年产5200吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计课程设计任务书.doc

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1、化工原理课程设计任务书 设计题目：年产 5200 吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计一基础数据1.半水煤气的组成（体积%）H 36.69 CH 0.31 CO 32.07 HS 0.2 CO 8.75 O 0.2 N 21.78 2.水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为 1.2:1 ;饱和水蒸汽后湿混合煤气压力为 7.45 kgf/cm(绝)；温度为 144 ；要求经热交换器后温度达到 378 后再进变换炉。 90 % ;变换炉出口变换气温度为 480 ，压力为 7.15 kgf/cm (绝)。4.每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。5.每生产一吨氨需耗半水煤气量为 3562 标

2、准米。6.要求热交换器管、壳程的压力降均小于 250 毫米水柱。二设计范围1.列管热交换器传热面积；2.列管热交换器结构及工艺尺寸；3.绘制列管热交换器结构图。目录摘要 5一概述 6二热交换器设计的主要因素 6三列管式换热器的设计步骤 7 7 .净化前组成7 .净化后组成 8 .混合后组成 9 .变换气组成 10 11 .冷、热流体的摩尔流率 11 .冷流体的物性参数 11 11 12 .2.1.常压下，各气体在时的比热 12 .2.2.常压下，混合气在时的比热 12 12 13 时的黏度13 时的黏度13 14 时的导热系数14 时的导热系数14 14 时的密度14 时的密度15 15 15

3、 .热流体的物性参数15 15 16 16 16 时的黏度 17 时的黏度 17 17 时的导热系数 17 时的导热系数 17 18 时的密度 18 时的密度 18 18 .冷、热流体的物性表 18193.4.管、壳程数的确定19192020 .管程设计确定换热管规格、管数和布管 20 .设置拉杆 21 .确定管程流速 22 .壳程设计 22 22 .2.管外传热面积的设计值A。 22 22 .核算传热面积A22 i23 。23 25 25 .5.传热系数k。 25 .6.核算传热面积A。 26 26 .管程阻力损失26 .壳程阻力损失273.9.计算温差应力、确定热补偿方法 28 .换热管壁

4、温的计算28 .圆筒壁温的计算29 .温差应力的计算30 .确定热补偿方法 3131 .管箱 31 .接管 313132参考文献 33摘要本文设计的是列管式固定管板换热器用于合成氨工艺中CO的变换。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：列管式换热器，CO变换，内插法，试差法。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，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

5、艺设备总重量的；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 6700。按用途分为加热器、冷凝器、冷却器、蒸发器、过热器和废热锅炉；换热器按传热特征可分为直接接触式、蓄热式、间壁式；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。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

6、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清洁且不易结垢的场。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。完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求: 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

7、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。 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。三列管式换热器的设计步骤： 物料衡算以每生产一吨氨为计算基准。 净化前组成 每生产一吨氨需半水煤气量为3562标准m ，即0 ，101.3 kpa下、 V= 3562 m 0 ，101.3 kpa下、1 kmol气体的体积为22.4 n=159.018 kmol表1 各气体的摩尔质量 CO CO M(kg/kmol) 2.016 28.00 44.00 28.02 16.03 34.09 3

8、2.00 : v%=n%=36.69 %36.69%=58.344 kmolm=M2.016=117.622 kg表2 净化前半水煤气的组成体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%CO 32.070 50.997 1427.916 COONm=m = 同理求出其他组成见表2 净化后的组成： 该过程中只有HS变化，从0.2%降至0.1% ，则此体积也是在0、下测得，故：表3净化后的半水煤气组成体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%CO ONm=117.622+1427.916+612.832+7.903+5.420+10.176+962.207=

9、3144.056 kg 混合气组成因为为标准状态（0、）下对应的体积，所以需将其转化为实际状态（144、）下的体积值。 则：V水蒸气实 V半水煤气实由PV=nRT可得：=349.291 kmol表4混合气的组成体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w%COON=59=190.432 kmol=18.02=3431.585 kg=+=3144.056+3431.585=6575.641 kg 变换气的组成变换反应中，CO的转化率为90%，且O 全部消耗.消耗的CO的量：90%=45.897 kmolCO+=+CO+10.25 千卡 2+O2反应值：=45.897=5.100

10、 kmol =+7=145.171 kmol =+=58.344-0.636+45.897=103.601 kmol =+=13.928+45.897=59.825 kmol =0 kmol =34.634 =0.493 =1010.33=701.157 kpa表5 变换气的组成体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w% 29.687 CONO 0 0 0 0=103.601+5.1+59.825+34.634+0.493+0.159+145.171=348.983 kmol=6572.568 kg 热量衡算及物性数据 冷、热流体的摩尔流率 以1吨物料为衡算基准热流体 冷

11、流体 每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计 ，年产量5200吨，则热流体 冷流体 冷流体的物性参数 .1 冷流体的定性温度：，； .2 冷流体的比热 .2.2.1 常压下，各气体在=261时比热表6 常压下0t 时气体的平均定压热容kcal/kmol 温度/ 由内插法可求出=261时，常压下各气体的比热见表七。表7 各气体在常压，=261时的平均定压热容kcal/kmol 摩尔分率 常压下，混合气体在=261时的比热=（）100 56kcal/kmol .2.3 将常压下，261时的校正为该温度下下的表8 各气体组分的临界温度，临界压力 摩尔分率%（y） 33.2 1.297 16.

