须要满足工艺要求的压力降,则用下面公式计算总压将 式中 Pt因摩擦阻力引起的压降 Ft结垢系数，对于252.5mm管，取1.4 NS取壳程数 Np管程数每程直管的压降： 因为轻度腐蚀的无缝钢管，绝对粗糙度=0.2mm。 查摩擦系数与Re及的实验关系图可得：=0.04627每程局部阻力引起的压降（包括回弯和进、出口）又因为设计的管壳程数为单管程单壳程 则管程总压降 Pt=(136.4138+21.8977)111.4=172.2914Pa又

36、因为要求热交换管壳程的压力降小于250mm水柱。 故，即管程压降符合要求的压降范围。3.8.2壳程阻力损失 壳程的流动状态比较复杂，常用埃索法计算： 式中 P1流体横向通过管束的阻力损失 P2流体通过折流挡板缺口的阻力损失 Fs壳程校正系数 Fs =1.0； Ns串联壳程数 Ns=1.0； F管子排列方式对压强的校正系数，正三角排列F=0.5； =5.0Reo-0.228； ； 0壳体流体的密度kg/m； 0壳程流体的黏度Pa.s； d0管外径m； u0按壳程最大截面积计算的流速m/s； nc横过管束中心线的管数； 单程数正三角形排列nc=1.1； n换热器总管数； h折流挡板间距m； D换热

37、器内径m； NB折流挡板数 NB=9； ； ； 则壳程总压降Ps=(P1+P2)FsNs =(1817.3894+441.6392)11 =2259.0816Pa 因为Ps P(250mmH2O)=2451.6Pa，所以壳程压降符合要求的压降范围。3.9计算温差应力，确定热补偿方法3.9.1换热器壁温的计算14 热流体侧的壁温： 冷流体侧的壁温： 一般情况下取 式中： K以换热管外表面积为基准计算的总传热系数，w/()； rdh热流体侧污垢热阻，/w； rdc冷流体侧污垢热阻，/w； Tm,tm分别为热、冷流体的平均温度，； Ti,T0分别为热流体的进、出口温度，； Ti,to分别为冷流体的进

38、、出口温度，； tt管壁温度，；ts壳壁温度，； tm流体的有效平均温差，； 冷流体侧以换热器外表面积为基准计算的给热系数，w/()； 热流体侧以换热器外表面积为基准计算的给热系数，w/()。， ， ， ， 3.9.2圆筒壁温的计算当圆筒外部有良好的保温，或壳程流体温度接近于环境温度，或传热条件使得圆筒壁温接近介质温度时，壳体壁温取壳程流体的平均温度。3.9.3温差应力的计算15 管子或壳体中的温差轴向力： 管子及壳体中的温差应力： 式中：Et,Es分别为管子和壳体材料的弹性模量，MPa； 分别为管子和壳体材料的温度膨胀系数，1/； to安装时的温度，； tt ,ts分别是为操作状态下管壁温度和壳壁温度，。 管子所选材料20，壳体材料为20R。 ， ， ， ， 其中：为列管式换热器外壁的厚度，mm。3.9.4确定