精编完整版年产吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计毕业论文任务书

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1、(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！)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%）H 36.69 CH 0.31 CO 32.07 HS 0.2 CO 8.75 O 0.2 N 21.78 2.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 kgfcm (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 % ;变换炉出口变换气温度为 480 ，压力为 7.15 kgfcm (绝)。4.每年估计大修、中修两个月，年工作日

2、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。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 73.1.物料衡算 7 3.1.1.净化前组成7 3.1.2.净化后组成 8 3.1.3.混合后组成 9 3.1.4.变换气组成 103.2.热量衡算及物性数据 11 3.2.1.冷、热流体的摩尔流率 11 3.2.2.冷流体的物性参数 11 3.2.2.1.冷流体的定性温度 11 3.2.2.2.冷流

3、体的比热 12 3.2.2.2.1.常压下，各气体在时的比热 12 3.2.2.2.2.常压下，混合气在时的比热 12 3.2.2.2.3.比热的校正 12 3.2.2.3.冷流体的黏度 13 3.2.2.3.1.各气体在时的黏度13 3.2.2.3.2.混合气在时的黏度13 3.2.2.4.冷流体的导热系数14 3.2.2.4.1.各气体在时的导热系数14 3.2.2.4.2.混合气在时的导热系数14 3.2.2.5.冷流体的密度14 3.2.2.5.1.各气体在时的密度14 3.2.2.5.2.混合气在时的密度15 3.2.2.6.冷流体的吸热量15 3.2.2.7.冷流体的平均摩尔质量1

4、5 3.2.3.热流体的物性参数15 3.2.3.1.热流体的出口温度T2 15 3.2.3.2.热流体的定性温度16 3.2.3.3.热流体的比热16 3.2.3.4.热流体的黏度16 3.2.3.4.1.各气体在时的黏度 17 3.2.3.4.2.变换气在时的黏度 17 3.2.3.5.热流体的导热系数17 3.2.3.5.1.各气体在时的导热系数 17 3.2.3.5.2.变换气在时的导热系数 17 3.2.3.6.热流体的密度 18 3.2.3.6.1.各气体在时的密度 18 3.2.3.6.2.变换气在时的密度 18 3.2.3.7.热流体的平均摩尔质量 18 3.2.4.冷、热流体

5、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20 3.7.1.管程设计确定换热管规格、管数和布管 20 3.7.2.设置拉杆 21 3.7.3.确定管程流速 22 3.7.4.壳程设计 22 3.7.4.1.确定换热管长度 22 3.7.4.2.管外传热面积的设计值A。 22 3.7.4.3.设置折流板 22 3.7.5.核算传热面积A22 3.7.5.1.管程对流传热膜系数i23 3.7.5.2.壳程对流传热膜系数。23 3.7.5.3.污垢热阻Ra的确定25 3.7.5.4.管壁热阻 25 3

6、.7.5.5.传热系数k。 25 3.7.5.6.核算传热面积A。 263.8.计算阻力压降 26 3.8.1.管程阻力损失26 3.8.2.壳程阻力损失273.9.计算温差应力、确定热补偿方法 28 3.9.1.换热管壁温的计算28 3.9.2.圆筒壁温的计算29 3.9.3.温差应力的计算30 3.9.4.确定热补偿方法 313.10.设计管箱和接管31 3.10.1.管箱 31 3.10.2.接管 313.11.确定换热管与管板连接方法313.12.化工工艺设计参数汇总32参考文献 33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

7、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 15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 300500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 67

8、00。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50，大于50时应在壳体上设置膨胀节；壳程

9、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: 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

10、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。3.1.1 净化前组成 每生产一吨氨需半水煤气量为3562标准m，即0 ，101.3 kpa下、 V= 3562 m 0 ，101.3 kpa下、1 kmol气体的体积为22.4 n=159.018 kmol表1 各气体的摩尔质量 CO CO M(kgkmol) 2.016 28.00 44.00 28.02 16.03 34.09 32.00 : v%=n%=36.69 %=159.01836.69%=58.344 kmolm=M=58.3442.016=117.622 kg表

