化工原理课程设计-换热器的课程设计.doc

目录一、设计任务书3二、合成氨方法简介5三、工艺计算83.1 列管式换热器类型的选择83.1.1 固定管板式换热器83.1.2 浮头式换热器83.1.3 U形管换热器83.1.4 滑动管板式换热器83.2 流体流动通道的选择83.3浮头式换热器简图93.4 热平衡计算10 3.5 估算传热面积10四、换热器核算124.1传热系数124.1.1管程换热系数124.1.2壳程换热系数134.2 对数平均温差134.3传热面积144.4计算压强降14五、热换器工艺结构尺寸165.1壳体内径的确定165.2 换热器壁厚设计与液压试验165.3 封头175.4 管板175.5 容器法兰185.6 接管尺寸185.6.1 壳程进出口接管185.6.管程接管185.7 接管法兰195.8 管箱长度195.9 折流板19六、换热器主要结构尺寸和计算结果20七、设计评述21八、参考文献22九、附图23 附图1 列管式换热器设计方案23 附图2 列管式换热器尺寸图24一、设计任务书一)、目的锻炼学生查阅资料、选择设计参数的能力，要求学生能进行典型设备的设计计算，掌握化工设计的过程和方法。以下方面将得到培养和训练：1. 查阅资料和收集数据的能力：设计任务给出后，有许多数据需要设计者去收集，有些物性参数要查取或估算，计算公式也由设计者自行选用。这就要求设计者运用各方面的知识，详细而全面地考虑后方能确定。2. 正确选择设计参数：树立技术上可行和经济上合理的工程观点，同时还须考虑到操作和维修的方便和环境保护的要求，要求设计的结果不仅计算正确，还应综合考虑工程的各种因素，力求从总体上得到较佳的设计结果。3. 正确、迅速地进行计算：设计计算需要反复试算，计算的工作量较大，需要强调计算的正确与迅速。4. 掌握化工设计的基本过程和方法：学会用简洁的文字和适当的图表表示自己的设计思想。二)、课程设计的内容1. 设计方案的选定：对给定或选定的工艺流程、主要设备的选型作简要的论述。2. 工艺设计：选定工艺参数，进行物料衡算、能量衡算、单元操作的工艺计算，绘制相应的工艺流程图。3. 设备设计：设备的结构尺寸和工艺尺寸的计算，设备规格型号的选定。4. 设计说明书的内容应包括：设计任务书、目录、设计方案简介、工艺计算、主要设备设计，工艺流程图和主要设备的工艺条件图，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参考资料。5. 整个设计由论述、计算和图表三部分组成。论述应该条理清晰，观点明确，计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须标明出处，图表应能简要表达计算的结果。三)、换热器的课程设计1. 概论：产品的生产工艺简介，绘制其生产工艺流程方框图。2. 工艺计算：进行相关计算，得出设备的主要尺寸参数（传热面积、管子数、管间距、管子排列方式、折流挡板形式、板间距等）；进行设备选型和设计校核。换热器换热面积的计算，参考夏清编化工原理上册p284-288；3.根据计算结果绘制换热器的设备图，参见课本化工原理上册p208-209,p274，注意主要附件的选择，包括封头的类型，冷热流体的进出管管径尺寸，壳体直径、换热器的型号、管程和壳程数、管长的尺寸等的选择。折流挡板的高度、板间距等可通过换热器绘制局部剖面图表达。4. 管子排列图：排列方式包括三角形或正方形旋转45o等，参见p252,p253,附图，注意在实际的管子排列数要与设计数目相吻合，所设计的管子数应小于你绘制的管子排列图中示出的管子数，注意有折流挡板，要预留空缺位置。四)、设计条件混合气体主要组成：NH317%，N218%，H2 65%，进出口温度220和375 ，流量范围为20004000/h，采用煤油作为冷却剂，其进出口温度为95和197，流量自定，每人不同。尽量采用卧式列管式换热器。流量和组成自定，每人不同。物性参数可采用常压状态的数值要求了解合成氨的工艺流程图，绘制合成氨车间的工艺流程图 二、合成氨方法简介氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥，都是以氨为原料的。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。德国化学家哈伯1909年提出了工业氨合成方法，即“循环法”，这是目前工业普遍采用的直接合成法。反应过程中为解决氢气和氮气合成转化率低的问题，将氨产品从合成反应后的气体中分离出来，未反应气和新鲜氢氮气混合重新参与合成反应。合成氨反应式如下： N2+3H2=2NH3合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的发展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个基本部分组成，即原料气制备过程、净化过程以及氨合成过程。