年产20万吨硫酸车间转化工段工艺的设计说明书

..>年产20万吨硫酸车间转化工段工艺设计学院名称化学与制药工程学院专业班级化工13-1学生姓名宋有为导师姓名袁芳2017年5月8日年产20万吨硫酸车间转化工段工艺设计作者姓名宋有为专业化学工程与工艺指导教师姓名袁芳专业技术职务讲师目录摘要1第一章文献综述333第二章工艺说明书5555555555程说明66662.2.4.2本设计采用的催化剂型号:6第三章转化工序物料衡算773.2转化反响引发平衡转化率，转化率计算89101011111212第四章转化器各段的热量衡算151515151616161617181818181920202020212222第五章换热器温度，传热面积的计算2323232425第六章换热器设计27272828286.2.3有利于安装、操作与维护28286.3换热器的构造形式2929292929303031..>摘要本设计进展的是20万吨硫酸/年转换系统的工艺设计，主要负责硫酸生产过程中二氧化硫到三氧化硫的转化过程，计算局部包括三个：物料平衡，热量衡算和换热面积的计算，转换过程是通过2次转化2次吸收来完成的。涉及到5台热交换器，主要以产生高温气体来预热冷的反响气体，以到达热量的有效利用，最大限度的降低能量损失，从而做到工业生产的低碳和环境保护，以经济，高效节能，可持续开展作为设计目标。关键词：物料平衡热量平衡换热器ABSTRACTThisdesignisthedesignprocess200,000tonsofH2SO4/intothesystem,isresponsiblefortheconversionofsulfurdio*idetosulfurtrio*ideprocess,sulfuricacidprocessthreemainpointscalculationpart:materialbalance,heatbalanceandheattransferareacalculation.Conversionprocessisthroughthe2conversioncompleteabsorptionof2,involvesfourheate*changers,primarilyinresponsetothelow-temperaturegasgeneratedinthegaspreheatingtemperature,totheeffectiveuseofheat,toma*imizetheenergylossisdecreasedtorealizeindustrialproductionlow-carbon,environmentallyfriendly,energyefficient,andsustainableeconomicdevelopmentobjectivesdesigned.Finallycompletedtheprocessspecifications,safetymemo,completedgraduationdesignspecifications.Keywords：Massbalance;Heatbalance;Heate*changer文献综述硫酸是广泛应用于各工业领域重要的根底化工原料。硫酸的产量通常用作一个国家的工业开展水平的度量。硫酸在化工生产中具有很重要的地位，几乎所有的化工产品都离不开硫酸。近几年从天津的爆炸到山东的化工厂爆炸，这一系列的事故无不是在警告我们注意平安生产，正确操作，在硫酸生产中尤其需要注意。硫酸也具有高危害性，在使用运输和储存的时候需要特别的注意。目前硫酸主要用于生产化肥，合成纤维，涂料，清洁剂，制冷剂，饲料添加剂，炼油，有色金属冶炼及钢铁，制药，化工等行业。而且硫酸在石油工业，冶金工业等方面也有着重要的作用。其具体表现为在以下几点：a：浓硫酸具有酸性，可以制备含磷的肥料，氮肥;也可以防锈b:浓硫酸具有吸水性常用来做吸水剂和枯燥剂。浓硫酸可以枯燥各种气体，如氢气，氧气，氮气，一氧化碳，二氧化硫，氯气，氯化氢等，但不能枯燥碱性气体和室温下的复原气体c:浓硫酸还具有脱水性。d:浓硫酸还具有很高的沸点和难挥发性。在上个世纪的中国，由于技术落后和设备条件的不允许，中国的硫酸产量很低，而且那个时候的硫酸生产方法很落后，造成了资源浪费严重而且对环境的污染也是很严重的。