11、2 净化前半水煤气的组成体积分率%=摩尔分率% n（kmol） m（kg） 质量分率w% 36.690 58.344 117.622 3.735CO 32.070 50.997 1427.916 45.338CO 8.750 13.928 612.832 19.458 0.310 0.493 7.903 0.251 0.200 0.318 10.841 0.344O 0.200 0.318 10.176 0.323N 21.780 34.634 962.207 30.511m=m=117.622+1427.916+612.832+7.903+10.841+10.176+962.207=3149

12、.497 = 同理求出其他组成见表2 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% ，则此体积也是在0、101.3Kpa下测得，故：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% 36.727 58.344 117.622 3.741CO 32.102 50.997 1427.916 45.416CO 8.768 13.928 612.832 19.492 0.310 0.493 7.903 0.251 0.100 0.159 5.420 0.172O 0.200 0.318 10.176 0.324N 21.802 34.

13、634 962.207 30.604m=117.622+1427.916+612.832+7.903+5.420+10.176+962.207=3144.056 kg3.1.3 混合气组成因为为标准状态（0、101.3kpa）下对应的体积，所以需将其转化为实际状态（144、7.45）下的体积值。 则：V水蒸气实=904.455 V半水煤气实=753.705由PV=nRT可得： =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% 16.704 58.344 117.622 1.789CO 14.600 50.997 1427.916 21.

14、715CO 3.988 13.928 612.832 9.320 0.141 0.493 7.903 0.120 0.046 0.159 5.420 0.082O 0.091 0.318 10.176 0.155N 9.916 34.634 962.207 14.633 54.520 190.432 3431.585 52.232=349.291158.859=190.432 kmol=190.43218.02=3431.585 kg=+=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O 全部消耗.消耗的CO的量： =50

15、.99790%=45.897 kmolCO+=+CO+10.25 千卡 2+O2反应值： =50.97745.897=5.100 kmol =+=190.432+0.636-45.897=145.171 kmol =+=58.344-0.636+45.897=103.601 kmol =+=13.928+45.897=59.825 kmol =0 kmol =34.634 =0.493 =0.159=7.15=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% 29.687 103.601 208.860

16、3.178CO 1.461 5.100 142.800 2.173CO 17.143 59.825 2632.300 40.050N 9.924 34.634 962.207 14.640 0.141 0.493 7.903 0.120 0.046 0.159 5.420 0.082O 0 0 0 0 41.598 145.171 2613.078 39.757=103.601+5.1+59.825+34.634+0.493+0.159+145.171=348.983 kmol=6572.568 kg3.2 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 冷流

17、体 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 冷流体 3.2.2 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=261时比热表6 常压下0t 时气体的平均定压热容kcalkmol 温度 200 6.94 7.17 6.93 6.97 9.68 9.41 8.07 300 6.96 7.28 7.01 7.05 10.00 10.09 8.23 400 6.98 7.38 7.08 7.13 10.30 10.78 8.38由内插法可求出=261时，常压下各气体的比热见表七。表7

18、 各气体在常压， =261时的平均定压热容kcalkmol Cp 6.9522 7.2371 6.9788 7.0188 9.8752 9.8309 8.1676 0.5462摩尔分率% 16.704 0.091 9.916 14.600 3.988 0.141 54.520 0.046 3.2.2.2.2常压下，混合气体在=261时的比热=（16.7046.9522+7.018814.6+9.87523.988+9.8309 0.141+6.97889.916+7.23710.091+54.5208.1676）100 =7.7456kcalkmol 3.2.2.2.3 将常压下，261时的校