1.合成氨的工艺流程(1)原料气制备将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。(2)净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。 一氧化碳变换过程在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：CO+H2O2CO2 =-41.2kJ/mol 0298H由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。 脱硫脱碳过程各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。 气体精制过程经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(-100)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：CO+3H2CH4+H2O =-206.2kJ/mol 0298HCO2+4H2CH4+2H2O =-165.1kJ/mol 0298H(3)氨合成将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：N2+3H22NH3(g) =-92.4kJ/mol2.合成氨的催化机理热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成NH、NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为：xFe + N2FexNFexN +H吸FexNHFexNH +H吸FexNH2FexNH2 H吸FexNH3xFe+NH3在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 kJ/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kJ/mol167 kJ/mol，第二阶段的反应活化能为13 kJ/mol。由于反应途径的改变（生成不稳定的中间化合物），降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。3.催化剂的中毒催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，O2、CO、CO2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含P、S、As的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。三、工艺计算3.1 列管式换热器类型的选择 根据列管式换热器的结构特点，常将其分为固定管板式、浮头式、U形管式填料函式、滑动管板式、双管板式、薄管板式等类型。3.1.1 固定管板式换热器(代号G)优点：结构简单、紧凑、能承受较高的压力，造价低，管程清洗方便，管子损坏时易于堵塞或更换；缺点：管束与壳体的壁温或材料的线膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力。这种换热器适用于壳层介质清洁且不易结垢、并能进行清洗、管程与壳程两侧温差不大或者温差较大但壳层压力不高的场合。3.1.2 浮头式换热器(代号P)优点：管内和管间易于清洗，不会产生热应力；缺点：结构复杂，造价比固定管板式换热器高，设备笨重，材耗量大，且浮头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求高。这种换热器适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。3.1.3 U形管换热器(代号Y)优点：只有一块管板，管束由多根U形管束组成，管的两端固定在同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热器有温差时，不会产生热应力。缺点：由于受到管曲率半径的限制，其换热管排布较少，管束最内层管间距较大，管板的利用率较低，壳程流体易形成短路，对传热不利。当管子泄漏损坏时，只有管束外围处的U形管才便于更换，内层换热管坏了不能更换，只能堵死，而且损坏一根U形管相当于坏两根管，报废率极高。适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢需要清洗、又不适宜采用浮头式和固定管板式的场合。特别适用于管内走清洁而不易结垢的高温、高压、腐蚀性大的物料。3.1.4 滑动管板式换热器优点：结构简单，造价低廉，必要时可在管箱增设隔板，强化传热。缺点：填料泄漏时可导致管程和壳程的流体相混，故严禁用于两种流体不相容的场合。