12、704 CO 132.9 3.496 14.600 CONO=（）100=403.08 K（）100=13.64 Mpa查通用热容校正图得 =+=7.7456+0.15=7.8956 .3 冷流体的黏度 .3.1 各气体在=261时的黏度表9 各气体在=261时的的黏度 摩尔分率%（y） 0.0128 2.016 16.704 CO 0.0280 28.00 14.600 CONOs .3.2 混合气在=261时的的黏度. .4 冷流体的导热系数 .4.1 各气体在=261时的导热系数表10 各气体组分在=261时的导热系数 1 计算的时，应用公式其中=0.0113 =273.15K =534

13、.15 K =0.0374 .4.2 混合气在=261时的导热系数.5 冷流体在=261时的密度.5.1 各气体在=261时的密度（730.576 kpa）表11 各气体在=261.P=730.576 kpa下的密度 由 计算上表中的各值式中：P=730.576 kpa T=534.15 k 混合气在=261.P=730.576 kpa下的密度=（）100.6 冷流体吸热量：.7 冷流体的平均摩尔质量： 热流体的物性参数： .1 热流体的出口温度.设=220 =480 表12 各气体在平均温度T=340时常压下的比热 摩尔分率常压下=（）100=8.086 kcal/kmol=346.18 k

14、=11.20 Mpa查通用热容校正图得： =+=8.086+0.06=8.092 又试差成功、取 .2 热流体的定性温度 .3 热流体的比热 =8.092 .4 热流体的黏度表13 各气体组分在时的黏度 摩尔分率%（y） 0.0146 2.016 29.687 CO 0.0318 28.00 1.461 CONO 0.0365 32.00 0s.4.2 变换气在时的黏度。.5 热流体的导热系数 .5.1 各气体组分在时的导热系数表14 各气体组分在时的导热系数 1 计算的时，应用公式其中=0.0113 =273.15K =273.15+350=623.15 K =0.0493 .5.2 变换气

15、在时的导热系数.6 热流体的密度 .6.1 各气体在时的密度（701.157 kpa）表15 各气体在时的密度（P=701.157 kpa） 摩尔分率 变换气在时的密度（701.157 kpa）.7 热流体的平均摩尔质量 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 平均摩尔质量 平均密度 定性温度 kmol/h w/(mk) pas kcal/kmol kg/kmol kg/m 冷流体 252.266 0.0652 7.8956 18.850 3.10 261热流体 252.043 0.1118 8.0940 18.865 2.56 350 冷、热流体的流程安排

16、换热器内流体流程流程安排依据：(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

17、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：湿混合煤气走管程，变换气走壳程。3.4 管、壳程数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。3.5 传热平均温差的计算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。计算其平均温差：已知 =144 =378 =480 =220 因为该换热器逆流操作，则 =480378=102 =220144=76 3.6 估算传热面积表17 列管式换

18、热器K值大致范围。 高温流体 低温流体 总传热系数k 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=30由传热基本方程式可得： 结构设计 管程设计确定换热管规格、管数和布管。初选管程流速= 2 m/s选用的冷拔无缝钢管。 对于=261的 有：对于=261的体积流率： 粗算列管根数： 确定列管在管板上排列方法为正三角形排列，因为正三角形比较紧凑，管外湍流程度高，传热系数大。表18是正三角形排列时不同层数对应可排列的管数，当管子排列6层（管子数超过127根），管束外缘与壳壁之间弓形区域应增排管子，这样可以充分利用设备空间，又可以防止壳程流体短路旁流，有

19、利于传热。表18 正三角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不计方形部分时的管子跟数弓形部分管数管板上排列的总数n在弓形的第一排在弓形的第二排在弓形的第三排在弓形的第四排13142729547631910256690613721根据表18确定管数表3-17 换热管中心距t(mm)换热管外径 换热管中心距t 分层隔板槽两侧相邻中心距25 32 44 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d。19的管束），由表20可确定拉杆直径为16mm，表21可确定拉杆数量为6根。实际的换热管数n=-6=721-6=715 根表20 拉杆直径，mm换热管外径

20、d。，mm拉杆直径2516表21 拉杆数量 拉杆直径，mm公称直径DN，mm9001300166 确定管程流速 壳程设计 .1 确定换热管长度. .2.管外传热面积的设计值A。.为加大壳程流体的湍流程度，提高传热系数，可在壳程设置折流挡板，折流挡板还可起支撑管子的作用，故可代替支撑板。确定折流挡板为圆缺形。. 核算传热面积A .1. 管程对流传热膜系数.当Re1000.Pr=0.6160，L:d50 时. 当Re=200010000时.式中为校正系数，且 .2. 壳程对流传热膜系数 当壳程设置有25%的圆缺形挡板，Re=20001000000时假设壁温正三角形排列时，流体流过的最大截面积：又对

