1、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1.半水煤气的组成（体积 %）CH 4 0.31H 2 S 0.2O2 0.2H 2 36.69CO 32.07CO2 8.75N 2 21.782.水 蒸 汽 饱 和 半 水 煤 气时 的 体 积比 为 1.2:1 ;饱 和 水蒸 汽 后 湿混 合煤 气 压 力为 7.45 kgf/cm 2（绝 ）；温 度 为 144 ；要 求 经 热交 换器 后 温 度达 到 378 后 再 进 变 换 炉3.变 换 率为 90 % ; 变 换 炉出
2、 口 变 换 气 温 度 为 480 ， 压 力 为 7.15 kgf/cm 2 （ 绝 ）。4.每 年 估 计 大 修 、中 修 两 个月 ， 年 工作 日 按 300 天 计 。5.每 生 产 一 吨 氨 需耗 半 水 煤气 量 为 3562 标准 米 。6.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1.列管热交换器传热面积；2.列管热交换器结构及工艺尺寸；3.绘制列管热交换器结构图摘要 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 73.1.物料衡算 73.1.1.净化前组成 73.1.2.净化后组成 83.1.3.混
3、合后组成 93.1.4.变换气组成 103.2.热量衡算及物性数据 113.2.1.冷、热流体的摩尔流率 113.2.2.冷流体的物性参数 113.2.2.1.冷流体的定性温度 113.2.2.2.冷流体的比热 123.2.2.2.1.常压下，各气体在 t 261 时的比热 123.2.2.2.2.常压下，混合气在 t 261 时的比热 123.2.2.2.3.比热的校正 123.2.2.3.冷流体的黏度 133.2.2.3.1.各气体在 t 261 时的黏度 133.2.2.3.2.混合气在 t_ 261 时的黏度 133.2.2.4.冷流体的导热系数 143.2.2.4.1.各气体在 t
4、261 时的导热系数 143.2.2.4.2.混合气在 t 261 时的导热系数 143.2.2.5.冷流体的密度 143.2.2.5.1.各气体在 t 261 时的密度 143.2.2.5.2.混合气在 t_ 261 时的密度 153.2.2.6.冷流体的吸热量 153.2.2.7.冷流体的平均摩尔质量 153.2.3.热流体的物性参数 153.2.3.1.热流体的出口温度 T2 153.2.3.2.热流体的定性温度 163.2.3.3.热流体的比热 163.2.3.4.热流体的黏度 163.2.3.4.1.各气体在 T_ 350 时的黏度 173.2.3.4.2.变换气在 T 350 时的
5、黏度 173.2.3.5.热流体的导热系数 173.2.3.5.1.各气体在 T_ 350 时的导热系数 173.2.3.5.2.变换气在 T 350 时的导热系数 173.2.3.6.热流体的密度 183.2.3.6.1.各气体在 T 350 时的密度 183.2.3.6.2.变换气在 T_ 350 时的密度 183.2.3.7.热流体的平均摩尔质量 183.2.4.冷、热流体的物性表 183.3. 冷热流体的流程安排 193.4.管、壳程数的确定 193.5.传热平均温差的计算 193.6.估算传热面积 203.7.结构设计 203.7.1.管程设计确定换热管规格、管数和布管 203.7.
