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

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）H23669CH4031CO3207H2S02CO2875O02N21782水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为121饱和水蒸汽后湿混合煤气压力为745KGF/CM2绝；温度为144；要求经热交换器后温度达到378后再进变换炉。3变换率为90变换炉出口变换气温度为480，压力为715KGF/CM2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731物料衡算7311净化前组成7312净化后组成8313混合后组成9314变换气组成1032热量衡算及物性数据11321冷、热流体的摩尔流率11322冷流体的物性参数113221冷流体的定性温度113222冷流体的比热1232221常压下，各气体在261_T时的比热1232222常压下，混合气在时的比热1232223比热的校正123223冷流体的黏度1332231各气体在261_T时的黏度1332232混合气在时的黏度133224冷流体的导热系数1432241各气体在261_T时的导热系数1432242混合气在时的导热系数143225冷流体的密度1432251各气体在261_T时的密度1432252混合气在时的密度153226冷流体的吸热量153227冷流体的平均摩尔质量15323热流体的物性参数153231热流体的出口温度T2153232热流体的定性温度163233热流体的比热163234热流体的黏度1632341各气体在350_T时的黏度1732342变换气在时的黏度173235热流体的导热系数1732351各气体在350_T时的导热系数1732352变换气在时的导热系数173236热流体的密度1832361各气体在350_T时的密度1832362变换气在时的密度183237热流体的平均摩尔质量18324冷、热流体的物性表1833冷热流体的流程安排1934管、壳程数的确定1935传热平均温差的计算1936估算传热面积2037结构设计20371管程设计确定换热管规格、管数和布管20372设置拉杆21373确定管程流速2U22374壳程设计223741确定换热管长度223742管外传热面积的设计值A。223743设置折流板22375核算传热面积A223751管程对流传热膜系数I233752壳程对流传热膜系数。233753污垢热阻RA的确定253754管壁热阻253755传热系数K。253756核算传热面积A。2638计算阻力压降26381管程阻力损失26382壳程阻力损失2739计算温差应力、确定热补偿方法28391换热管壁温的计算28392圆筒壁温的计算29393温差应力的计算30394确定热补偿方法31310设计管箱和接管313101管箱313102接管31311确定换热管与管板连接方法31312化工工艺设计参数汇总32参考文献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。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，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；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2030；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。二热交换器设计的主要因数完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求21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。22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。三列管式换热器的设计步骤31物料衡算以每生产一吨氨为计算基准。311净化前组成每生产一吨氨需半水煤气量为3562标准M3，即0，1013KPA下、V总3562M30，1013KPA下、1KMOL气体的体积为22431N总42总356159018KMOL表1各气体的摩尔质量52HCOCO22N4CHS22OMKG/KMOL20162800440028021603340932002VN3669N159018366958344KMOLM2HM2583442016117622KG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W2H36690583441176223735CO3207050997142791645338CO2875013928612832194584C0310049379030251SH202000318108410344O02000318101760323N2217803463496220730511M总MI1176221427916612832790310841101769622073149497IINMW总WH2273549316同理求出其他组成见表2312净化后的组成该过程中只有H2S变化，从02降至01，则）（）（总总总102013562122VVVSH3458M总此体积也是在0、1013KPA下测得，故KMOLVN8591422总总表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W2H36727583441176223741CO3210250997142791645416CO2876813928612832194924C0310049379030251SH20100015954200172O02000318101760324N2218023463496220730604MI117622142791661283279035420101769622073144056KG313混合气组成124703582121水蒸气总水蒸气VV33M58470总水蒸气总因为总为标准状态（0、1013KPA）下对应的体积，所以需将其转化为实际状态（144、7452/CMKGF）下的体积值。33103315068实总实VTPV则V水蒸气实904455V半水煤气实7537053M由PVNRT可得3总N349291KMOL表4混合气的组成体积分率摩尔分率N（KMOL）M（KG）质量分率W2H16704583441176221789CO1460050997142791621715CO239881392861283293204C0141049379030120SH20046015954200082O00910318101760155N299163463496220714633H54520190432343158552232OHN2总3总2N349291158859190432KMOLM22OHM219043218023431585KG总3I总M2314405634315856575641KG314变换气的组成变换反应中，CO的转化率为90，且O2全部消耗消耗的CO的量CON消509979045897KMOLCOOH22CO1025千卡2HO22反应值CNO原C消50977458975100KMOLOH22原H2生ON2消190432063645897145171KMOL22原2消2生58344063645897103601KMOL2CON2CO原2CO生139284589759825KMOL20KMOL2N2原346344CHN4原0493SHN2S2原01594P715/CMKGF7151013101033701157KPA表5变换气的组成体积分率摩尔分率N（KMOL）M（KG）质量分率W2H296871036012088603178CO146151001428002173CO21714359825263230040050N992434634962207146404CH0141049379030120S20046015954200082O0000OH241598145171261307839757总4NI10360151598253463404930159145171348983KMOL总MI6572568KG32热量衡算及物性数据321冷、热流体的摩尔流率以1吨物料为衡算基准热流体98341KMOLNS总、冷流体2132S总、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HKMOLNS/04352430981冷流体LS/262322冷流体的物性参数3221冷流体的定性温度14T，3782T，2613781421TT；3222冷流体的比热32221常压下，各气体在_T261时比热表6常压下0T时气体的平均定压热容KCAL/KMOL温度/2H2O2NCO24CHO22006947176936979689418073006967287017051000100982340069873870871310301078838由内插法可求出_T261时，常压下各气体的比热见表七。