毕业设计（论文）-2000kgh天然气蒸汽锅炉余热回收系统的设计与开发.doc

本 科 毕 业 设 计 第 45 页 共 45 页1 引言天然气作为一种绿色燃料,将越来越多地被广泛应用。由于天然气中杂质含量很少,基本不存在磨损和结渣问题,可以大幅度地提高受热面的烟气流速,从而提高锅炉的整体效率。一般来说,现在保温较好的天然气锅炉的效率已经可以达到90 %左右。虽然锅炉效率已经很高,但是由于天然气的价格昂贵(大约是轻油的1. 5 倍、煤的5 倍) ,所以如何进一步提高天然气锅炉效率仍然很有必要。采用常规的锅炉设计技术,2t/ h以下的锅炉排烟温度接近300 ,10t/ h 以下的锅炉排烟在240 左右,而20t/ h的锅炉排烟温度也高达200 ,因此,排烟热损失是降低锅炉效率的主要因素。此外,由于天然气燃料含氢量大,每产生10 104kcal 的热量大约可以生成18kg水蒸气,比燃煤锅炉多2 倍,比重油锅炉多46 %左右。常压下水的汽化温度是100 ,而各种型号的天然气锅炉其排烟温度都在200 以上,因此大量的水蒸气随烟气排入大气,对其加以回收利用也可提高锅炉的热效率。与此同时,水蒸气的凝结液吸收烟气中的部分酸性气体,起到环保作用。在以下设计中先对天然气燃烧进行计算，计算出降低不同烟气出口温度下回收的烟气余热及提高的锅炉效率。然后选择余热回收换热器进行换热器结构设计和计算。最后用化工流程模拟软件Simsci ProII软件对换热过程进行模拟机设计优化。2 燃烧计算2.1完全燃烧状态下空气和烟气量及焓的计算以下计算未有特殊说明，均为在标准状况下的计算，并且气体为理想气体。2.1.1理论空气量V0V0=0.04760.5CO+0.5H2+1.5H2S+(m+n/4)CmHn-O2 =0.04760.50+0.50+1.51.910-4+295.502+3.51.810+50.255+(0.038+0.039) 6.5+(0.016+0.008+0.002) 8+60.031-0 =0.0476199.509 =9.497m3/m32.1.2 过量空气系数，查表2.1取1.12表2.1 不同燃料过量空气系数的选择燃料固体燃料煤粉液体燃料气体燃料过量空气系数1.31.71.21.251.11.31.051.22.1.3 理论烟气量理论N2的体积=理论空气量N2+燃料本身N2 =0.799.497+0.010.183 =7.504m3/m3三原子气体的体积 =0.01 =1.028m3/m3理论水蒸气体积 =2.133m3/m3式中 dw干燃气中湿度（g/m2）。理论烟气量 =10.665 m3/m32.1.4 实际烟气量（1）不计天然气所带水分进入锅炉燃烧，以干天然气为基础计算。实际水蒸气体积= +0.0161 =2.133+0.0161（1.12-1）9.497 =2.151 m3/m3实际烟气体积 =1.028+7.504+2.151+(1.12-1) 9.4971.161 =11.97 m3/m3实际N2体积 =0.791.129.497+0.010.183 =8.405 m3/m3过量O2体积 =0.21(1.21-1) 9.497 =0.239 m3/m3实际烟气质量 =0.011.962.335+1.521.910-4 +1.250.183+0+0+0+0.176 95.502+1.3421.810+1.9680.255+0.0772.594+0.0263.22+3.2160.031+0+1.3061.129.497 =0.0176.786+13.891 =14.659kg/m3（2）以湿天然气为基础计算天然气在进入锅炉时为湿天然气，且相对湿度=80%，则实际水蒸气体积=2.151+0.25=2.401 m3/m3；烟气总体积Vg=11.97+0.25=12.22 m3/m3；2.1.5 天然气消耗量供给自来水温度t=20时，由水及水蒸气性质表得，=83.865kJ/kg天然气燃烧放热，水吸收热量生成蒸汽。在P=0.8Mpa时，饱和水温度为ts=165.04，=2760.225kJ/kg则锅炉工作实际有效吸收热量以天然气低位热值为基础，Qr=36000kJ/m3则天然气流量=148.69m3/h2.1.6 产生烟气流量由以上计算得出消耗1m3天然气，产生12.22m3烟气则产生烟气流量为2.2 水蒸气量计算由于三原子气体，水蒸气对炉内辐射换热具有明显的影响，在进行燃烧产物计算时，还需计算RO2,H2O的容积份额，分压力。三原子气体体积份额水蒸气体积份额则三原子气体体积=+=0.196+0.082=0.278烟道内烟气压力P=0.1106+300=100300Pa则水蒸气分压P0=P=0.196100300=19.659kPa从而根据水蒸汽分压查水及水蒸气性质表得烟道内水蒸气冷凝露点温度t=59.34，对应汽化潜热=2360.22kJ/kg以上计算结果见表2.2。