19、正为该温度下730.576kpa下的表8 各气体组分的临界温度，临界压力 摩尔分率%（y） 33.2 1.297 16.704 CO 132.9 3.496 14.600 CO 304.2 7.376 3.988N 126.2 3.394 9.916 190.6 4.606 0.141 373.2 8.937 0.046O 154.6 5.046 0.091 647.3 22.5 54.520=（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 K

20、（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 =+=7.7456+0.15=7.8956 3.2.2.3 冷流体的黏度 3.2.2.3.1 各气体在=261时的黏度表9 各气体在=261时的的黏度 摩尔分率%（y） 0.0128 2.016 16.704 CO 0.0280 28.00 14.600 CO 0.0250 44.00 3.988N 0.0281 28.02 9.916 0.0173 16.03 0.141

21、0.0231 34.09 0.046O 0.0322 32.00 0.091 0.0190 18.02 54.5201cp=0.001pas 3.2.2.3.2 混合气在=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=261时的导热系数表10 各气体组分在=261时的导热系数 0.248 0.0345 0.0294 0.0362 0.0640 0.0374 0.0385 0.0413 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

22、.15K =534.15 K =0.0374 3.2.2.4.2 混合气在=261时的导热系数3.2.2.5 冷流体在=261时的密度3.2.2.5.1 各气体在=261时的密度（730.576 kpa）表11 各气体在=261.P=730.576 kpa下的密度 0.3317 4.607 7.238 4.610 2.638 5.609 5.265 2.965由 计算上表中的各值式中：P=730.576 kpa T=534.15 k 3.2.2.5.2混合气在=261.P=730.576 kpa下的密度=（0.0331716.704+4.06714.6+7.2383.988+4.610 9.9

23、16+2.6380.141+5.6090.046+5.2650.091+2.96554.52）100 =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 =480 表12 各气体在平均温度T=340时常压下的比热 Cp 6.970 7.330 7.045 7.090 10.150 10.435 8.305 9.725摩尔分率% 29.687 0 9.924 1.461 17.143 0.141 41.598 0.046常压下=（6.97029.687+7.0459.924+7.091.461

24、+10.1517.143+10.4350.141+9.7250.046+8.30541.598）100=8.086 kcalkmol=346.18 k=11.20 Mpa查通用热容校正图得： =+=8.086+0.06=8.092 又试差成功、取 3.2.3.2 热流体的定性温度 3.2.3.3 热流体的比热 =8.092 3.2.3.4 热流体的黏度表13 各气体组分在时的黏度 摩尔分率%（y） 0.0146 2.016 29.687 CO 0.0318 28.00 1.461 CO 0.0295 44.00 17.143N 0.0325 28.02 9.924 0.0250 16.03 0

25、.141 0.0285 34.09 0.046O 0.0365 32.00 0 0.0228 18.02 41.5981cp=0.001pas3.2.3.4.2 变换气在时的黏度。3.2.3.5 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 0.281 0.039 0.037 0.041 0.079 0.0493 0.042 0.083 0.3268 0.0454 0.0430 0.0477 0.0919 0.0573 0.0448 0.09651 =1.163 计算的时，应用公式其中=0.0113 =273.15K =273.15+350=6

26、23.15 K =0.0493 3.2.3.5.2 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（701.157 kpa）表15 各气体在时的密度（P=701.157 kpa） 0.2729 3.7901 5.9558 3.7928 2.1739 4.6144 4.3315 2.4392摩尔分率% 29.687 1.461 17.143 9.924 0.141 0.046 0 41.598 3.2.3.6.2变换气在时的密度（701.157 kpa）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 导

27、热系数 黏度 比热 平均摩尔质量 平均密度 定性温度 kmolk) pas kcalkmol kgkmol kgm 冷流体 252.266 0.0652 7.8956 18.850 3.10 261热流体 252.043 0.1118 8.0940 18.865 2.56 3503.3 冷、热流体的流程安排换热器内流体流程流程安排依据：(1) 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。(2) 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。(3) 具有腐蚀性的流体走管程，这样可以用普通材料制造壳体，