改革开放以来，为了改变以前中国硫酸生产方法的落后，国家通过积极的引进外来技术和国内科学家的努力，中国在硫酸生产技术上取得了突分猛进，使中国的硫酸产量逐年提高。目前在世界范围内硫酸产量中国处于一个领先的地位。同时科学家和国家有关部门还在继续努力研修硫酸生产的最新方式。在中国古代就有了制取硫酸的记载，但是那个时候对事物认识缺乏，使其落后于同一时代的西方国家。早在8世纪就有了硝石与绿矾在一起蒸馏制取硫酸的方法。帕拉塞尔苏斯描述了使用绿矾和硫酸亚铁为原料在蒸馏釜煅烧制取硫酸的方法。在古代西方国家最先发现了这个制取硫酸的方法。因此古代硫酸被称为"绿矾油〞。在硫酸制取的过程中二氧化硫转化成三氧化硫的过程是最为重要的过程，直接关系到将来硫酸的产量。在转化过程中，这个反响需要的条件很苛刻，一般在常温条件下很难完成。随着技术的进步科学家经过试验发现，在一小局部重金属的作用二氧化硫转化成三氧化硫的转化率较高。后来人们根据这个把硫酸的制法分为硝化法和接触式法。硫酸制取一般包括两种：一次转化，一次吸收;两次转化，两次吸收。一次转化、一次吸收流程：SO2经过多段转化后只经过一个或串联两个吸收塔，吸收其中SO3后就排放。这种流程比较简单，但转化率比较低，通常低于97%以下。在20世纪在60年代以前，我国大局部的硫酸厂使用这种流程。两次转化、两次吸收流程：自60年代以来，最大的变化是转化工艺流程中采用了两次转化、两次吸收新流程，简称为两转两吸。这项新技术开场时，重点是充分利用硫的资源和减少二氧化硫的排放量，保护环境。这种方法的特点是：1.最终转化率高；2.可以处理二氧化硫气体的浓度较高；3.减少尾气中SO2排放量；4.需要大的传热面积；5.系统阻力比一转一吸增加4-5kPa。第二章工艺说明书300天/年24小时/天连续生产二氧化硫转化率≥99.5%二氧化硫转化率≥99.5%国内生产硫酸的方法主要有硝化法和接触法，同时考虑到硝化法所需的设备庞大，大量的铅，维护麻烦，腐蚀设备，硝化反响进展缓慢。本设计决定采用接触法，这种方法得到的成品酸浓度高，更高的纯度，流程简单易懂，同时也防止了材料来源缺乏和环境污染严重的问题。本设计采用两转两吸的工艺流程，转化流程中包括5台换热器和一台反响器。其中的二氧化硫大约要经过多级转换后经过两个吸收塔，吸收其中的三氧化硫后就排放。转换过程分为四个局部间接换热式。二氧化硫的转化通常不超过0.5MPa的压力下进展的，而且二氧化硫，三氧化硫的浓度又较低，该系统可被视为理想气体。二氧化硫氧化反响是一个可逆放热反响：现在使用接触法两转两吸工艺来生产硫酸，其生产过程通常具有六个步骤，即：原料的预处理，制取二氧化硫气体，二氧化硫气体的净化，二氧化硫转化，三氧化硫的吸收以及"三废〞的处理。其中转化车间采用两转两吸的工艺流程。包括两台泵机，5台换热器和一个转化器〔转化器采用的是多级反响器〕。制取的气体经过上一工段的处理后，依次通过第一，第二热交换器预热后进入反响器，然后经过第三，第四换热器进展冷却，在进入下一个工段进展吸收。考虑到转化器设计应让二氧化硫尽可能在最适宜的温度条件下反响，以最大限度地利用二氧化硫反响释放热量，所以设备阻力既要小，又能使该气体可以分布均匀。因此，考虑使用外部换热型转化器。考虑到换热器中的气体具有一定的腐蚀性，所以选用管式热交换器的选择。风机选择罗茨风机。：二氧化硫占9%，氧气占8.1%，氮气占82.9%:SI09-1，起燃温度为420℃，使用温度400-600℃。第三章转化工序物料衡算二氧化硫转化计算依据：转化反响温度的计算二氧化硫氧转化成三氧化硫的反响是放热反响，反响热量可用下式计算：式〔1〕中：T为绝对温度〔K〕。在随着反响的进展，反响放出的热量，使转化气体的温度逐渐升高。由于反响是放热反响，气体经每层触媒后温度升高，一般用下式计算：绝热升温系数λ是由气体的组成决定的。其值为：式〔3〕中：a为二氧化硫的初始浓度〔%〕；为气体混合物在500℃与*=0.5时的平均热熔〔KJ/(mol.K)〕。气体的摩尔热容量可按下式求出：在绝热的情况下λ值与转化率的关系，如表〔3-1〕所示表3-1二氧化硫浓度与λ值得关系二氧化硫浓度〔%〕λ二氧化硫浓度〔%〕λ二氧化硫浓度〔%〕λ288617310278359720011303414782261232851459256135063.2转化反响引发平衡转化率，转化率计算进一转气体成分：二氧化硫：9%；氧气；8.1%；氮气82.9%进二转气体成分：二氧化硫：0.82%；氧气：5.10%；氮气：94.08%。