2.3烟气焓计算理论烟气焓 =1.028+7.504+2.133CCO2,CN2,CH2OCO2,N2,H2O在0.101mpa压力下由0至t的平均体积热容；，CO2,N2,H2O在温度为t时的体积热焓。理论空气焓湿空气在温度为t时的烟气焓。过量空气焓ha=(-1) =(1.12-1)=0.12由上式代入不同温度的焓值得到烟气焓，见下表2.3。表2.2 天然气的计算成分结果表名称单位结果理论空气量Nm3/Nm39.29理论水蒸气体积分数Nm3/Nm32.1理论氮气体积Nm3/Nm37.35RO2体积分数Nm3/Nm31.00平均过量空气系数1.05实际水蒸气体积Nm3/Nm32.105烟气总体积Nm3/Nm310.92RO2体积分数0.09H2O体积分数0.1928三原子气体体积0.28标准状态下密度Kg/Nm31.24露点59.3潜热KJ/Kg2360.2高品位热量KJ/Nm338876低品位热量KJ/Nm335505表2.3 不同温度下烟气焓温度（）20253035405060100理论烟气焓294.472368.091441.709515.327588.945736.181883.4171472.3632.4回收热量计算2.4.1显热回收以烟气出口温度为180时对应的焓值为基准计算不同烟气出口温度下回收的显热（取外界空气温度tk=20）。而由上式计算理论烟气焓得t=100时，=1472.363 kJ/kg；t=200时，=2969.629kJ/kg,则差值法得t=180时，=2670.176 kJ/kg。而烟气焓其中（1）飞灰焓hfh可忽略，近似为0。（2）标准状况下理论空气焓由表4.29查得，当t=0时，=1.3118kJ/(m3. );当t=100时，=1.3243 kJ/(m3. )，从而差值得不同出口烟气温度下值以及烟气焓值，回收显热热量见表2.4。表2.4 回收显热量温度202530354050601001401.3141.3151.3161.3161.3171.3181.3191.3241.326烟气焓329.809412.261494.714577.166659.618824.523989.4271502.5482101.488回收显热2307.6202288.1682205.7152123.2632040.8111875.9061711.0021197.881598.9412.4.2潜热回收在水蒸气分压下，查水及水蒸气物理性质表得=0.168kg/m3 ，则原天然气代入水量m=v=0.01680.25=4.210-3kg。查水及水蒸气性质表，由不同温度下水蒸气分压对应的饱和蒸汽分压，得水在不同温度下的冷凝量，从而得到回收的潜热及提高的效率见表2.5。表2.5 不同温度回收热量及提高的效率温度()20253035405060100140平均汽化潜热(kJ/m3)2232.012226.122220.222214.272208.332196.32冷凝量(kg)1.881.781.651.481.270.68回收潜热(kJ/m3)4196.183962.53663.363277.122804.581493.50回收总热量(kJ/m3)6566.806250.675869.085400.3848454.393369.411711.001197.88598.94提高的效率（%）18.2417.3616.3015.0013.469.364.753.331.663 锅炉热平衡热力计算锅炉系统的热平衡计算，是为了保证送入锅炉机组的热量与有效利用热及各项热损失 的总和相平衡，并在此基础上计算出锅炉机组的热效率和燃料的消耗量。热平衡计算是在锅炉机组处于稳定的热力工况下进行的。对燃气锅炉，一般以标准状态下1m3气体燃料为基础计算。锅炉机组热平衡方程的普遍形式为Qr=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Q6式中 Qr进入锅炉系统的热量；Q1锅炉系统的有效利用的热量；Q2排烟带走的热量；Q3气体不完全燃烧（又称化学不完全燃烧）损失的热量；Q4固体不完全燃烧（又称机械不完全燃烧）损失的热量；Q5锅炉系统向周围空气损失的热量；Q6燃料中灰、渣带走的热量。对气体燃料，上式各热量值均相对于1m3燃气，单位为kJ/m3。因为气体燃料含灰量很小，Q6可以忽略。同时，气体燃料燃烧时，一般没有固体不完全燃烧现象，即Q4=0。