年产5200 吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计讲解

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H36.69CH0.31H36.69CH0.3124CO32.07HS0.22CO8.75O0.222N21.782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7.45kgf/cm2（绝）；温度为144°C；要求经热交换器后温度达到378C后再进变换炉。变换率为90%;变换炉出口变换气温度为480C,压力为7.15kgf/cm2（绝）。每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。每生产一吨氨需耗半水煤气量为3562标准米。要求热交换器管、壳程的压力降均小于250毫米水柱。二•设计范围列管热交换器传热面积；列管热交换器结构及工艺尺寸；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……………………7TOC\o"1-5"\h\z物料衡算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热量衡算及物性数据………11冷、热流体的摩尔流率11冷流体的物性参数………11冷流体的定性温度11冷流体的比热…………12常压下，各气体在_=261£时的比热12常压下，混合气在_=261£时的比热12比热的校正…………12冷流体的黏度…………13各气体在_=261£时的黏度13混合气在_=261£时的黏度13冷流体的导热系数………14各气体在_=261£时的导热系数14混合气在_=261£时的导热系数14冷流体的密度……………14各气体在_=261£时的密度14混合气在_=261£时的密度15冷流体的吸热量…………15冷流体的平均摩尔质量…………………15热流体的物性参数…………15热流体的出口温度T215热流体的定性温度………16热流体的比热……………16热流体的黏度……………16各气体在t=350£时的黏度173.2.3.4.2•变换气在t=350£时的黏度17热流体的导热系数17各气体在t=350°C时的导热系数17变换气在T=350C时的导热系数17热流体的密度…………18各气体在t=350C时的密度183.2.3.6.2•变换气在t=350C时的密度18热流体的平均摩尔质量………………18冷、热流体的物性表18冷热流体的流程安排…………19管、壳程数的确定19传热平均温差的计算…………19估算传热面积…………………20结构设计………………………20管程设计一确定换热管规格、管数和布管20设置拉杆…………………21确定管程流速u…………222壳程设计…………………22确定换热管长度………22TOC\o"1-5"\h\z3.7.4.2•管外传热面积的设计值A。22设置折流板……………22核算传热面积A22管程对流传热膜系数ai23壳程对流传热膜系数a。23污垢热阻Ra的确定……………………25管壁热阻………………25传热系数k。253.7.5.6•核算传热面积A。26计算阻力压降…………………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确定热补偿方法八31设计管箱和接管………………31管箱………………………31接管………………………31确定换热管与管板连接方法…………………31

3233化工工艺设计参数汇总参考文献3233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300〜500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°C。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50C，大于50C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: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。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：3.1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m3，即0°C,101.3kpa下、V总=3562m3总L]0C，101.3kpa下、1kmol气体的体积为22.4m3V3562=3562=159.018kmol总22.422.4表1各气体的摩尔质量L]H2COCO2N2CH4HS2O2M(kg/kmol)2.01628.0044.0028.0216.0334.0932.00H:v%=n%=36.69%2nH=159.018X36.69%=58.344kmol2m=nH?XMH?=58.344X2.016=117.622kg表2净化前半水煤气的组成22体积分率％=摩尔分率％n(kmol)m(kg)质量分率w%H236.69058.344117.6223.735CO32.07050.9971427.91645.338CO28.75013.928612.83219.458CH40.3100.4937.9030.251HS20.2000.31810.8410.344O20.2000.31810.1760.323N221.78034.634962.20730.511m=Em=117.622+1427.916+612.832+7.903+10.841+10.176+962.207=3149.497总iw=W=117.622二3.735%同理求出其他组成见表2i工mh2m3149.497i总3.1.2净化后的组成：该过程中只有HS变化，从0.2%降至0.1%，则2V-V=V-Vn3562(1—0.2%)=V(1-0.1%)1总1H2S2总2H2S2总nV=3558.44m32总V3558.434此体积也是在0°C、101.3Kpa下测得，故：n,=2总——158-859kmo12总22.422.4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%H236.72758.344117.6223.741CO32.10250.9971427.91645.416CO28.76813.928612.83219.492CH40.3100.4937.9030.251HS0.1000.1595.4200.172O0.2000.31810.1760.3242N21.80234.634962.20730.6042Em=117.622+1427.916+612.832+7.903+5.420+10.176+962.207=3144.056kgi混合气组成:V=1.2:1nV=1.2x3558.434=4270.121水蒸气2总水蒸气二V+V二4270.121+3558.434二7828.555m33总水蒸气2总因为V为标准状态（0°C、101.3kpa）下对应的体积，所以需将其转化为实际状3总态（144C、7.45kgf/cm2）下的体积值。PVPV[1]・・_33实二_q3总nV二1658.150m3•TT3实30则：V=904.455m3V=753.705m3水蒸气实半水煤气实由PV=nRT可得I:n3总=349.291kmol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%H216.70458.344117.6221.789CO14.60050.9971427.91621.715CO23.98813.928612.8329.320CH40.1410.4937.9030.120HS20.0460.1595.4200.082O20.0910.31810.1760.155N29.91634.634962.20714.633HO254.520190.4323431.58552.232nH2O=n—n=349.291—=3总—2总=349.291—158.859=190.432kmol