触媒四层：一次转化用三层触媒，二次转化用一层触媒〔每一层称为一段〕。分段累计转化率及进口温度如表3-2所示。表3-2两次转化分段转化率和温度段数一段二段三段四段转化率〔%〕628092进口温度430480440420二氧化硫转化为三氧化硫，其平衡转化率由下式计算：式〔4〕中：*为平衡转化率〔%〕；Kp为反响常数；a为二氧化硫初始浓度〔%〕；b为氧的初始浓度〔%〕；p为气体总压力〔Pa〕反响平衡常数Kp，在400-700℃之间时，用下式求出：式中：T为绝对温度将420-600℃间的温度代入上式，即可做出Kp值曲线。式〔4〕由于两边都有*项，所以要用试差法求解。算出一次转化和二次转化的平衡转化率如表3-3所列。表3-3在各温度下的平衡转化率温度〔℃〕420430440450460470480520560600一次转化进气二次转化进气转化率一般用下式求出：式〔6)中：c－出转化器的二氧化硫浓度〔%)在一次转化进气二氧化硫9%，二次转化进气二氧化硫0.82%的条件下，转化率锁对应的适宜温度〔操作温度〕，根据下式〔7〕计算：算出的转化率和适宜温度数字，列于表3-4表3-4各种转化率所对应的适宜温度转化率**〔%〕6070809092939495969798一次转化进气589559523479467459451447432418405二次转化进气481469460453450435421410本次算拟要用5台换热器，一次转化采用Ⅲ，Ⅱ号换热器〔即用触媒三，二层反响热量〕，二次转化采用Ⅳ，Ⅰ好换热器〔即用触媒四，一层反响热量〕，流程如图3-1所示图3-1两次转化流程图SO2×64=6936.1kg×22.4=2478.2m³SO3××80=14144kg×22.4=3960.32m³O2÷×32=5385.8kg×22.4=3769.9m³N2=2627 kmol73556.2kg58844.8kgSO2×64=3650.6kg×22.4=1277.7m³SO3××80=18224kg×22.4=5102.72m³O2÷×32=4569.6kg×22.4=3198.7m³N2=2627 kmol73556.2kg58844.8kgSO2×64=1460.2kg×22.4=510.7m³SO3××80=20992kg×22.4=5877.8m³O2÷×32=4016kg×22.4=2811.2m³N2=2627 kmol73556.2kg58844.8kg考虑计算简便和实际影响不大等条件，转化后的气体经第一吸收塔，只将其中的三氧化硫全部吸收掉，二氧化硫，氧气，氮气含量不变〔实际有少量变化的〕，故：SO2×64=91.3kg×22.4=31.4m³SO3×80=22704kg×22.4=6357.12m³O2÷×32=3673.6kg×22.4=2571.5m³N2=2627 kmol73556.2kg58844.8kg表3-5转化器物进入一段气体料衡算进一段〔〕〔〕〔〕〔％〕SO29O2N22627∑100出一段〔进二段〕SO2SO314144O2N22627∑100出二段〔进三段〕SO257SO318224O2N2262786∑100出三段〔进四段〕SO2SO320992O24016N22627∑100出四段SO2SO322704O2N22627∑3027100第四章转化器各段的热量衡算如果进入一层触媒层的气体的温度为420℃，则可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔，：二氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进一段气体每升高1℃所需热量为：×45.46=12965.2〔KJ〕×31.06=7973.1〔KJ〕氮气所需热量：2627×30.23=79414.2〔KJ〕∑℃×420=40048050〔KJ/h〕×256=578.72〔℃〕反响时平均温度t=(420+578.72)/2=499.36(℃)所以可得各组分气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故出一段气体每升高1℃所需热量为：×47.18=5114.312〔KJ)×67.17=11