因此，燃气锅炉的热平衡方程可简化为：Qr=Q1+Q2+Q3+Q5如各项热量用其占输入热量的百分数表示，则热平衡方程可表示为：q1+q2+q3+q4+q5+q6=100%式中 ，其中Qi为每一项热量。q1锅炉系统的有效利用率，%；q2排烟热损失，%；q3气体不完全燃烧热损失，%；q4机械不完全燃烧热损失，%；q5散热损失，%；q6燃料物理热损失，%。3.1 锅炉输入热量相应于1m3燃气送入锅炉系统的热量Qr（kJ/m3）是锅炉范围以外输入的热量，可按下式计算：Qr=Hl+ir+Qwl式中 Hl燃气的低位值。kJ/m3；Qwl用锅炉系统以外的热量加热送入锅炉的空气时，相应于每立方米燃气所具有的热量，kJ/m3；ir燃气的物理显热，KJ/m3;用锅炉系统以外的热量加热空气时，随着这些空气带入锅炉（进入空气预热器或直接进入锅炉炉膛）的热量，计算式为Qwl=式中 进入锅炉系统的空气量与理论空气量之比，若没有空气预热器，可用空气系数代替；按理论空气量计算的进入锅炉系统空气的焓，kJ/m3；按理论空气量计算的冷空气的焓，kJ/m3,在没有规定时，冷空气温度可取30。设计中空气未经过预热而进入锅炉，所以Qwl=0。1m3燃气送入锅炉系统的热量Qr=Hl=36000 kJ/m33.2 锅炉的排烟热损失在燃气锅炉中最主要的损失是排烟热损失q2，它决定于排烟温度和排烟量。对于一定的燃料，排烟量决定于空气系数的大小，而空气系数又是和燃烧状况直接关系的。排烟热损失q2可用锅炉机组的排烟和冷空气的焓差计算式中 Ipy在排烟空气系数及排烟温度下，相应于燃烧1m3燃气所排烟的焓，kJ/m3；排烟的空气系数；Ilk0在送入锅炉的空气温度下，1m3燃气所需要的理论空气焓，kJ/m3。Ipy、Ilk0可由烟气和空气的焓温表查得：Ilk0=494.714 kJ/m3；Ipy=2700.429 kJ/m3。=1.12带入公式得：%。从上式中可以看出，排烟热损失随排烟温度的升高和空气系数的增大而增加。在一般锅炉中，这项损失时所有排烟损失中最大的一项。对燃气锅炉来讲，一般情况下q2小于11%。在不同的排烟空气系数和不同的排烟温度下，假定冷空气温度30，估算排烟损失见下表3.1。表3.1 不同排烟温度下的排烟热损失排烟空气系数排烟温度（）排烟损失q2（%）1.151505.541.151806.881.301506.171.301807.673.3 气体不完全燃烧热损失气体不完全燃烧热损失q3系指排烟中未完全燃烧或燃尽的可燃气体（如CO、H2、CH4等）所带走的热量占送入锅炉输入热的份额。在设计计算时，对燃用天然气、油田伴生气和焦炉煤气的锅炉，可取q3=0.2%；对燃用高炉煤气的高炉，取q3=1%。对运行中的燃气锅炉，可以用下列经验公式计算气体不完全燃烧热损失：式中 CO、H2、CH4烟气中未完全燃烧气体的容积成分。气体不完全燃烧热损失的大小主要取决于燃烧成分、炉膛空气系数、所用燃烧器、燃烧器与炉膛匹配是否适当以及运行操作是否合理。利用烟气分析的结果，可以得到此项热损失。由于设计中假定的为完全燃烧，故该项为零。3.4 散热损失散热损失q5是指锅炉围护结构和锅炉机组范围内的汽、水管道以及烟风道等，受外部大气对流冷却和向外热辐射所散失的热量。它与周围大气的温度（露天布置时的室外温度、室内布置时的室内温度）、风速、围护结构的保温情况以及散热表面积的大小、形状等有关，同时还与锅炉的额定容量和运行负荷的大小有关，一般根据经验数据和近似计算的方法确定。对于额定容量D2t/h的快装锅炉，可按下式计算散热损失q5 式中 F锅炉的散热表面积，m2； B燃料消耗量，m3/s； Qr送入锅炉系统的热量，kJ/m3。上式是按每平方米炉墙表面积0.465kW来计算的，只适合小型锅炉。B=148.69 m3/h=0.0413 m3/sQr=36000 kJ/m3 %。3.5 锅炉有效利用热供给自来水温度t=20时，由水及水蒸气性质表得，=83.865kJ/kg天然气燃烧放热，水吸收热量生成蒸汽。在P=0.8Mpa时，饱和水温度为ts=165.04，=2760.225kJ/kg则锅炉有效利用热量3.6 锅炉热效率锅炉的热效率为 =100-（5.96+0+0+0.85+0） =93.19%4 热管换热器在化工等生产领域中最常用的换热器类型有管壳式换热器，折流杆换热器，翅片管式换热器，板式换热器，螺旋板式换热器以及其他非金属换热器。综合各种换热器的换热效率，结构等因素，可以选用热管式换热器和列管式换热器，两种换热器具有各自的优点，一下设计经过计算对比两种换热器，得出最适合此次天然气蒸汽锅炉余热回收系统的换热器类型及设计。4.1 热管基础介绍热管用于气液换热可以用到废热锅炉上，热管式废热锅炉具有某些特点，达是因为每根热管是独立的换热元体而不象通常废热锅炉各回流管与管箱联在一起。