m=nm=nH2O=H2OMH2O=190.432X18.02=3431.585kgm3总=Em=m2总+mHo=3144.056+3431.585=6575.641kg变换气的组成变换反应中，CO的转化率为90%，且O全部消耗.2消耗的CO的量：〃消8=50.997X90%=45.897kmolCO+HOt=H+CO+10.25千卡2H+O—2HO222222反应值：nCO=〃原8—〃消8=50.977—45.897=5.100kmoln=nn=n+h2o=原h2o十n—n生H2O消H2O=190.432+0.636-45.897=145.171kmolnnnnH2=nnnnH2=原H2消H2+生H2=58.344-0.636+45.897=103.601kmoln=n+nco2=原co2+生co2=13.928+45.897=59.825kmolnono2=0kmolnN2=n原N2=34.634nCH4="原CH4=0.493nH2S="原H2S=0.159P4=7.15kgf/cm2=7.15X101.3X10^10.33=701.157kpa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%H229.687103.601208.8603.178CO1.4615.100142.8002.173CO217.14359.8252632.30040.050N29.92434.634962.20714.640CH40.1410.4937.9030.120HS20.0460.1595.4200.082O20000HO241.598145.1712613.07839.757

n4总=E巴=103.601+5.1+59.825+34.634+0.493+0.159+145.171=348.983kmol肌总=工件=6572.568kg热量衡算及物性数据3.2.1冷、热流体的摩尔流率以1吨物料为衡算基准热流体n、=n=348.983kmol;s14总冷流体n、=n=349.291kmol;冷流体s23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n=348.983x5200=252.043kmol/hs1300x24冷流体n=349.291x5200=252.266kmol/hs2300x243.2.2冷流体的物性参数冷流体的定性温度t1=144°C，：=378°C-t1=144°C，：=378°C•••t=十==261C3.2.2.2冷流体的比热3.2.2.2.1常压下，各气体在t=261C时比热表6常压下0〜tC时气体的平均定压热容[kcal/kmol・°C]温度/°cHONCOCOCHHO2222422006.947.176.936.979.689.418.073006.967.287.017.0510.0010.098.234006.987.387.087.1310.3010.788.38由内插法可求出t=261C时，常压下各气体的比热见表七。表7各气体在常压，t=261C时的平均定压热容[kcal/kmol・°C]HONCOCOCHHOHS2222422

Cp6.95227.23716.97887.01889.87529.83098.16760.5462Cp6.95227.23716.97887.01889.87529.83098.16760.54620.046摩尔分率%16.7040.0919.91614.6003.9880.14154.5200.046322.2.2常压下，混合气体在_=261°C时的比热C:c=工C-y=(16.704X6.9522+7.0188X14.6+9.8752X3.988+9.8309XPm2Pii0.141+6.9788X9.916+7.2371X0.091+54.520X8.1676)F100=7.7456kcal/kmol・C322.2.3将常压下，261C时的Cpm2校正为该温度下730.576kpa下的Cpm2表8各气体组分的临界温度，临界压力］T(K)CPc(Mpl摩尔分率%(y)H33.21.29716.7042CO132.93.49614.600CO2304.27.3763.988N2126.23.3949.916CH4190.64.6060.141HS2373.28.9370.046O2154.65.0460.091HO647.322.554.5202m=ZyTa=(33.2X16.704+132.9X14.6+304.2X3.988+126.2X9.916+190.6X0.141+373.2X0.046+154.6X0.091+647.3X54.520)F100=403.08KP=Xyp=(1.297X16.704+3.496X14.6+7.376X3.988+3.394Xmcici9.916+4.606X0.141+8.937X0.046+5.046X0.091+22.5X54.52)F100=13.64Mpa查通用热容校正图得・•・=C：c+=7.7456+0.15=7.8956Pm23.2.2.3冷流体的黏度322.3.1各气体在_=261°C时的黏度表9各气体在t=261C时的的黏度摩尔分率％(y)H0.01282.01616.7042CO0.028028.0014.600CO20.025044.003.988N20.028128.029.916CH40.017316.030.141HS20.023134.090.046O20.032232.000.091HO0.019018.0254.52021cp=0.001pa・s322.3.2混合气在t=261C时的的黏度.冷流体的导热系数3.2.2.4.1各气体在_=261C时的导热系数表10各气体组分在t=261C时的导热系数HCOCONCHOHO