21、于时的体积流率：壳程流体的流速表22 各流体在时的黏度 在时的变换气的黏度试差成功取壁温 对流传热膜系数 .3.污垢热阻Ra 的确定.半水煤气之类气体的污垢热阻可以取为0.0010.02 管外壁： 式中b为管壁厚度，m；为管壁材料的导热系数，管壁材料为刚，刚的导热系数管壁热阻 以列管外表面积为基准的传热系数.式中： 3.8.计算阻力压降 管程阻力损失管程总阻力损失应是各程直管损失与每程回弯和进出口等局部损失之和，则管程总压降可由下式计算：式中 为管程结垢校正系数，对于直径为的管， 为壳程数，即串联的换热器数 为每壳程的管程数（各管程相同） 为每程直管的压降，可由求得，其中d ,l为管内径和每根

22、管的长度轻度腐蚀的无缝钢管,绝对粗糙度,由 查阅摩擦系数的实验关系图可知每程局部阻力引起的压降(包括回弯和进出口)又设计的管壳程数为单管程单壳程 又要求热交换器管、壳程的压力降小于250mm水柱 即管程压降符合要求的压降范围.壳程阻力损失式中：流体横向通过管束的阻力损失 流体通过拆流档极缺 的阻力损失 式中：F管子排列方式校正系数,正三角形排列取0.5.折流挡板数.为壳程流体的摩擦系数,当500 时 横过管束中心线的管数；单程数正三角形排列：取壳体流体的密度；kg/m壳体流体的黏度；Pash折流挡板间距，900mm； D壳体直径，1000mm； 即壳程压降符合要求的压降范围。3.9.计算温差应

23、力，确定热补偿方法。 换热管壁温的计算.热流体侧的壁温：冷流体侧的壁温：一般情况下取：式中：h热流体侧； C冷流体侧； k以换热管外表面积为基准计算的总传热系数； rd污垢热阻； 分别为热、冷流体的平均温度； 分别为热流体的进、出口温度； 分别为冷流体的进、出口温度； 管壁温度； 壳壁温度； 流体的有效平均温差； 以换热管外表面积为基准计算的给热系数. .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.温差应力的计算.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：管子所选材料20，壳体材料为20

24、R,且均为碳素钢；由化工设备机械基础，P246 可得. . 一般当管束与壳体温差大于50需采用一定热补偿装置。不需采用热补偿装置.3.10.设计管箱和接管 .管箱换热器管内流体进出口的空间称为管箱。管箱结构应便于装卸，因为清洗、检修管子时需要拆下管箱。管箱的作用是将管道输送来的流体均匀分布到每个传热管和把管内流体汇集在一起送出换热器。因为采用的是固定管板式换热器，所以采用与管板制成一体的固定管板管箱，设计温度为378，设计压力为，材料为20R。公称直径DN=1000mm，=8mm，长度=.接管接管应尽量沿换热器的径向或轴向设置，接管内表面宜与壳体内表面平齐，接管与外部管线可采用焊接连接，当设计

25、温度高于300时，必须采用整体法兰。进出口料管：的热轧无缝钢管，材料为20.排气口、排液口接管：的冷轧无缝钢管，材料20.3.11.确定换热管与管板连接方法.换热管与管板的连接方法通常采用的是胀接法和焊接法。焊接法可采用与压力在以上或温度高于300的系统。同时由于焊接工艺比胀管工艺简单，故有被优先采用的趋势。因为换热管的设计温度为，所以采用焊接法。3.12 化工工艺设计参数汇总：表22 换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程摩尔流率/进口温度/144480出口温度/378220压力/kgf物性数据定性温度/261350密度/比热容/kcalkmol粘度/导热率/WmK换热器主要参数形式固定管

26、板式台数1壳体内径 Di/mm1000壳程数1管内径/mm20管间距 t/mm32管长 L/mm4500管排列形式正三角实际换热管数721折流板数/块4管外传热面积/折流板间距/mm900管程数1拉杆数量6主要计算管程壳程流速/对流传热膜系/ /污垢热阻/1010阻力压降/pa热流量/裕度/%【高效换热器】参考文献：1 谭天恩,窦梅,周明华等.化工原理(第三版)上册M.化学工业出版社.2006.4.2 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计M.天津大学出版社,2002.46-58.3 陈钟秀,顾飞燕,胡望明等.化工热力学(第二版)M. 化学工业出版社.2001.6.4 国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册(第二版)M.化学工艺出版社,1986.12.5 国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册(第二版)M.化学工艺出版社,2001.2.6 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册(第三版)M.化学工业出版社.2002.8.7 孙礼运.化工原理课程设计指导书M.化工原理教研室.2004.8 GB151-1999,管壳式换热器S.中国标准出版社.1999.02.9 顾芳珍,陈国恒.化工设备设计基础M.天津:天津大学出版社,1994.141-143.