这样各别热管损坏，不引起系统泄漏，因此对锅炉的运行影响不大。每根热管可以从锅炉的压力容器上拆卸，便于检修，热管废热铝炉可以做得十分紧凑。 在能源紧张的今天，很多应用电加热的设备改用蒸汽或热水加热，因此热管废热锅炉是有竞争能力的，可以用在冶炼炉、焚烧炉和其它工业排气的废热回收，产生一定压力的蒸汽。图4.1 热管式余热回收锅炉热管废热锅炉的热管通常用钢管制作，热气直接流过的热管蒸发段外表面有翅片，翅片用缠绕或镶嵌方法加工制造，对热气温度高的情况，用高频焊或直接挤压方法加工出翅片。管芯可以是光管或周向概热管中间焊一带螺纹的热套热管就螺紧在压力容器的隔板上，热套还起到隔开热管向承压隔板的高热流密度传热的作用，热管两端轴向是可以自由膨胀收缩的，达就大大减小了不希望出现的热应力，热套做的长些以减少水中管连接处的缝隙腐蚀。综上可以总结出热管换热器具有以下优点：1传热系数大，尤其是对气气型换热。2传热温差大。3在相同换热量的情况下，比其他任何一种换热器都具有较大的换热面积。4. 各个热管有较好的可换性。5. 加热段和冷却段的面积可以人为的调节，因而有较强的抗露点腐蚀的能力。6. 传热面积和管排数易于增减。7. 冷热流体换热全在管外进行，表面积灰尘易于清除。4.2 热管工作原理热管的传热原理：流体在热管中的一端沸腾而在另一端凝结，用这种方式传递热量。如图4.2所示，凝结下来的液体，则在毛细力的作用下通过芯网回输到沸腾去。液体在芯网结构的毛细力作用下进行流动图4.2 热管工作原理图热量输入热量输出液体在芯网结构的毛细力作用下进行流动蒸发区凝结区芯网蒸汽热管换热器是把热管元件置于欲取出输入热量的两介质形成一体的换热器中，其特点是小温差下船体大热流；以高热流密度吸收热量，经过热管面以低热流密度传过去；可作为温度控制装置使用，通过一定的措施，使热管在近于恒温下工作；使它在需要时才传热，并只在一个方向传递热量。鉴于上述特点，在余热回收利用方面将大有作为。由于热管是靠工质图4.3 毛细管作用相变进行热量的中间传递，热段与冷段内工质的温差很小。而且相变潜热很大，因此，热管相当于一个导热能力很强的导热体，远远超过金属棒的导热能力。例如，对直径为12.5mm、长度为300mm的热管，与相同尺寸的铜棒相比，当从一端向另一端传到的热流量均为100w时，热管两端的温差只有12，而铜棒两端的温差达600左右，这说明热管的导热能力是铜棒的数百倍。热管的另一个特点是工质的循环不需要靠泵来推动，而是靠毛细管作用或重力作用。而对热媒换热器来说，热媒循环传输热量时，工质泵是必须的。液芯的毛细管作用原理如图4.3所示。当工种作液体渗入液芯的毛细孔时，由于表面张力的作用，在毛细管内将形成一个弯月面。根据图4.4的毛细管的力平衡，如果毛细管内液柱不升高，则液面上的蒸汽压力Pq必须大于Py，压力P的平衡关系式为即 式中 表面张力，N/m; 毛细孔半径，m； 液面接触角。此压差是热管内工质循环的动力。热管内工质的循环过程如图4.4所示。图4.4b表示工质蒸气流量m沿热管长度方向的变化。在蒸发段，蒸气量不断增加；绝热段蒸气量保持不变；冷凝段由于蒸气逐渐冷凝，直至全部冷凝成液体。图4.4a表示管内蒸气压力Pq及液体压力Py的变化。在蒸发段，由于液体蒸发而使气、液界面在液芯表面向内收缩成弯月面，因而蒸气与液体之间产生式所示的压差Pq蒸气在向冷凝段流动时，由于流动阻力，蒸气压力Pq将有所减小。流至冷凝段时，由于蒸气逐步冷凝而流速降低，动压减小，静压入又略有回升。蒸气流动总阻力为P图4.4 热管内的压力分布(a) 蒸汽及液体的压力分（b）蒸汽流量变化q。在冷凝段，由于蒸气冷凝，致使液面淹没液芯表面，毛细管力不起作用，在冷凝段端部的蒸气压力与液体压力相等。因此，冷凝段的液体压力将高于蒸发段中液体压力，靠此压差P最为工质循环的动力，与流动阻力的平衡关系式可写为：式中 g蒸发段与冷凝段的几何静压差，对水平管，g=0；对重力式热管，由于冷凝段高于蒸发段，g为负，成为循环的动力。根据上述平衡关系式和阻力与工质流量的关系，可以估算出工质的循环量，从而计算出每根热管可能传递的热量。在一般情况下，蒸气流速不高，蒸气流动阻力Pq忽略，并设热管为水平放置，g=0 。液芯内流动阻力可按Darcy给出的公式估算：式中 m热管内工质的循环量，kg/s； 液体的粘性系数，kg/m； 液体的密度，kg/m3； L热管的有效长度，m；A液芯的液体流通面积，m2；K液芯的渗透率，m2。进而根据以上各式计算工质的循环量为如果工质的气化潜热为h，并且，管芯具有完全湿润档（cos=1）， 则每根热管沿轴向能够传递的热量为由于工质的气化潜热大，每根直径为50mm的热管的热量输送能力可大至56kW，直径为25mm的热管的热量输送能力为23kW。