875.66〔KJ)×31.72=5338.48〔KJ)氮气所需热量：2627×30.44=79965.88〔KJ)∑℃×〔273+499.36〕=99607.56〔KJ〕一段出口温度：t=×99607.56=17610616.61〔KJ〕×563.65=57658199.1KJ/h如果进入二层触媒层的气体的温度为470℃，则可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔，：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进二段气体每升高1℃所需热量为：×46.04=4990.74〔KJ〕×64.78=11453.1〔KJ〕×31.27=5262.74〔KJ〕氮气所需热量：2627×30.13=79151.51〔KJ〕∑℃×470=47403067.3〔KJ/h〕预计反响后温度t=470+〔0.8-0.62〕×256=516.08〔℃〕反响时平均温度t=〔470+516.08〕/2=493.04〔℃〕所以可得各组分气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均热熔：三氧化硫的平均热熔：氧气的平均热熔：氮气的平均热熔故出二段气体每升高1℃所需热量为：二氧化硫所需热量：57×46.54=2652.78〔KJ〕×65.78=14984.68〔KJ〕×31.47=5207.92〔KJ〕氮气所需热量：2627×30.26=79341.72〔KJ〕∑所需热量：102187.1〔KJ〕摩尔反响热Q=101314.48-2.21〔273+493.04〕=99621.53〔KJ/mol〕总反响热Q=〔227.8-176.8〕×99621.53=5080698.03〔KJ/h〕二段出口温度t=〔47403067.3+5080698.03〕=513.6〔℃〕×102187.1=52483765.03KJ/h〕如果进入三层触媒层的气体的温度为440℃，则可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔，：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进三段气体每升高1℃作序热量为：二氧化硫所需热量：57×45.58=2598.06(KJ)×63.68=14506.304(KJ)×31.1=4441.08(KJ)氮气所需热量：2627×30.02=78862.54(KJ)∑所需热量：100407.98(KJ)带入热量Q=430×100407.98=43175431.4(KJ/h)度出转化器预计反响后温度t=430+〔0.92-0.8〕×256=460.72〔℃〕反响的平均温度t=〔460+460.72〕/2=445.72〔℃〕二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故出三段气体每升高1℃所需的热量为：×45.94=1047.43〔KJ〕×64.47=16916.93〔KJ〕×31.24=3620.62〔KJ〕氮气所需热量：2627×30.11=79098.97〔KJ〕∑所需总热量：100983.95〔KJ〕摩尔反响热101314.48-2.21〔273+445.36〕=99726.9(J/mol)总反响热Q=(262.4-227.8)×99726.9=3450550.74(KJ/h)三段出口温度t=〔43175431.4+3450550.74〕/100983.95=461.72〔℃〕×461.72=46625982.14〔KJ/h〕如果进入四层触媒层的气体的温度为420℃，则可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进四段气体每升高1℃所需的热量为：×45.34=1033.75〔KJ〕×63.16=16573.189(KJ)×31.02=38963.01〔KJ〕氮气所需热量：2627×29.97=78731.19〔KJ〕∑所需总热量：100231.13〔KJ〕带入热量 