2224220.2480.03450.02940.03620.06400.03740.03850.04130.28840.04010.03420.04210.07440.04350.04480.04811=1.163计算的时，应用公式其中=0.0113=273.15K=534.15K=0.03743.224.2混合气在_=261°C时的导热系数322.5冷流体在t=261C时的密度3.2.2.5.1各气体在_=261C时的密度(730.576kpa)表11各气体在=261C.P=730.576kpa下的密度HCOCONCHOHO2224220.33174.6077.2384.6102.6385.6095.2652.965由计算上表中的各值式中：P=730.576kpaT=534.15k322.5.2混合气在_=261C.P=730.576kpa下的密度=(0.03317X16.704+4.067X14.6+7.238X3.988+4.610X9.916+2.638X0.141+5.609X0.046+5.265X0.091+2.965X54.52)F100=3.103.2.2.6冷流体吸热量：3.2.2.7冷流体的平均摩尔质量：3.2.3热流体的物性参数：3.2.3.1热流体的出口温度.设=220°C•・•=480C・•・表12各气体在平均温度T=340C时常压下的比热H2O2N2COCO2CH4HO2HS2Cp6.9707.3307.0457.09010.15010.4358.3059.725摩尔分率%29.68709.9241.46117.1430.14141.5980.046常压下=(6.970X29.687+7.045X9.924+7.09X1.461+10.15X17.143+10.435X0.141+9.725X0.046+8.305X41.598)F100=8.086kcal/kmol•C=346.18k=11.20Mpa查通用热容校正图得：++=8.086+0.06=8.092丈:・••试差成功、取热流体的定性温度3.2.3.3热流体的比热3.2.3.4=8.092热流体的黏度表13各气体组分在时的黏度摩尔分率％(y)H20.01462.01629.687CO0.031828.001.461CO20.029544.0017.143N20.032528.029.924CH40.025016.030.141HS20.028534.090.046O20.036532.000HO20.022818.0241.598lcp=0.001pa•s3.2.3.4.23.2.3.4.2变换气在时的黏度。热流体的导热系数3.2.3.5.1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HCOCONCHOHO2224220.2810.0390.0370.0410.0790.04930.0420.0830.32680.04540.04300.04770.09190.05730.04480.09651=1.163计算的时，应用公式其中=0.0113=273.15K=273.15+350=623.15K=0.04933.2.3.5.2变换气在时的导热系数

3.2.3.6热流体的密度3.2.3.6.1各气体在时的密度(701.157kpa)表15各气体在时的密度(P=701.157kpa)HCOCONCHOHO2224220.27293.79015.95583.79282.17394.61444.33152.4392摩尔分率％29.6871.46117.1439.9240.1410.046041.5983.2.3.6.2变换气在时的密度(701.157kpa)3.2.3.7热流体的平均摩尔质量3.2.4冷热流体的物性表表16冷、热流体的物性表摩尔流率kmol/h导热系数w/(m'k)黏度pa's比热平均摩尔质量平均密度kg/m定性温度Ckcal/kmol'°Ckg/kmol冷流体252.2660.06527.895618.8503.10261热流体252.0430.11188.094018.8652.56热流体252.0430.11188.094018.8652.563503.3冷、热流体的流程安排换热器内流体流程流程安排依据：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。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。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。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。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。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。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。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°C=378°C=480°C=220°C因为该换热器逆流操作，则==480—378=102C=220—144=76°C3.6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（6~12atm）气体（6~12atm）30~60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：3.7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=2m/s选用的冷拔无缝钢管。对于t=261C的有：对于_=261C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132754792—666131429631105—90721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253244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do19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d。，mm拉杆直径2516表21拉杆数量拉杆直径，公称直径DN，mm900W~V1300mm166确定管程流速壳程设计确定换热管长度.管外传热面积的设计值A。.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。3.7.5.核算传热面积A管程对流传热膜系数当Re>1000.Pr=0.6~160,L:d>50时.当流体被加热时，n=0.4当Re=2000~10000时.式中为校正系数，且壳程对流传热膜系数当壳程设置有25%的圆缺形挡板，Re=2000~1000000时假设壁温正三角形排列时，流体流过的最大截面积：丈: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H2COCO2N2CH4O2HO20.01460.02950.02710.03040.01940.02570.03340.0214在时的变换气的黏度・试差成功・•・取壁温・•・取壁温污垢热阻Ra的确定.•・•半水煤气之类气体的污垢热阻可以取为0.001~0.02・选取污垢热阻为0.015管外壁：=0.015=1.29X=1.29X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传热系数以列管外表面积为基准的传热系数.式中：核算传热面积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—壳程结坜校正系数,对于液体取1.15，对于气体或者蒸汽取1.0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/m3—壳体流体的黏度；Pa・sh一折流挡板间距，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一热流体侧；C—冷流体侧；k一以换热管外表面积为基准计算的总传热系数;rd一污垢热阻；—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.3.9.2.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.3.9.3.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