式中右侧的第一项是取决于管芯结构及热管几何尺寸的参数。管芯的毛细孔小(r小)，渗透率高(K大)，越有利于热量传递。第二项是取决于工质液态特性的参数，称为工质热输送能力指数M。在选择热管的工质时，要尽可能选择指数M较大的物质。在室温到200以下的范围，水是最好的一种工质。4.3 热管材质构成热管的管壳、管芯的材质的选择，与热管的工作温度范围、管内工质的工作压力以及管壳与工作液的相容性(不相互作用)有关。管壳要承受一定的压力。工作压力为工质温度对应的饱和压力。例如，以水为工质的热管，当管内温度为250时，相应的压力达4MPa。此外，要求管壳的热阻小，价格便宜。 管芯材料的选择，要考虑到与工质相容，热阻小，液体渗透性好。一般与管壳采用相同材质。钢材除了在低温下不能与氨组合，在高温时不能与液态金属组合外，几乎对所有的工作液都适合。而且，铜的导热性能和加工性能都较好，所以，铜广泛地用作热管的管壳和管芯。而且，铜对不合氧和不含电解质的水来说，也几乎不会发生化学反应，所以对中温热管，以采用水铜热管最为适宜。但是，我国铜材较少，价格较贵，可考虑采用钢铜复合管。4.4 热管工作液体对热管工作液体的要求，除热输送能力要大(潜热大、热导率高、粘性小、表面张力大等)以外，还要求热稳定性好，与吸液芯及壳体材料有良好的相容性，工作温度下的蒸气压力不宜过高。5 热管换热器结构设计由表热管换热器中热管常用工质、管材及温度范围查表8，在温度范围为5230之间，选用水作为工作介质，并选材为碳钢，在烟气侧加肋片，增加传热效率；水侧为光管。5.1 已知条件天然气流量 产生烟气流量 ；烟气进口温度，烟气出口温度；假设冷却水流量Q2=2200kg/h ,水进口温度，水出口温度；烟气密度=，则烟气质量流量M1=Q1=1816.9921.24=2253.07kg/h；在烟气平均温度 下，烟气比热容Cp1=1.28kJ/(kg/K)，则回收热负荷Q=M1 Cp1/3600=2253.071.28(180-50)/3600=104.14kw;由水及水蒸气性质表查得20水的比热容Cp=4.217 kJ/(kg/K)，则水出口温度5.2基本选择5.2.1工质选择管内估计：烟气入口处，对于水作为换热介质，取n=3，则；烟气出口处，故对于温度工作范围为5230，选用水作为工作介质是合适的。5.2.2管材选择考虑管材与换热介质相容性，以及热管管材成本，选用碳钢镀层管座管壳。5.2.3放置形式和芯结构的选择考虑烟道水平布置，故热管采用立式放置，直接采用重力式无芯热管。5.2.4管结构形式和扩张表面的选择管径的选择：由音速极限确定所需的直径取声速极限的传热热量Qe=3kw，在Tv=27.5启动时故 由携带极限确定所需要的直径此处携带极限的传热热量Qe=3kw，在Tv=91启动时故 =0.0155m=15.5mm为了安全起见，最后选定管内径di=20mm。管壳厚度计算由式 式中，水钢热管换热的许用压力Pv=28.5kN/cm2。由对应的许用温度230，选取管壳最大应力而故为了安全起见，取S=1.5mm管壳外径dj=di+2S=20+21.5=23mm烟气侧采用翅片管，而在水侧采用光管，最后选定的尺寸见表5.1。考虑烟气的腐蚀性，翅片加厚。翅片比=（加翅片后表面积）/(原光管表面积) =表5.1 热管尺寸表光管外径d0光管内径di翅片外径df翅片高度H翅片厚度翅片间隙Y翅片比23mm20mm48mm12.5mm0.8mm6mm6.565.3 估算和结构设计5.3.1 入口质量流量的选择选用烟气侧迎风面积A=900900mm，水侧质量流速：，此处取水的速度：。5.3.2 加热段和冷却段长度的选择由表5.2,选取传热系数。烟气侧K1=40=406.56=262.4;水侧则L径=而热流体温度Tmax=180Tv(热管工作温度)，故不需要计算热管安全长度比。表5.2 换热过程的传热系数外部换热特点从管外到管内的传热系数K1(K2)气体在翅片管外对流40w/m2水在管外对流20003000 w/m2有机液体在管外对流5001000w/m25.3.3 烟气侧迎风面积和第一排管的传热面积迎风面宽度取为0.9m，则迎风面积：A1=0.90.9=0.81m2最后选取热管的长度尺寸如下：加热段长度：L1=800mm冷却段长度：L2=280mm传热段长度：L0=100mm总长度L= L1+ L2+ L0=0.8+0.28+0.1=1.18m实际长度比：实际迎风面积A1=0.90.8=0.72m2实际迎风面积质量流速取管间距S1=60mm第一排管子根数，取15根。