Q=410×100231.13=41094763.3〔KJ/h〕预计反响后温度t=410+〔0.995-0.92〕×256=429.2〔℃〕反响时平均温度t=〔410+429.2〕/2=419.6〔℃〕所以可得各组分气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故出四段气体每升高1℃所需的热量为：×45.60=63.84〔KJ〕×63.83=18114.95〔KJ〕×31.18=3579.46〔KJ〕氮气所需热量：2627×30.09=79046.43〔KJ〕∑所需总热量：100804.68〔KJ〕摩尔反响热 Q=101314.48-2.21〔273+419.6〕=99783.83〔KJ/h〕总反响热Q=(283.8-262.4)×99783.83=2135373.96(KJ/h)×428.85=43230087.02(KJ/h)转化器热量平衡表4-1表4-1转化器热量衡算结果段数气体进口反响热量﹙﹚气体出口温度﹙℃﹚热量﹙﹚温度﹙℃﹚热量﹙﹚一段420400480505二段4705三段4304四段4104∑171721312第五章换热器温度，传热面积的计算由实验生产经历可以知道，气体换热时的热损失量表现为温度下降3到6摄氏度，为了计算方便和实用，现假设二氧化硫气体下降4摄氏度，三氧化硫气体也下降4℃℃，所带热量Q=57453610.44KJ/h热损失Q=2045888.66KJ/h三氧化硫气体在换热器进口处温度为472℃，所带热量Q=47604782.48KJ/h三氧化硫气体在到达第二段触媒层的温度为470℃，所带热量Q=47403067.3KJ/h热损失Q=201715.18KJ/h换热器交换热量Q=57453610.44-47604782.48=9848827.96KJ/h二氧化硫气体在换热器出口：414℃，Q=41495687.82KJ/h二氧化硫气体在到达第四段触媒层：410℃，Q=41094763.3KJ/h热损失Q=201715.18KJ/h三处热损失∑Q=2045888.66+201715.18+201715.18=807228.36KJ/h预计二氧化硫奇异〔二次〕在换热器进口温度为300℃左右，则：×43.9=1000.92KJ/℃×30.5=3827.75KJ/℃氮气：2627×29.65=77890.55KJ/℃∑：1000.92+3827.75+77890.55=82719.22KJ/℃所以二氧化硫气体在换热器进口处温度为：℃→472℃氧气：414←℃△℃换热器的传热系数，在实际生产中一般为8.14至18.0W/(㎡.K)之间〔少数在25.0左右，新型换热器在上限，旧型换热器在下限，现取K=10.47计算，则换热面积：F=Q/(K.△×××3600〕=2098.1〔㎡〕降温〔即热损失引起的温度降低〕：二氧化硫气体4℃，三氧化硫气体6℃。℃，Q=52483765.03KJ/h℃，Q=52278920.36KJ/h热损失Q=204844.67KJ/h三氧化硫气体在换热器出口：432℃，Q=43376247.36KJ/h三氧化硫气体到达第三段触媒层：430℃，Q=43175431.4KJ/h热损失Q=200815.96KJ/h交换热量Q=52278920.36-43376247.36=8902673KJ/h二氧化硫气体〔一次气〕在换热器出口：426℃，Q=40620165KJ/hSO2气体在第一段触媒层：420℃，Q=40048050kJ∕h热损失Q=572115KJ/h三处热损失∑Q=204844.67+200815.96+572115=977775.63KJ/h预计二氧化硫气体在换热器进口温度为350℃左右，则：×45.46=12965.2KJ/℃×31.06=7973.1KJ/℃氮气：2627×30.23=79414.2KJ/℃∑：12965.2+7973.1+79414.2=95352.5KJ/℃所以二氧化硫气体在换热器进口处的温度为：℃→432℃二氧化硫：426←℃△℃取K=10.47W/(㎡.K)，则：F=Q/(K.△t)=〔8905673×××3600〕=2430.7〔㎡〕降温：三氧化硫气体侧3℃，二氧化硫气体侧5℃。