6、2.设置拉杆 213.7.3.确定管程流速 u2 223.7.4.壳程设计 223.7.4.1.确定换热管长度 223.7.4.2.管外传热面积的设计值 A。 223.7.4.3.设置折流板 223.7.5.核算传热面积 A 223.7.5.1.管程对流传热膜系数 i 233.7.5.2.壳程对流传热膜系数 。 233.7.5.3.污垢热阻 Ra 的确定 253.7.5.4.管壁热阻 253.7.5.5.传热系数 k 。 253.7.5.6.核算传热面积 A。 263.8.计算阻力压降 263.8.1.管程阻力损失 263.8.2.壳程阻力损失 273.9.计算温差应力、确定热补偿方法 283
7、.9.1.换热管壁温的计算 283.9.2.圆筒壁温的计算 293.9.3. 温差应力的计算 303.9.4.确定热补偿方法 313.10.设计管箱和接管 313.10.1.管箱 313.10.2.接管 313.11.确定换热管与管板连接方法 313.12.3233化工工艺设计参数汇总 参考文献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
8、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 。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
9、、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 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。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
10、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 :2.1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。2.2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3.1 物料衡算 以每生产一吨氨为计算基准3.1.1净化前组成每生产一吨氨需半
11、水煤气量为 3562 标准 m 3 ，即 0 ， 101.3 kpa 下、总 = 3562 m10 ， 101.3 kpa 下、 1 kmol 气体的体积为 22.4 m 3 n总= V总 =3562 =159.018 kmol22.4 22.4表 1 各气体的摩尔质量 5H2COCO2N2CH4H2SO2M(kg/kmol) 2.016 28.0044.0028.02 16.0334.0932.00H2 : v%=n%=36.69 %nH 2 =159.018 36.69%=58.344 kmolm=nH 2M H 2 =58.3442.016=117.622 kg表 2 净化前半水煤气的组
12、成体积分率 %=摩尔分率 %n（ kmol）m（kg）质量分率 w%H236.69058.344117.6223.735CO32.07050.9971427.91645.338CO28.75013.928612.83219.458CH40.3100.4937.9030.251H2S0.2000.31810.8410.344O20.2000.31810.1760.323N221.78034.634962.20730.511m总=m i =117.622+1427.916+612.832+7.903+10.841+10.176+962.207=3149.497wi M ini WH2 mH2 =
13、117.622 3.735% 同理求出其他组成见表 2mi H2 m总 3149.4973.1.2净化后的组成：该过程中只有 H2 S变化，从 0.2%降至 0.1% ，则V1总 V1H2S V2总 V2H2S 356（2 1 0.2%） V2总（1 0.1%）3V2总 3558.44m3V 3558.434此体积也是在 0、101.3Kpa 下测得，故：n2总 2总 158.859kmol2 22.4 22.4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.
14、91645.416CO28.76813.928612.83219.492CH40.3100.4937.9030.251H2S0.1000.1595.4200.1720.318 10.176 0.32434.634 962.207 30.604mi =117.622+1427.916+612.832+7.903+5.420+10.176+962.207=3144.056 kg3.1.3混合气组成V水蒸气 :V2总 1.2:1 V水蒸气 1.2 3558.434 4270.1213V3总 V水蒸气 V2总 4270.121 3558.434 7828.555m3因为 V3总 为标准状态（ 0、10
15、1.3kpa）下对应的体积，所以需将其转化为实际状态( 144、 7.45kgf / cm2 )下的体积值。则： V水蒸气实=904.455 m3 V 半水煤气实=753.705 m3由 PV=nRT 可得 ： n3总 =349.291 kmol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%H216.70458.344117.6221.789CO14.60050.9971427.91621.715CO23.98813.928612.8329.320CH40.1410.4937.9030.120H2S0.0460.1595.4200.082O20.0910