3.2 流体流动通道的选择不清洁或易结垢的流体，宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走管程，便于清洗；对于U型管管束，宜走壳程。腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀。压力高的流体走管程，以免制造较厚的壳体。为增大对流传热系数，需要提高流速的流体的宜走管程，因管程流通截面积一般比壳程的小，且做成多管程也教容易。两流体温差较大时，对于固定管板式换热器，宜将对流传热系数大的流体走壳程，以减小管壁与壳体的温差，减小热应力。蒸汽冷凝宜走壳程，以利于散热、排出冷凝液，增强传热效果。需要冷却的流体宜走壳程，以减小冷却剂用量。但温度很高的流体，其热能可以利用，宜走管程，以减小热损失。综上，煤油走管程，气体走壳程；选择浮头式换热器。3.3浮头式换热器浮头式换热器结构如图2-2所示。其结构特点是换热器一端管板用法兰与壳体固定，另一端管板用一内封头封住管程流体并可在壳体内沿轴向自由伸缩，故称该端为浮头。优点是管束可以从壳体中抽出，便于清洗管间；管束的膨胀不受壳体的约束，因而壳体与管束之间不会产生温差应力，也即具有自热补偿功能。缺点是：结构复杂，浮头密封要求高，用材量大、造价高，故适用于壳体与管束温差较大及管壳方均易结垢的场合。很显然，浮头式换热器的管程数一定为偶数。图2-2 浮头式换热器1壳盖；2固定管板；3隔板；4浮头勾圈法兰；5浮动管板；6浮头盖3.4 热平衡计算混合气体主要组成：NH317%，N218%，H2 65%，进出口温度220和375 ，流量范围为3600/h，采用煤油作为冷却剂，其进出口温度为95和197废热锅炉热气体所放出的热量等于管程介质所吸收的热量。考虑周围环境的热损失，由化工原理上册Q=CW（t 1-t2），可得实际： （3-1）式中 传热量,kw； c-壳程气体的比热,kj/(kg.)； -壳程流体的质量流量,kg/s；（3600kg/h）t-混合气进出口温度，/ -热损失系数，取0.98。查化工手册表得297.5下，N2的比热为0.745 kj/(kg.) H2的比热为4.96kj/(kg.) NH3的比热为0.67 kj/(kg.)，C1=0.170.67+0.180.745+0.654.96=3.47 kj/(kg.) 混合气进出口温度为375和220，t=375-220利用热平衡方程确定传热量,即=0.983.473600/3600(375-220）=527.093kw3.5 估算传热面积换热器壳程流动高温气体，管程流动煤油，其传热系数可以初步选择在100至300W/(m.)之间，设计中初选传热系数为130W/(m.)。估算换热面积，可按传热基本方程进行。 （3-3） 式中 A估算的传热面积，m； Q-传热量，kJ； K-初选传热系数,W/(m.)。从而A=527.0931000/（130102.83）=39.44m2 由化工原理上册查的换热器，选择浮头式，管长为4.5m，管径 ，管子总个数为116，中心管数为9，管程数为2。S=40.1M24、 换热器核算4.1传热系数在设计热交换器时，主要困难在于确定传热系数，困难的原因是由于热交换器传热面积几何形状的复杂，冲刷传热面的条件多种多样，流体温度沿传热面变化很多以及传热面的非等温性等。本设计选用经验数据来确定传热系数的值，然后再进行校核。根据间壁式换热器的传热过程，其传热系数可表示为如下： = (3-4) 式中 壳程换热系数，W/（m.)； -CH、N的污垢热阻，（m.)/W； -水的污垢热阻，（m.)/W； -管子外径，mm； -管子内径，mm； -管程换热系数，W/（m.)。 4.1.1管程换热系数 管程定性温度t=146,该温度性的物性参数 =810kg/m3 Pa.s，Pr=1.49510-3 (m.K) u=1.5m/s（得根据你的流量、管子的排列方式等由相关经验公式计算，请看课本的模板！可得）从而： (3-10) = =26703于是可得管程换热系数： (3-11) =146.16W/(m2.）4.1.2壳程换热系数 壳程定性温度t=297.5,该温度性的物性参数 =0.4125kg/m3 Pa.s，Pr=2.88010-6 (m.K) u=20m/s（得根据你的流量、管子的排列方式等相关经验公式计算，请看课本的模板！由相关经验可得）从而： (3-10) = =11881于是可得壳程换热系数： (3-11) =779.44W/(m2.） K= (3-12) = =109.04W/(m.)4.2 对数平均温差 考虑到增强传热效果，一般选用逆流的方式，对于有相变的情况有： = （3-2）其中，式中 对数平均温差， -壳程进口温度，375； -管程进口温度，197； -壳程出口温度，220； -管程出口温度，95。从而=(280-23)/ln(280-23)=102.834.2传热面积根据前面所算的结果，可得换热面积： (3-13) = =47.01m又实际的又裕度%为16.43，在15%-25%设计范围内，符合要求。