装备工艺设计.docx
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装备工艺设计
第三章装备工艺设计
3.1原始数据
3.1.1工艺条件
操作介质
半水煤气
变换气
操作温度℃
40/145
250/190
操作压力（表）MPa
3.55
3.43
热负荷KCal
3.1.2物料组成
半水煤气
组分
H2
CO
CO2
O2
N2
CH4
Ar
%
39.36
30.02
8.28
0.38
21.35
0.36
0.25
变换气
组分
H2
CO
CO2
N2
CH4
A
r
%
48.96
9
23.34
18.07
0.42
0.21
3.1.3生产能力：
（1）半水煤气最大用气量：
84413NM3/h129
（2）操作制度：
年工作日：
330天日操作时：
24小时
3.2物性参数
比热容/[kJ/（kg.℃）]（92.5℃）
导热系数/[W/（m·℃）]（92.5℃）
导热系数
/[W/（m·℃）]（220℃）
粘度μX10-5/（pa·s）（92.5℃）
H2
14.5078
0.2202
0.279
1.0314
CO
1.0837
0.0315
0.0292
2.1069
CO2
1.0593
0.0239
0.0239
1.8584
O2
0.9662
0.0328
2.4805
N2
1.0771
0.0317
0.0294
2.1196
CH4
2.5441
0.046
0.0383
1.3646
Ar
0.5467
0.022
0.0272
2.7280
定性温度：
对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。
故壳程混合气体（变换气）定性温度为：
Tm=（250+190）/2℃=220℃
管程流体（半水煤气）定性温度为：
tm=（40+145）/2℃=92.5℃
因为进出口温差较大，所以选择浮头式换热器。
3.3工艺计算
3.3.1计算半水煤气的平均分子量
半水煤气平均分子量：
M＝39.36%×2+30.02%×28+8.28%×44+0.38%×32+21.35%×28+0.36%×16+0.28%×40＝19.1556g/mol
同理，变换气平均分子量：
M′＝18.962g/mol
3.3.2计算半水煤气质量流量
在半水煤气操作压力P=3.55Mpa下,由于换热器内PM＝ρRT,
且R=8.314J/（mol·K）,则半水煤气平均密度：
ρ＝（3.55×10³×19.1556）/（8.314×365.65）kg/m³
＝22.37kg/m³
同理，变换气平均密度：
ρ′＝21.39kg/m³
由于PV半/Tt=P0V0/T0
所以
3005.94m³/h
半水煤气：
W半＝ρ·V半＝22.37×3005.94m³/h
＝67242.88kg/h
3.3.3热负荷计算和变换气的质量流量
半水煤气平均比热容
C半＝∑xicpi＝（39.36%×2×14.5078＋30.02%×28×1.0837+8.28%×44×1.0593＋0.38%×32×0.9662+21.53%×28×1.0771+0.36%×16×2.5441+0.28%×40×0.5467）/19.1556
＝1.629kJ/（kg.℃）
所以热负荷Q＝W半C半（t2－t1）
＝67242.88kg/h×1.629kJ/（kg.℃）×（145-40）℃
＝67242.88kg/s×1/3600×1.629kJ/（kg.℃）×（145－40）℃
＝3194.9KW
根据热量守恒，
即Q＝W半C半（t2－t1）＝W变C变（T1－T2）,又有C变＝1.766kJ/（kg.℃）
则变换气质量流量：
W变＝Q/C变（T1－T2）＝3194.9KW/[1.766kJ/（kg.℃）×60℃）]
＝30.15kg/s＝108540kg/h
3.3.4平均推动力计算Δtm
＝45÷㏑（150/105）
＝126.17℃
按单壳程，多管程结构，查书上图温度差校正系数φΔt值，
得：
φΔt＝0.93
平均传热温差Δtm＝φΔtΔtm′＝0.93×126.17℃≈117.34℃
3.3.5初选总传热系数K
根据附录列管式换热器中传热系数K值范围推荐值表，
初选K＝250W/（m²·℃）
3.3.6初选总传热面积
初选总传热面积：
S估＝Q/K·Δtm
＝3194.9×10³/﹙250×117.34﹚
＝108.91m²
3.3.7初选各种轮廓尺寸
列管换热器内常用的流速范围
流体种类
流速m/s
管程
壳程
一般液体
0.3～0.5
0.2～1.5
宜结垢液体
>1
>0.5
气体
5～30
3～15
（1）根据上表，初选半水煤气流速为7m/s，根据JB/T4715－92选取φ19×2规格的碳钢管，即外径do为19mm，壁厚为2mm，所以内径di为15mm，管心距25mm。
（2）管程数和传热管数
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns＝V半/（π/4di2u）＝3005.94÷3600÷﹙π/4×0.015²×7﹚
≈675
按单管程计算，所需的传热管长度为
L＝S估/πdoNs＝108.91/（π×0.019×675）≈3（m）
所以选用单程管，根据本设计实际情况，采用非标设计，取传热管长l＝3m。
即传热管总根数n＝675（根）
（3）平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数计算如下
P＝（t2－t1）/（T1－t1）＝（145－40）/（250－40）＝0.5
R＝（T1－T2）/（t2－t1）＝（250－190）/（145－40）＝0.571
按单壳程，单管程结构，查书上图温度差校正系数φΔt值，
得：
φΔt＝0.93
平均传热温差Δtm＝φΔtΔtm′＝0.93×126.17℃≈117.34℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适.