℃，Q=46625982.14KJ/hSO3℃，Q=46323357.54kJ∕hQ损=−46323357.54=kJ∕h二氧化硫气体进换热器60℃，其带入热量：×42.5=12121KJ/℃×29.3=7521.31KJ/℃氮气:2627×29.4=77233.8KJ/℃∑:12121+7521.31+77233.8=96876.11KJ/℃×60=5812566.6KJ/℃二氧化硫气体在换热器出口温度为337.63〔332.63+5〕℃×337.63=31193864.58KJ/h×5=476762.5KJ/h∑Q损=302624.6+476762.5=779387.1KJ/h交换热量Q=31193864.58-5812566.6=25391298KJ/h预计第三换热器三氧化硫气体出口温度为180℃，则：×43.12=983.14KJ/℃×54.13=14203.714KJ/℃氮气：2627×29.03=76261.81KJ/℃×℃∑=983.14+14203.714+76261.81+3733.6=95182.29KJ/℃所以二氧化硫气体在第三换热器出口的温度为：℃→℃←60℃△℃取K=10.47W/(㎡.K)，则：F=Q/(K.△t)=(25391298×××3600)=4560(㎡)降温：三氧化硫气体侧3℃，二氧化硫气体侧5℃。℃，Q=43230087.02KJ/h℃，Q=42928672.98KJ/h热损失，Q=302414.02KJ/h二氧化硫气体〔二次气－一吸塔来〕进口为60℃×41.77=952.36KJ/℃×29.38=3687.15KJ/℃氮气：2627×29.45=77365.15KJ/℃∑952.36+3687.15+77365.15=82004.7KJ/℃×60=4920282KJ/h℃℃〕×95172.29=36890751.96KJ/h×5=778325.47KJ/h交换热量Q=36890751.96-4920282=31970469.96KJ/h预计三氧化硫气体出口温度为204℃×42.36=59.304KJ/×56.37=15997.81KJ/℃×31.24=3586.352KJ/℃氮气：2627×28.73=75473.71KJ/℃∑：59.304+15997.81+3586.352+75473.71=95117.18KJ/℃则三氧化硫气体出第四换热器温度为：℃→℃←60℃△℃取K=10.47W/(㎡.K)，则：F=Q/(K.△×××3600〕=5400.96〔㎡〕以上是基于传热外表使用较小的K值计算的，因此使用的值比较保险，可以减少计算量。随着技术的进步，对该过程中使用换热器的设计和构造进展了改进，使得传热效率大大提高，日产吨酸的传热外表已显著减少。例如，茂名市化肥厂开发的两转两吸过程，日产60吨硫酸，拥有950㎡，总面积，吨传热面是15.8㎡酸，磷肥厂和你的邯郸县化肥厂，硫酸日产120吨6全热交换器面积2344.3㎡，日产万吨受热面是19.5㎡酸，磷肥厂T系统，双吸收过程，日产万吨酸受热面11.74平方米的南部。所以K值一般应14〜20W/〔㎡.K〕更适宜。表5-1各换热工况工程1换2换3换四换交换热量〔kJ∕h〕89026732538129831970470温差〔℃〕1199314198计算传热面积〔〕2098243145605401采用传热面积〔〕2308267452446211注：实际采用传热面，因要考虑气体浓度的变化和生产的可能性等，比计算传热面要增大10%~15%。考虑各换热器对转化系统热平衡的影响大小，1，2换热器分别增大10%然后取整，3，4换热器分别增大15%然后取整。第六章换热器设计在不同温度的流体间传递能量的装置称为热交换器，简称为换热器。换热器包括壳程和管程，一般分别存在两种流体，相互进展换热，是一种流体的温度升高，另一种的流体温度降低。随着我国化工工业的开展，对各种换热器的需求也日益的提高，这就破事科学家们日夜的努力，制造出更为先进的换热器来满足工业开展的需要。目前在很多工厂中都有换热器的存在，由于各行各业的需求不同换热器的类型也大不一样，不同类型的换热器都各有利弊。在设计换热器的时候首先要考虑到的是车间尺寸的问题，然后再根据用途决定选择换热器的类型，并计算出换热器的换热面积。换热器根据换热方式的不同可以将换热器分为：混合式、蓄热式和间壁式。如表6-1所示。