16、.31810.1760.155N29.91634.634962.20714.633H2O54.520190.4323431.58552.232nH2O =n3总 n2总 =349.291158.859=190.432 kmolmH2O =nH 2O M H2O =190.43218.02=3431.585 kgm3总 = mi =m2总 +mH2O =3144.056+3431.585=6575.641 kg3.1.4变换气的组成变换反应中， CO 的转化率为 90%，且 O2 全部消耗 .消耗的 CO 的量： n消CO =50.99790%=45.897 kmolCO+H2O =H2 +CO
17、2 +10.25 千卡 2H2 +O 2 2H2O 反应值： nCO =n原CO n消 CO =50.97745.897=5.100 kmolnH2O =n原H2O +n生H 2O n消H2O =190.432+0.636-45.897=145.171 kmol nH2 =n原H 2 n消H2 +n生H2 =58.344-0.636+45.897=103.601 kmol nco2 =n原co2 +n生co2 =13.928+45.897=59.825 kmol no2 =0 kmolnN2 =n原N2 =34.634 nCH4 =n原CH4 =0.493 nH2S =n原H2S =0.159
18、 P4 =7.15 kgf / cm2 =7.15101.31010.33=701.157 kpa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%H229.687103.601208.8603.178CO1.4615.100142.8002.173CO217.14359.8252632.30040.050N29.92434.634962.20714.640CH40.1410.4937.9030.120H2S0.0460.1595.4200.082O20000H2O41.598145.1712613.07839.757m总 =mi =6572.568 kg3
19、.2 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 ns1 n4总 348.983kmol;冷流体 ns、2 n3总 349.291kmol;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 ns1 348.983 5200 252 .043 kmol / h s1 300 24冷流体 ns2 349.291 5200 252.266kmol /h s2 300 243.2.2 冷流体的物性参数3.2.2.1冷流体的定性温度：3.2.2.2冷流体的比热3.2.2.2.1常压下，各气体在 t =261时比热表 6 常压下 0
20、t 时气体的平均定压热容 kcal/ kmol 温度/H2O2N2COCO2CH4H2O2006.947.176.936.979.689.418.073006.967.287.017.0510.0010.098.234006.987.387.087.1310.3010.788.38由内插法可求出 t =261时，常压下各气体的比热见表七。表 7 各气体在常压， t =261时的平均定压热容 kcal/ kmol H 2 O2 N2 CO CO2 CH4 H2O H2S_73.2.2.2.2常压下，混合气体在 t =261时的比热CPm2 CPi yi =(16.7046.9522+7.0188
21、14.6+9.87523.988+9.83090.141+6.97889.916+7.23710.091+54.5208.1676)100 =7.7456kcal/ kmol 3.2.2.2.3 将常压下， 261时的 C Pm2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TC KPC M p a摩尔分率 %（ y）H233.21.29716.704CO132.93.49614.600CO2304.27.3763.988N2126.23.3949.916CH4190.64.6060.141H2S373.28.9370.046O2154.65.0460
22、.091H2O647.322.554.520Tmc yiTci =(33.216.704+132.914.6+304.23.988+126.29.916+190.60.141+373.20.046+154.60.091+647.354.520)100=403.08 KPmc yiPci (1.29716.704+3.49614.6+7.3763.988+3.3949.916+4.6060.141+8.9370.046+5.0460.091+22.554.52)100=13.64 Mpa查通用热容校正图得=CPm2+=7.7456+0.15=7.89563.2.2.3 冷流体的黏度3.2.2.3
23、.1各气体在t =261时的黏度表 9 各气体在 t =261时的的黏度摩尔分率 %（ y）H20.01282.01616.704CO0.028028.0014.600CO20.025044.003.988N20.028128.029.916CH40.017316.030.141H2S0.023134.090.046O20.032232.000.091H2O0.019018.0254.5201cp=0.001pas3.2.2.3.2混合气在t =261时的的黏度 .3.2.2.4冷流体的导热系数3.2.2.4.1各气体在 t =261时的导热系数表 10 各气体组分在 t =261时的导热系数
24、0.2884 0.0401 0.0342 0.0421 0.0744 0.0435 0.0448 0.04811 =1.163计算 的 时，应用公式 其中 =0.0113=273.15K =534.15 K =0.03743.2.2.4.2混合气在 t =261时的导热系数3.2.2.5冷流体在 t =261时的密度3.2.2.5.1各气体在 t =261时的密度( 730.576 kpa)表 11 各气体在 t =261 .P=730.576 kpa下的密度H2COCO2N2CH4O2H2O0.33174.6077.2384.6102.6385.6095.2652.965由 计算上表中的各值