（4）传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距Pt＝1.25do，则Pt＝1.25×19＝23.75≈24（mm）
隔板中心到离其最近一排管中心距离按下式计算；
Z＝6＋Pt/2＝6﹢24/2＝18（mm）
各程相邻管的管心距为36mm。
（5）壳体直径
因为采用单管程结构，壳体直径可按下式估算。
则壳体直径为D＝Pt（nc-1）+2b′＝24×（28.58－1）＋2×2.8
≈667.28mm
则可取D＝700mm。
（6）折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：
h＝25%×700mm＝175mm
故可取h＝200mm。
取折流板间距B＝0.55D（0.2D＜B＜D）,则B＝0.55×700＝385mm
可取B为400mm。
折流板数目NB＝传热管长/折流板间距－1＝3000/400－1＝7
3.3.8初步确定总传热面积
S＝πdon总l′＝π×0.019×675×3m²≈120.87m²
3.4核算总传热系数
3.4.1流速的确定
交换后的管内气体流速为：
ui＝4V半/πdi²n＝（4×3005.94）/（π×0.015²×675×3600）
≈7m/s
3.4.2管程侧对流传热系数
按下式计算αi＝0.023λ/di·（diuiρ/μ）0.8（Cpμ/λ）n
式中αi－－管程流体传热膜系数，W/（m²·K）；
ρ,μ－－分别为定性温度下的密度（kg/m³）和粘度（pa·s）；
Cp，λ－－分别为定性温度下流体的定压比热容（kJ/kg·K）和导热系数W/（m·K）；
di－－传热管子内径，m；
ui－－流体在管内的流速，m/s；
n－－指数，视热流方向而定，当流体被加热时，n＝0.4，当流体被冷却时，n＝0.3.
在定性温度下半水煤气的定压比热用Cp＝1.629kJ/（kg.℃），
ui＝7m/s，ρ＝22.37kg/m³，
μ＝∑（λiyiMi1/2）/（∑yiMi1/2）＝1.9228×10-5Pa·s,
λ＝∑（λiyiMi1/3）/（∑yiMi1/3）＝0.0504W/（m·℃）,n=0.4
Rei＝0.015×7×22.37÷（1.9228×10-5）＝139609
αi＝0.023λ/di·（diuiρ/μ）0.8（Cpμ/λ）n
＝0.023×0.0404÷0.015×（139609）0.8×（1.629×10³×1.9228×10-5÷0.0404）0.4
＝724[W/（m²·℃）]
3.4.3壳程侧对流传热系数
用下式计算αo＝0.36（λ′/de′）·Reo0.55Pro1/3（μ/μw）0.14
其中黏度μ＝∑（yiμiMi0.5）/（∑yiMi0.5）＝2.2624×10-5Pa·s
λ′＝∑（λiyiMi1/3）/（∑yiMi1/3）＝0.0339W/（m·℃），n＝0.3
管子按正三角形排列，传热当量直径为：
de′＝4×（31/2/2×Pt²－π/4·do2）/（πdo）
＝4×[（31/2/2×0.024²－π/4×0.019²）/（π×0.019）
＝0.014（m）
壳程流通截面积：
So＝BD（1－do/Pt）＝0.45×0.7×（1－19/24）＝0.066（m²）
壳程流体流速及其雷洛数分别为：
≈10m／s
≈141818
普朗特数
≈1.03
粘度校正
对于气体，（μ/μw）0.14≈1.0
所以αo＝0.36×（0.0389/0.014）·（141818）0.551.031/3×1.0
＝700[W/（m²·℃）]
3.4.4污垢热阻
查《化工原理课程设计》附录9，管外侧污垢热阻Rso＝1.7197×10-4m²·℃/W，管内侧污垢热阻Rsi＝1.7197×10-4m²·℃/W。
已知管壁厚度b＝0.002m，碳钢在该条件下的热导率为50W/（m²·℃）。
3.4.5总传热系数K′
K′＝[do／（αidi）+Rsi·do/di＋bdo/（λdm）+Rso+1/αo]-1
＝276.60W/（m²·℃）
所以K′/K＝276.60/250＝1.106
换热系数合适，该换热器能够完成生产任务。
3.5压力降校核
3.5.1管程压力降
∑ΔPi＝（ΔP1＋ΔP2）NsNpFt
换热器为单管程，则Np＝1，换热器管子为φ19mm×2mm，则Ft＝1.5
又Ns＝1，ΔP1＝λ（l/d）×（ρui2）/2
由Re＝287245，即为湍流，传热管相对粗糙度为0.01，查图：
摩擦系数与雷洛数及相对粗糙度的关系，得λ＝0.038，流速ui＝7m/s,ρ＝22.37kg/m³,所以：
ΔP1＝0.038×（3/0.015）×[（7²×22.37﹚/2]
≈4165（Pa）
ΔP2＝3（ρui²/2）＝（3×22.37×7²）/2＝1644（Pa）
∑ΔPi＝（4165＋1644）×1×1×1.5＝8714（Pa）
管程流体阻力在允许范围内。
3.5.1壳程压力降
按下式计算：
∑ΔPo＝（ΔP1′＋ΔP2′）NsFt
其中Ns＝1，Ft＝1.0
流体流经管束的阻力:
ΔP1′＝Ffonc（NB＋1）·（ρuo2）/2
管子正三角排列，F＝0.5
fo＝5×（141818）-0.228＝0.334
nc＝1.1（n）½＝1.1×（675）½＝28.58
NB＝7
uo＝10m/s
ΔP1′＝0.5×0.334×28.58×（7＋1）×（21.39×10²）/2
＝40837（Pa）
流体流过折流板缺口的阻力：
ΔP2′＝NB[3.5-（2h/D）]·（ρuo2）/2
其中h＝0.2m，D＝0.7m，则
ΔP2′＝7×（3.5－2×0.2÷0.7）×（21.39×10²÷2）
＝21925（Pa）
总阻力：
∑ΔPo＝40837+21925＝62762（Pa）
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力比较适宜。
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