07列管式换热器要点Word格式.docx

1、摘要5关键词5一热交换器设计的主要因素6二列管式换热器的设计步骤61.物料衡算及热量衡算61.1 物料衡算 61.1.1 湿混合煤气的体积61.1.2 湿混合煤气的物料衡算71.1.3 变换气的物料衡算81.1.4 质量流量与体积流量91.2 热量衡算 91.2.1 同温下理想气体的恒压比热容 Cp91.2.2 真实气体与理想气体的热容差101.2.3 两流体进出口热量衡算132.确定两流体的物性数据 132.1 两流体黏度 132.2 两流体导热系数 142.3 两流体密度 152.4 两流体恒压比热容 163.两在热体的流程安排 164.管、壳程数的确定 175.平均传热温差 176.估算

2、传热面积 187.结构设计 187.1 管程设计确定换热管规格、管数和布管187.1.1 管子的规格 187.1.2 管子的数目、布管 187.1.3 管程的直径 187.2 设置拉杆及确定实际换热管数197.2.1 设置拉杆 197.2.2 确定实际换热管数 197.3 确定管程流速 u1197.4 壳程设计197.4.1 确定换热管长度 197.4.2 设置折流板 197.5 核算传热面积207.5.1 管程对流传热系数i 的计算 20- 2 -7.5.2 壳程对流传热系数o 的计算 207.5.3 污垢热阻 Ra 的确定 237.5.4 管壁热阻 Rw 的计算237.5.5 传热系数 K

3、0 的计算 237.5.6 核算传热面积 248.计算阻力压降248.1 管程阻力压降248.2 壳程阻力压降 259.计算温差应力2610.设计管箱和接管 2611.确定换热管与管板的链接方法 26三换热器主要结构尺寸和计算结果参考资料26参考文献28总结29附图30- 3 -前言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，是在石油、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 40%1；在我国一些大中型炼油企业中，各式热交换器的装置达到 300500 台以上。就其压力、温度

4、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。而最大的外形尺寸长达 33m，最大的传热面积达 6700m21,2。按用途分为加热器、冷凝器、冷却器、蒸发器、过热器和废热锅炉等 3；换热器按传热特征可分为直接接触式、蓄热式、间壁式等4；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、错流式等5。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

5、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50，大于50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合6。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。- 4 -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- 5 -一热交换器设计

6、的主要因素完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求:（1） 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。（2） 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。（3） 有利于安装、操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备部件应便于运输与装拆。（4） 经济合理评价

7、换热器的最终指标是：在一定的时间内固定费用（设备费、安装费）与操作费（动力费、消耗费、维修费）的总和最小。在设计时，如果几种方案都能完成任务，这一指标尤为重要。在设计换热器时，流体流速是一个很重要的因素。若选取较大流体的流速获得较大的换热系数，传递一定热量所需的换热面积小，可降低设备费，但高流速流体能耗大，操作费高。反之，选取小流速流体，设备费增加，操作费降低。因此，在设计时一定要选取一个合适的流速，使换热器能完成生产任务的前提下总费用降到最小。二列管式换热器的设计步骤1.物料衡算及热量衡算1.1 物料衡算以每年生产一吨氨为基准作物料衡算1.1.1 湿混合煤气的体积由理想气体方程PV = nR

8、T 7可知：p 0 VT 0=p 1V 1T 1- 6 -式中：p0标准大气压，kPa；p1 湿混合气体总压，kPa；V0标准状态下半水煤气体积，m3；T0标准状态温度，K；T1湿混合煤气的进口温度，K；V1半水煤气的真实体积，m3；已知：p0=101.325KPaV0=3591.000m3T0=273.150KT1=（141+273.15） K=414.150Kp1= 7.45kgf cm-2 =（7.45 98.07）kPa =730.622kPa将已知数据代入上式得101.325 3591.000273.15730.622 V1414.15 V1 = 755.085m 3因为水蒸气和半水

9、煤气的体积比为1.05：1所以饱和水蒸气的体积：V2=1.05V1=1.05755.085=792.839m3则湿混合气的体积：V=V1+V2=2.05755.085=1547.924m31.1.2 湿混合煤气的物料衡算查8得半水煤气各组分的相对分子质量见表2.表1半水煤气各组成的相对分子质量H2OM（kgkmol-1）2.016284428.0216.0334.09032.0018.02以H2作为典型计算H2的体积分数V%=（1.05 + 1） 99.7236.77% 99.92.05 99.72= 17.969%H2的体积 VH 2 = V % V = 17.969% 1547.925 =

10、 278.147m 3总的物质的量 n总 =p1VRT1730.622 1547.9248.314 414.150= 325.802kmolH2的质量mH 2 = M H 2 nH 2 = 2.016 58.334 = 118.023kg- 7 -同理求的各组分的质量 mi=118.023 + 1525.531 + 477.711 + 951.127 + 9.954 + 5.418 + 10.190 +300.7073 = 6105.087kgH2的质量百分含量 W% =mH 2118.0236105.087100% = 1.933%其余各组分的V%、Vi、ni、mi、Wi%列于表2中表2 湿

11、混合气体的组成V%17.969016.72283.332810.4188 0.19060.04880.097751.2195100.0000V/m3ni/kmol278.14658.543258.85754.48351.59010.858161.27533.9452.9500.6210.7550.1591.5130.318792.840166.8741547.925325.802mi/kg1525.531477.771951.1279.9545.41810.190 3007.073Wi%1.93324.9887.82615.5790.1630.0890.16749.255100.0001.1.