4.3计算压强降 壳程压降：混合气在等温等压下冷凝压降忽略； 管程压降： Ft：对于的管子取为1.4； 串联的壳程数，；取粗糙度则 查摩擦因数图得，于是 ，由于液体的压强降一般在10000-100000Pa,计算所得在理论范围内，换热器符合。依据化工原理上册284页。5、 热换器工艺结构尺寸5.1壳体内径的确定因选择浮头式，管长为4.5m，管径 ，管子总个数为116，中心管数为9，管程数为4。S=40.1M2 。壳体内径给定为500mm，排布见附图25.2 换热器壁厚设计与液压试验 式中 t壳体的理论计算壁厚，mm； 壳体的计算压力，MPa； 壳体的内径，mm； 钢板在设计温度下的许用应力，MPa； 焊接接头系数，其值小于或等于1。壳体选择热轧碳素钢Q235-C，则，采用双面焊缝则 式中 C1最小负偏差，mm； C2腐蚀裕量，mm。表3-2，钢板厚度负偏差钢板厚度，mm22.22.52.83.03.23.53.84.04.55.5负偏差，mm0.180.190.20.220.250.30.5钢板厚度，mm6782526303234364042505260负偏差，mm0.60.80.91.01.11.21.3 圆整后取有效厚度 液压试验 MPa式中内压容器的试验压力，MPa； P设计压力，MPa； 试验温度下材料的许用压力，MPa； 设计温度下材料的许用压力，MPa。常温下材料屈服强度为235MPa, 故校核成功。5.3 封头 采用标准椭圆形封头（a/b=2） K=1 5.9mm 圆整取 封头总高 ()5.4 管板浮头式换热器，壳体与管板采用焊接型式,管板兼作法兰。管板材料为16Mn，管板型号如下：DND规格b2.5mm2.5mm500mm660mm615mm576mm500mm563mm500mm27mm34mm48mm表3-35.5 容器法兰 选择乙型平焊法兰（JB/T4702-2000） PN=2.5MPa，DN=500mm t=43mm H=190mm法兰强度校核： 查乙型法兰最大允许工作压力表在温度小于300时，16MnR的工作压力是2.5MPa，符合要求，故选择16MnR。采用石棉橡胶垫片，JB/T4704-2000 5.6 接管尺寸5.6.1 壳程进出口接管 取壳层进口接管内混合蒸汽流速为u=20m/s,混合气体密度为0.4125Kg/m3 d=（4Vs/3.14u）0.5=1243m，所以d=121mm取B型补强管DN=130，=13211，质量m=6.6kg/100mm（HGJ527-90） 取补强圈d=132mm,D=140,计算得，圆整得 接管位置尺寸：，取200mm5.6.管程接管 取管程内煤油的流速为u=1.5m/s，煤油密度为810Kg m 取B型补强管DN=125，质量m=3.0kg/100mm（HGJ527-90） 取补强圈d=138mm,D=250,计算得，圆整得 查JB/T4736-95,接管伸出长度为200mm 接管位置尺寸：，取200mm5.7 接管法兰 采用板式平焊法兰（HGT20592-2009），法兰选择如下：表3-4参数管程接管DN=125壳程接管DN=200法兰外径240mm360mm螺栓孔中心圆直径200mm310mm螺孔(18mm)法兰厚度C20mm22mm法兰内径B1135mm222mm法兰质量4.5kg7.0kg5.8 管箱长度 （为接管位置尺寸，H为封头高度，250为焊点和开孔点的最小距离）5.9 折流板用弓形折流板，取折流板间距500mm（折流板间距为壳径为0.21倍）则折流板数为：4500/500-1=8， 切口尺寸取（切口高度与直径之比）则h=100mm折流板外径500mm 折流板厚度与壳体直径及折流板间距有关，查表得最小厚度为4mm，取厚度6mm表3-5拉杆直径/mm拉杆螺纹公称直径/mmb1616202.0六、换热器主要结构尺寸和计算结果设计结果一览表参数管程壳程流量kg/h13813600进/出口温度/95/197375/220压力/MPa1.52.5物性定性温度/146297.5密度/(kg/m3)8100.4125定压比热容/kJ/(kg.k)2.33.47粘度/(Pa.s)9.110-41.73610-5热导率(W/m.k) 0.1420.92设备结构参数形式浮头式壳程数2？（型号定？通常不选用多壳程）壳体内径/mm500台数1管径/mm252.5管心距/mm32管长/mm4500管子排列正方形管数目/根116折流板数/个8传热面积/ m245.92折流板间距/mm500管程数4材质热轧碳素钢主要计算结果流速/(m/s)1.520表面传热系数/W/(m2.k)146.16779.44污垢热阻/(m2.k/W)0.00010.0005热流量/Kw527.093传热温差/K102.83传热系数/W/(m2.K)109.04裕度/%（安全系数）17.23七、设计评述回想在过去一周的设计过程中，我们收获了许多。