28、而管束、管板和封头要采用耐蚀材料。(4) 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。(5) 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。(6)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。3.4 管、壳程数的确定权衡传热和流体输送

29、两方面的得失后，确定为单管程单壳程。3.5 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 =378 =480 =220 因为该换热器逆流操作，则 =480378=102 =220144=76 3.6 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（612atm） 气体（612atm） 3060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 3.7.1 管程设计确定换热管规格、管数和布管。初选管程流速= 2 ms选用的冷拔无缝钢管。 对于=2

30、61的有：对于=261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13142729547631910256690613721根据表18确定管数表3-17 换热管

31、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25 32 443.7.2 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d。19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，mm公称直径DN，mm90013001663.7.3 确定管程流速3.7.4 壳程设计 3.7.4.1 确定换热管长度. 3.7.4.2.管外传热面积的设计值A。.3.7.4.3.设置折流板为加大壳程流体的湍流程度

32、，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 3.7.5.1. 管程对流传热膜系数.当Re1000.Pr=0.6160，L:d50 时. 当流体被加热时，n=0.4当Re=200010000时.式中为校正系数，且 3.7.5.2. 壳程对流传热膜系数假设壁温正三角形排列时，流体流过的最大截面积：又对于时的体积流率：壳程流体的流速表22 各流体在时的黏度 0.0146 0.0295 0.0271 0.0304 0.0194 0.0257 0.0334 0.0214在时的变换气的黏度试差成功取壁温 对流传热膜

33、系数 3.7.5.3.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0.0010.02 选取污垢热阻为0.015管外壁： =0.015=1.29 =1.29 3.7.5.4.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 3.7.5.5.传热系数以列管外表面积为基准的传热系数.式中： 3.7.5.6.核算传热面积3.8.计算阻力压降 3.8.1 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

34、） 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.3.8.2.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

35、m壳体流体的黏度；Pas； 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。 3.9.1 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：， =8mm，长度=3.10.2.接管接管应尽量沿换热器的径向或轴向设置，接管内表面宜与壳体内表面平齐，接管与外部管线可采用焊接连接，当设计温度高于300时，必须采用整体法兰。进出口料管：的热轧无缝钢管，材料为20.排气口、排液口接管：的冷轧无缝钢管，材料20.3.11.确定换热管与管板连接方法.换热管与管板的连接方法通常采用的是胀接法和焊接法。焊接法可采用与压力在以上或温度高于300的系

36、统。同时由于焊接工艺比胀管工艺简单，故有被优先采用的趋势。因为换热管的设计温度为325.394，所以采用焊接法。3.12 化工工艺设计参数汇总：表22 换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程摩尔流率252.266252.043进口温度144480出口温度378220压力kgf7.457.15物性数据定性温度261350密度3.1002.560比热容kcalkmol7.85968.094粘度导热率WmK0.06520.1118换热器主要参数形式固定管板式台数1壳体内径 Dimm1000壳程数1管内径mm20管间距 tmm32管长 Lmm4500管排列形式正三角实际换热管数721折流板数块4管外

37、传热面积252.574折流板间距mm900管程数1拉杆数量6主要计算管程壳程流速1.8952.617对流传热膜系 51.636168.112污垢热阻1.29101.2910阻力压降pa104.030501.894热流量466079.2530278.3裕度%21.4【高效换热器】参考文献：1 谭天恩,窦梅,周明华等.化工原理(第三版)上册M.化学工业出版社.2006.4.2 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计M.天津大学出版社,2002.46-58.3 陈钟秀,顾飞燕,胡望明等.化工热力学(第二版)M. 化学工业出版社.2001.6.4 国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册(第二版)M.化学工艺出版社,1986.12.5 国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册(第二版)M.化学工艺出版社,2001.2.6 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册(第三版)M.化学工业出版社.2002.8.7 孙礼运.化工原理课程设计指导书M.化工原理教研室.2004.