第一排管传热面积5.3.4 传热系数K0的选择由表5.3并考虑污垢热阻的影响，取K0=1305.3.5 计算对数平均温差烟气：180 50；水：60.41 20，逆流换热；则，对数平均温差表5.3 不同传热过程的污垢热阻 气体质量流速气体传热系数2345气侧翅化比4050607051401702002301025030034038016340400450490204203805305805.3.6 估算传热面积5.3.7 管子根数及排数管子根数根考虑设计余量，选取n=225根。热管叉排以后，气流扰动度大，温度边界层薄，抉热充分，叉徘时的换热能力比顺排时高1020%，而且积灰少，但流动阻力较大，约是顺排时的1.61.8倍。在压降允许的条件下，应优先采用叉排形式，这样可以减少热管的根数和排数，减轻热管式换热器的重量，减小换热器的体积。因此热管选择转角正三角形叉排排列，每排15根，则总排数为N=225/15=15排实际传热面积为每根管传热量5.3.8 水侧管程选择每管程所需流通面积选取每1排管作为一个水流动的管程，即在水边分15个管程，每个管程的流通面积为（0.06-0.023）0.28=0.01m2水的实际质量流速5.4 精确计算5.4.1 中点温度及烟气和水的物性参数烟气侧平均温度，在此温度下查烟气物理性质参数得：密度=1.24kg/m3，比热Cp1=1.28,导热系数，粘度，普朗特数。水侧平均温度 ，在此温度下查水物理性质参数得：密度，比热容Cp2=4.174kJ/kg导热系数粘度普朗特数5.4.2 烟气侧管外放热系数计算烟气侧最小流通面积Amin=A1-0.80.02310- =0.72-0.184-0.0235 =0.512m2故烟气最大流速由此计算翅片外表面烟气侧的放热系数 =0.1378 =31.125W/m2此处取翅片效率5.4.3 水侧放热系数 最小流通面积 则最大的水质量流速 由此计算冷凝段水绕流光管的放热系数： =0.33 =0.3327.52247.9531.53 =666.348W/m25.4.4 管壁热阻钢管导热系数 则/w5.4.5 传热系数 = =5.76210-3+0.035710-3+0.10210-3+4.29210-3+0.001 =0.0112m2/W 则K0=89.29W/m25.5 换热器结构设计取水流速度v=0.2m/s,水流体积流速V=则接口管径查取国家标准公称口径，取接管公称直径d0=70mm，外径D=75.5mm，管壁厚最终确定的热管结构及尺寸见附图纸。结构示意图见下图5.1。图5.1 气液热管换热器机构6 列管式换热器列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质 ，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。 列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有：固定管板式换热器，浮头式换热器，填料函式换热器，U型管式换热器。列管换热器是目前化工生产中应用最广的换热设备，它主要优点是单位体积具有的换热面积大，传热效果好，结构简单、操作弹性大。同时它还可用几种材料制造、适用性广。因此，在高温，高压和大型装置上被广泛应用。由以上介绍可以看出列管换热器的主要特点： 1耐腐蚀性：聚丙烯具有优良的耐化学品性，对于无机化合物，不论酸，碱、盐溶液，除强氧化性物料外，几乎直到100都对其无破坏作用，对几乎所有溶剂在室温下均不溶解，一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。2耐温性：聚丙烯塑料熔点为164-174，因此一般使用温度可达110-125。3无毒性：不结垢，不污染介质，也可用于食品工业。4重量轻：对设备安装维修极为方便。6.1 列管式换热器换热计算6.1.1 换热器型式的选择 选择换热器的型式应根据操作温度、操作压力，冷、热两流体的温度差，腐蚀性、结垢情况和检修清洗等因素进行综合考虑。在此次设计中，两流体水和烟气的温度差较小，又较清洁，不需经常检修，可选结构较简单的固定管板式换热器。否则，可考虑选择浮头式换热器。从经济角度看，只要工艺条件允许，一般优先选用固定管板式换热器。6.1.2流体流人空间的选择在列管式换热器设计中，哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程，需要合理安排，一般考虑一下原则：1.不清洁或易结垢的流体宜走便于清洗的侧，如对固定管板式换热器宜走管程；对U形管式换热器宜走壳程。2.腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管子同时受到腐蚀。3.