表6-1换热器的构造分类类型特点间壁式管壳式列管式固定管板式刚性构造用于管壳温差较小的情况〔一般≤50℃〕，管间不能清洗带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式构造比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反响器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板式可进展严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作回收低温热能平板式构造紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进展，适用于从高温炉气中回收热能的场合完善的换热器在设计或选型时应该满足以下各项根本要求。传热量，流体的热力学参数〔温度，压力，流量，相位等〕，密度，粘度，腐蚀等的物理和化学性质。在设计换热器的时候需要经过复杂的反复计算，以使热交换器的设计有尽可能小传热面积，在单位和时间内传递尽可能多的热量。通常情况下换热器内部的压力都是比较高的，所以在计算换热器的损耗和实用年限的时候需要特别的注意，尤其是换热器的材质和构造。具体的需要根据我国的的相关规定和标准，否则会造成生产中的平安事故。近几年我国的化工厂频频发生各种换热器的爆炸，造成人员的伤亡和设备的损坏的事件，这些事件大多数都是在违规操作和选择换热器造成的。这些事件都是在警告我们需要平安生产，平安生产首先需要设备的平安可靠和人员的正确操作，所以说选择换热器时候一定要根据国家的标准建造和使用。6.2.3有利于安装、操作与维护设备安装的方向有很多：直立安装，卧式安装，倾斜式安装等。通常情况下采用直立安装的比较多，直立安装时对厂房的建造要求不高，同时在以后的设备运输，安装和维修时维修人员可以及时的发现问题和处理问题。同时可以节省空间，降低本钱，提高利润。而且直立安装便于和其他的设备和管道的连接。在厂房布置时选择设备安装方向时，一定要考虑周全。评价换热器时一定要考虑到成文的问题，工业生产中一般以盈利为目的。在设计或选择时，如果有几个热交换器需要能够完成生产任务，这个指标是特别重要的。功耗正比于流率的平方，而且提高流速也有利于提高传热，因此必须有一个最正确流速。换热器在使用过程中会产生损耗，所以运行一段时间必须进展清理，需要全厂停车。这就需要一个最适的操作周期来节约生产本钱提高生产利润。6.3换热器的构造形式管壳式换热器，也被称为列管式换热器，是一款通用的标准装备，它具有构造简单，稳固耐用，低本钱，用材广泛，易清洁，适应性强等优点，应用最广。管壳式换热器根据构造特点分为以下几种：〔1〕固定管板式换热器浮头式换热器填料涵式换热器在这三种换热器中，固定管板式换热器是使用最多的，也是性价比较高的。在化工生产中选择换热器时候需要经过复杂的精算和测量，选择适宜的换热器，才能到达平安生产。蛇管式换热器是管式换热器中构造较为简单，操作比较简单，按照换热方式不同，将蛇管式换热器分为沉浸式和喷淋式两类。管式换热器是由两个不同直径的直管形成的，内管用U形管顺次连接，外管和外管互连起来形成的管，其特点是可以适当地改变传热面积，能耐高压而且构造相对简单，适当地选择内管减小，外径。此热交换器是适用于高温，高压和之间的流体的低流量。在设计换热器的时候，换热器的各个零部件的材质需要考虑到操作的温度和压力，操作温度来考虑制造过程的流体阻力的要求和该材料的特性等来选择。最后，当然，还要考虑材料的经济合理性。一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。〔1〕碳钢碳钢的价格比较低廉而且材料来源广，可以减低制造的本钱。而且其化学性质比较稳定，不会被壳程和管程的流体腐蚀，应用的范围广泛。因此大多数换热器都湿采用的这种材料。〔2〕不锈钢不锈钢的最大特点就是材质较轻而且不会轻易地收到腐蚀，单价格较高，但是不能够承受太高的压力，否则会造成课体的破裂，因此在实际的生产中应用的较少。换热效率高,热损失小在最好的工作条件下，传热系数可到达6000W/㎡K，正常工作条件下，传热系数可以是大约3000〜4000W/㎡K，是管壳式换热器的3-5倍。占地面积小重量轻同其他的换热器相比管板式换热器的占地面积较小重量较轻适合大小工厂的使用。同样的换热效果，板式换热器比管壳式换热的面积和重量少到五分之四。污垢系数低管板式换热器拥有良好的板设计，以防止死区，从而使杂质不易沉积堵塞，以确保在该通道的热传递良好的效果之间的流体。检修、清洗方便管板式换热