表7各气体在常压，_T261时的平均定压热容KCAL/KMOL2H2O2NCO24CHO2SH2CP6952272371697887018898752983098167605462摩尔分率1670400919916146003988014154520004632222常压下，混合气体在_T261时的比热7IPPMYC2（1670469522701881469875239889830901416978899167237100915452081676）10077456KCAL/KMOL32223将常压下，261时的2PMC校正为该温度下730576KPA下的2PMC表8各气体组分的临界温度，临界压力3KTCMPAC摩尔分率（Y）2H332129716704CO1329349614600CO2304273763988N1262339499164CH190646060141S2373289370046O154650460091H2647322554520CIMCTY（3321670413291463042398812629916190601413732004615460091647354520）10040308KCIMCPY（129716704349614673763988339499164606014189370046504600912255452）1001364MPA查通用热容校正图得2PMC77456015789563223冷流体的黏度32231各气体在_T261时的黏度表9各气体在_T261时的的黏度摩尔分率（Y）2H00128201616704CO00280280014600CO20025044003988N00281280299164CH0017316030141S20023134090046O0032232000091H2001901802545201CP0001PAS32232混合气在_T261时的的黏度3224冷流体的导热系数32241各气体在_T261时的导热系数表10各气体组分在_T261时的导热系数2HCO22N4CH2OH2024800345002940036200640003740038500413028840040100342004210074400435004480048111163计算的时，应用公式其中0011327315K53415K0037432242混合气在_T261时的导热系数3225冷流体在_T261时的密度32251各气体在261时的密度（730576KPA）表11各气体在_T261P730576KPA下的密度2HCO22N4CH2OH2033174607723846102638560952652965由计算上表中的各值式中P730576KPAT53415K32252混合气在_T261P730576KPA下的密度（003317167044067146723839884610991626380141560900465265009129655452）1003103226冷流体吸热量3227冷流体的平均摩尔质量323热流体的物性参数3231热流体的出口温度设220480表12各气体在平均温度T340时常压下的比热2H2O2NCO24CHO2SH2CP6970733070457090101501043583059725摩尔分率29687099241461171430141415980046常压下（69702968770459924709146110151714310435014197250046830541598）1008086KCAL/KMOL34618K1120MPA查通用热容校正图得80860068092又试差成功、取3232热流体的定性温度3233热流体的比热80923234热流体的黏度表13各气体组分在时的黏度摩尔分率（Y）2H00146201629687CO0031828001461CO200295440017143N200325280299244CH0025016030141S20028534090046O0036532000H2002281802415981CP0001PAS32342变换气在时的黏度。3235热流体的导热系数32351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2HCO22N4CH2OH2028100390037004100790049300420083032680045400430004770091900573004480096511163计算的时，应用公式其中0011327315K2731535062315K0049332352变换气在时的导热系数3236热流体的密度32361各气体在时的密度（701157KPA）表15各气体在时的密度（P701157KPA）2HCO22N4CH2OH20272937901595583792821739461444331524392摩尔分率2968714611714399240141004604159832362变换气在时的密度（701157KPA）3237热流体的平均摩尔质量324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/HW/MKPASKCAL/KMOLKG/KMOLKG/M冷流体252266006527895618850310261热流体25204301118809401886525635033冷、热流体的流程安排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。34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。35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144378480220因为该换热器逆流操作，则4803781022201447636估算传热面积表17列管式换热器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K30由传热基本方程式可得37结构设计371管程设计确定换热管规格、管数和布管。初选管程流速2M/S选用的冷拔无缝钢管。对于_T261的有对于_T261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，有利于传热。表18正三角排列时管板上排管数目弓形部分管数六角形的层数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管板上排列的总数N13142729547631910256690613721根据表18确定管数表317换热管中心距TMM换热管外径换热管中心距T分层隔板槽两侧相邻中心距253244372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N67216715根表20拉杆直径，MM换热管外径D。，MM拉杆直径2516表21拉杆数量373确定管程流速374壳程设计3741确定换热管长度3742管外传热面积的设计值A。3743设置折流板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。375核算传热面积A拉杆直径，MM公称直径DN，MM90013001663751管程对流传热膜系数当RE1000PR06160，LD50时当流体被加热时，N04当RE200010000时式中为校正系数，且3752壳程对流传热膜系数当壳程设置有25的圆缺形挡板，RE20001000000时假设壁温正三角形排列时，流体流过的最大截面积又对于时的体积流率壳程流体的流速表22各流体在时的黏度2HCO22N4CH2OH20014600295002710030400194002570033400214在时的变换气的黏度试差成功取壁温对流传热膜系数3753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0001002选取污垢热阻为0015管外壁00151291293754管壁热阻式中B为管壁厚度，M；为管壁材料的导热系数，管壁材料为刚，刚的导热系数管壁热阻3755传热系数以列管外表面积为基准的传热系数式中3756核算传热面积38计算阻力压降381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382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壳程结坜校正系数,对于液体取115，对于气体或者蒸汽取10式中F管子排列方式校正系数,正三角形排列取05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。39计算温差应力，确定热补偿方法。391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392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393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20R,且均为碳素钢；由化工设备机械基础，P246可得394一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310设计管箱和接管3101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