压力高的流体宜走管程，因管子直径较小，承压能力强，也避免采用耐压的壳体。4.需要提高流速以增大其传热膜系数的流体宜走管程，因管程流通截面积一般较小且易于采用多程结构以提高流速。5.与周围环境温度相差较大的流体宜走管程，可减少热量(或冷量)的损失。6.饱和蒸汽宜走壳程，便于排除冷凝水。7.若两流体的温差较大，对于刚性结构的换热器，传热膜系数大的流体宜走壳程，因壁温接近于传热膜系数大的流体温度，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。8.枯度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程流动时，其流速和流向不断变化，在较低的雷诺数(Re100)下，即可达到湍流，可提高传热效果。上述原则有时互相矛盾，在实际选择时往往不能同时满足，应抓住主要矛盾，视具体情况而定。在此次设计中，两种换热介质为高温烟气和冷却水，烟气中会有冷凝水生成排出，且具有一定的腐蚀性；可以通过变化水流速度改变传热效果，且较清洁。因此选族水走管程，烟气走壳程。6.1.3 流向的选择流向有并流、逆流、错流和折流四种基本类型。在流体的进、出口温度相同的情况下，逆流的平均温度差大于其他流向的平均温度差，所以，若工艺上无特殊要求，一般采用逆流操作。但在换热器设计中有时为了有效地增加传热系数或使换热器结构合理，也常采用多程结构，这时采用折流将比采用逆流更为有利。此次设计中因实际情况，烟道布置和水流流向交错，因此为提高换热效果，流体采用错流。6.1.4 流体流速选择流速的大小影响到传热系数、流体阻力及换热器结构等方面。增加流速，可加大传热膜系数，减少污垢的形成，使传热系数增大。但流速增加，流体阻力增大，使动力消耗增加。另外，选择高的流速使管子数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管于或增加程数。管子太长不易清洗，单程变为多程会使平均温度差下降。因此，适宜的流速应权衡各方面因素进行选择。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。一下计算出在选定的管中流体保证湍流的最小流速，并选取合适值设计计算。取水的平均温度t=40，查水的物性参数：=992.1kg/m3，=0.65310-3当雷诺数Rec=2300时，流体处于湍流状态即Rec=得 uc=而列管式换热器常用流速为：管程流体 0.53m/s，易结垢的流体流速大于1m/s壳程流体 0.21.5m/s，易结垢流体流速大于0.5m/s粘度1mpas时，最大流速为2.4m/s.因此取流速为0.1m/s，保证流体换热处于湍流状态。6.1.5加热剂、冷却剂的选用加热剂或冷却剂的选用将涉及投资费用，所以选择合适的加热剂或冷却剂是设计中的个重要问题。在选择加热剂或冷却剂时应考虑以下几条原则：(1)能满足工艺上要求达到的温度；(2)温度易于调节、比热容或潜热大；(3)饱和蒸汽压小，使用过程中不会分解；(4)毒性小，不易燃易爆，对设备腐蚀性小；(5)来源充分，价格便宜。而此次设计冷热流体温度差距较大，且对进锅炉水的清洁要求，不选用加热剂和冷却剂。6.1.6 流体进、出口温度的确定在换热器设计中，被处理物料的进、出口温度是工艺条件所规定的，加热介质或冷却介质的进口温度一般由来源确定，但它的出口温度则需设计者确定。例如，冷却介质出口温度越高，其用量就越少，回收能量的价值也越高，同时，输送冷却介质的动力消耗即操作费用也减少。但是，冷却介质出口温度越高，传热过程的平均温度差越小，设备投资费用必然增加。因此，流体出口温度的确定是一个经济上的权衡问题。一般经验要求传热平均温度差不宜小于10。若换热的目的是加热冷流体，可按同样的原则确定加热介质的出口温度。另外，水的出口温度不宜过高，否则结垢严重。为阻止垢层的形成，常在冷却水中添加阻垢刑和水质稳定刑。即使如此，工业冷却水的出口温度也常控制在45以内。否则，冷却水必须进行预处理，以除去水中所含的盐类。以下为此次设计中冷热流体进出口温度的确定。烟气的流量为1816.992m3/h，温度有180降低到，烟气的比热容Cp1=1.28；水的流量为M2，温度有20升高到50。,水的比热容为Cp2=4.174。则由水流动的连续性得： M2=且换热器的换热量为即 由上式得 =68.5。6.2换热器结构设计6.2.1 初算传热面积由以上热管计算得出初算换热面积为A=12.46m2考虑估算换热性质的影响，常取传热面积为计算值的1.151.25倍。则A=12.461.25=15.575m26.2.2 换热管规格的选择换热器中最常用的管子有和两种规格。