12、3 变换气的物料衡算变换炉的主反应 CO+H20=CO2+H2副反应2H2+O2=2H2OCO的转化率为88.78%O2完全反应，变换器中其他组分未发生变化+0.445+119.355=325.802以H2作典型计算H2的体积分数V % =n H 2106.085= 32.561%- 8 -变换器中变换气的组成为nco=nconco=54.483（1-88.78%）=6.102变换气总物质的量n总=ni=106.085+6.102+59.122+34.072+0.621nmH 2 = M H 2 nH 2 = 2.016 106.085 = 213.867 kg=213.867 + 170.8

13、56 + 2601.368 + 954.707 + 9.949 +15.185 + 2150.769 = 6116.702 kg213.8676116.702100% = 3.496变换气总体积 V 总 =总RT 325.802 8.314 753.157.15 98.7= 2909.395m3H2的体积V H 2 = V %V 总 = 2909.395 32.561% = 947.334m3同理可得变换气的各组分的组成列于表3。表3 变换气气体的组成V%V/m332.561947.3341.87354.49118.147527.95610.458304.2640.1915.5420.1373

14、.97836.6341065.8302909.395ni/kmol 106.0856.10259.12234.0720.445119.355mi/kgWi%3.496170.8562.7932601.36842.529954.70715.6089.94915.1850.2482150.76935.1621.1.4 质量流量与体积流量本次设计任务是每年生产 6500t 氨，每小时的产量 W =300 24= 0.9028t h 1 （1）质量流量湿混合煤气的质量流量 ms1=miW=6105.0870.9028/3600=1.531kgs-1变换气的质量流量ms2=miW=6116.7020.9

15、028/3600=1.533kg（2）体积流量湿混合煤气的体积流量Vs1=WV总1=0.0002511535.42=0.3854t变换气的体积流量 Vs=WV 总=0.0002512909.395 =0.7303t1.2 热量衡算查9可知，真实气体的恒压热容 Cp=Cp+Cp- 9 -式中Cp同温下理想气体的恒压热容，kcalkmol-1oC-1;Cp真实气体与理想气体的热容差，kcaloC-1；理想气体的Cp只是温度的函数，与压强无关，所以可由指导书上常压下的恒压比热容查得。湿混合煤气进口温度：t1=141oC出口温度：t2=401oC定性温度 t =t1 + t22141 + 401= 2

16、71C假设变换气的进口温度为 190oC变换气的进口温度： T1=190oC T2=480oC定性温度 T =T1 + T2160 + 480= 320 C查表有 t=100oC 时t=200oC 时CpH2=6.92kcalkmol-1oC-1CpH2=6.94kcal当 t=141oC 时，用内插法可知 H2 在定性温度下的 CpH2Cp H 2 6.92141 100200 141 Cp H 2 = 6.9282kcal kmol 1oC 1同理可查得各组分与真实气体温度相同时的理想气体定压容 Cp表 4 所示表4摩尔定压热容/kcalkmol-1-1Cpmt1 141t2 401t27

17、1T1 190T2 480T3356.92826.98026.95426.93806.99606.96706.91697.13687.02696.96107.10407.03259.485310.30289.89419.647010.524010.08556.88287.08076.98186.92207.13607.02909.058410.78689.92269.350411.324010.33728.14339.11578.62958.32669.41128.86897.11107.38097.24607.16007.45207.30607.97568.38138.17858.05408

18、.48408.2690Cpi7.54417.84957.69687.60357.91377.75861.2.2 真实气体与理想气体的热容差- 10 -1.2.1同温下理想气体的恒压比热容Cp6.94CpH2（1）两载热体的临界温度和临界压力查10到各组分的临界压力、临界温度如下表 5：表5 各组分的临界压力、临界温度y%y%Pc/MPaTc/K17.9691.29733.301.87303.4957133.007.3866304.2010.418810.45803.3944126.200.19060.19104.6407190.700.13709.0078373.605.07640.00001

19、54.8036.634022.1192647.00则湿混合煤气的临界压力为：Pc1=Pciyi=（1.297017.969+3.495716.7228+7.38663.3328+3.394410.4188+4.64070.1906+9.00780.0488+5.07645.0764+22.119251.2195）/100=12.7650MPa变换气的临界压力为：Pc1=Pciyi、=（1.297032.561+3.49571.873+7.386618.147+3.394410.458+4.64070.191+9.00780.137+5.07640+22.119236.634/100=10.3076MPa湿混合煤气的临界温度为：Tc1=Tciyi=（33.317.969+13316.7228+304.23.3328+126.210.4188+190.70.1906+373.60.0488+154.85.0764+64751.2195）/100=383.5991K变换气的临界温度为：Tc2=Tciyi=（33.332.561+1331.873+304.218.147+126.210.45