结合水流流速保证流量选用的管子。管长的选择是以清洗方便和合理使用管材为原则。在我国生产的钢管多为6m，9m。设计中换热管选用900mm长度，为强化传热效果，在烟气侧加翅片，翅片率同热管计算。6.2.3 总管数的确定选定了管长和管径后，可根据估算的传热面积计算单程时的管数n。根翅片率，则n=220/6.56=34根。6.2.4 管程数的确定当管程流体的流体较小或传热面积较大，及管数很多时，由式会使流速降低，因而传热系数较小，为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，导致广成流体阻力加大，增加动力费用；同时会使平均温度差下降；此外，分程隔板使管板上可利用的面积减小。此次设计采用三管程，即采用三个集箱，每个集箱有34根管，三个集箱为一个整体换热器。图6.1 单机箱列管换热器放气孔6.3 换热计算6.3.1估算传热系数烟气侧的平均温度为 T1=该温度下烟气的物性参数为：导热系数为1=0.033w/m 粘度1=17.410-6kg/ms 普朗特数为Pr1=0.74水的平均温度为该温度下水的物性参数为：导热系数为2=0.6333w/m 粘度2=0.65310-3kg/ms 普朗特数为Pr2=4.13单箱换热器的实际传热面积为：对数平均温差则单箱换热器的总传热系数为 6.3.2 核算总传热系数1. 管程对流传热系数1 1= = =627.9W/m22. 壳程对流传热系数 烟气侧流通面积Amin=0.90.9-100.90.025=0.495m2 烟气最大流速 G1max= 由于列管为叉排，故当量直径为 雷诺数为因为Re0在20001000000范围内，则可用以下公式计算0 由于烟气被冷却，取=1 =0.129142.680.905 =16.65W/m2取翅片效率为=0.85则=16.650.856.56=92.84W/m23. 换热器传热系数管外侧污垢热阻R0=0.0004m2/W管内侧污垢热阻 Ri=0.0006 m2/W管子采用碳钢，导热系数为=45m2/W 则 = =0.011+0.0004+6.17310-5+7.510-4+1.99110-3 =0.0132故列管换热器传热系数K0=75.76W/m27 换热器比较有上述计算可以看出，对应相同换热情况，热管换热器与列管换热器设计结构不同，传热效果也不同，比较结果见下表。表7.1 换热器换热效果比较热管换热器列管式换热器管数n225102箱体体积V（高宽厚）1380mm900mm962mm900mm900mm780mm水侧壳程153换热面积A（m2）83,44247.30传热系数K0（W/m2）89.2975.76由上表比较可以看出，对比相同换热负荷，热管换热器因为烟气与水不直接接触，靠中间工质传热，中间传热效果最佳，传热系数要比列管式换热器高。但所需换热面积很大，使得设计热管管数约为列管换热器2倍，设计所需箱体体积也较大。再者，热管换热器本身结构较复杂，制作费用高，经济性低。而列管式换热器结构简单，制作方便，经济性高。因此对比得出，列管式换热器更适合此设计条件。8 余热回收流程考虑进入换热器水的流量要保证进入锅炉的流量满足生产2吨蒸汽，而且保证换热器内水侧湍流，以及系统连续补水，从而确定最佳烟气余热回收方案如下：在锅炉余热回收原理图中，在烟道上布置列管式换热器，且整组换热器由三个集箱组成，各集箱内有34根换热管，管列布置情况见图8.1。图8.1 锅炉余热回收流程图对于安装的水箱，中间放置一溢流板，在达到平衡后，右侧水箱内水直接通入锅炉，而换热器内水流入左侧水箱，再与经过软化的自来水混合进入换热器。左侧水箱浮球阀通过控制自来水流量控制水箱液面高度。9 数值模拟9.1 数值模拟概述对设计过程进行数值模拟可以得出过程最优化结构，提高过程效率。化工流程模拟模拟系统也称为化工过程模拟系统，是指应用计算机辅助手段对一化工过程进行稳态模拟的计算机软件系统。化工过程是由一系列化工单元设备和反应器按一定次序排列和链接而成的工艺流程，原料经过此流程受到了一些列的化学和物理变化，最终得到所需的产品。为达到其最大的经济效益，在其规划、设计以及建成后的操作、控制和管理中，必须对它进行彻底分析，并充分掌握其特性。现代化工生产过程大多相当复杂，对其进行分析的难度和工作量均相当大，而化工流程模拟系统恰是实现此分析的强有力的工具。化工模拟过程的最优化设计是个系统合成问题，需要按照设计要求合成出化工流程的结构，这比系统分析和模拟复杂的多。是化工系统工程的中心环节。化工流程模拟在化工优化设计中是十分重要的基本环节。9.2 化工流程模拟软件对于换热流程模拟应用的软件有chemCAD，ASPEN PLUS，HYSYS，ProII等软件。对比不同