8万吨年合成氨变换工段第二换热交换器..doc
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8万吨/年合成氨变换工段第二换热交换器
第1章绪论
1.1课题简介
本次毕业设计的课题(山西焦化集团合成氨厂8万吨/年合成氨变换工段第二热交换器)来源于山西焦化集团洪洞化肥厂,重点进行了合成氨变换工段第二热交换器的设计,该厂氮肥生产的任务是进行合成氨与尿素的生产。
换热器在工业生产中,尤其是在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中,常常需要补低温流体加热或把高温流体冷却,把液体气化或把蒸汽冷凝。
这些过程均和热量传递有着密切联系,因而均可以通过换热器来实现完成。
可以说换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。
1.2工艺流程简述
1.2.1总工艺流程图
合成氨及尿素的主要化学反应方程为:
3H2+N2=2NH3+Q
2NH3+CO2=NH2COONH4+Q
NH2COONH4=CO(NH2)2+H2O-Q
1.2.2变换工段流程简述
由造气车间来的半水煤气压力为9.81KPa、H2S<20mg/Nm3经低压机加压到2.06MPa,进入本岗位的油水分离器,除去夹带的油水后,进入预脱硫槽,上部氧化铁吸收部分无机硫,下部活性碳吸收部分有机硫,然后进入第一热交换器与第三热交换器来的变换气进行换热,使半水煤气的温度由35℃提高到220℃左右,进入氧化锌脱硫槽,将半水煤气中的有机硫转变为无机硫,同时被氧化锌吸收至总硫含量为微量。
脱硫后的半水煤气进入第二热交换器与变换炉二段出口的变换气换热,(在第二热交换器半水煤气入口加入2.45MPa、390℃的过热蒸汽,汽/气0.7—0.9)使入变换炉气体温度达到330℃左右。
在变换炉第一、二层之间有冷激煤气和蒸汽加入管。
上段变换气出口温度达429℃进入第二热交换器管内与半水煤气换热,温度降到400℃,进入淬冷器,温度降至360℃左右,并提高下段汽/气比,用低变气冷凝液淬冷后,进入下段变换炉继续CO变换反应,使出口CO≤3%,气体温度升到405℃进入第三交换器管内与碱洗气换热,出第三热交换器的变换气温度降到365℃,然后进入第一热交换器与半水煤气换热,温度降到280℃左右,进入旧系统氧化锌脱硫槽和焦炉气系统并气生产。
1.2.3合成氨的工艺流程
合成氨生产工艺过程示意图:
造气→粗煤气→低温甲醇洗及冷冻系统→液氨洗系统→氨合成→氨库
造气即原煤经处理系统产生煤与空气中分离的氮气在加压气化流中反应。
氨由H和N两种元素组成。
合成氨是以H2和N2在一定条件下全盛的。
H2是从煤中获得的,而N2是从空气中分离得到的。
原煤经过筛选,粉碎等过程后,在200#工段加压气化系统的燃烧炉内与高温水蒸气反应得到水煤气,反应的一系列方和如下:
燃烧层:
C+O2→CO2+Q
C+O2→CO+Q
CO+O2→CO2+Q
气化层:
C+H2O→CO2+H2-Q
C+H2O→CO+H2-Q
C+H2→CH4+Q
CO+H2O→CO2+H2+Q
粗煤气继续在200#经过洗涤降温,分离等程序最后进入300#,粗煤气变换系统的主要成分有CO2、CO、H2、H2S、CH4等。
到300#的粗煤气洗涤变换后进入400#,在300#的变换炉内发生的主要反应有:
C+H2O→CO2+H2+Q。
进入400#变换气冷却系统的变换气主要成分是CO2、H2,还有少量的CO、N2、H2S、CH4等。
400#2段的主要作用是冷却变换气,气体的成分基本没有变化。
CO2、H2S等有害物质和各种杂质的作用会影响合成氨的质量,还可能造成设备仪器的损坏等,因此,在合成氨之前必须将这些有害物质和杂质去除。
500#低温甲醇洗涤系统和600#液氮洗系统是用物理方法吸收,沉淀这些物质。
500#主要吸收CO2和H2S,从500#流出的净化气还有少量的CO、N2、CH4等。
600#主要吸收CO,从1800#、5800#空气分离得到的N2也进入600#,并和H2混合,得到比例大约为1:
3的N2和H2混合气体。
此混合气体进入900#氨全盛系统合成,反应方程式如下:
N2+3H2→2NH3经氨合成系统合成的氨经处理后进入氨库。
1.3换热器的选型与评述
换热器是在生产中为了实现物料之间热量传递过程的一种设备。
换热器按传热面的形状与结构特点分为管壳式换热器,板式换热器,板翅式换热器和螺旋板式换热器。
管壳式换热器目前在生产中应用广泛,主要优点是传热面积较大,传热效果好,且结构简单,操作弹性大。
管壳式换热器主要有以下几种型式:
固定管板式、U型管式、浮头式。
固定管板式换热器易清洗,管板利用率高,造价便宜,尽管在消除温差应力方面没其他两种型式好,但可通过设置挠性元件——波形膨胀节减小温差应力。
换热器种类多,但都应满足以下条件:
(1)保证达到工艺规定条件
(2)强度足够、结构可靠。
(3)制造、安装、检修方便。
(4)经济合理。
本次设计从材料、温度、压强、压降、介质、检修、传热等因素综合考虑,选用固定管板式换热器。
第二章工艺计算
2.1原始数据
表2.1换热器原始数据表
操作介质
壳程:
半水煤气
管程:
中变气
操作温度℃
壳程:
350—400
管程:
429—400
操作压力(表)MPa
壳程:
1.84
管程:
1.86
定管板式换热器是由管箱、壳体、管板、管子等零部件组成的。
其结构较紧凑,排管较多,在相同直径情况下面积较大,制造较简单,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;壳体和管子壁温差一般宜小于等于50℃,大于50℃时则应在壳体上设置膨胀节。
本次设计中选用此种换热器。
需考虑热补偿。
2.2流体流径的选择
2.2.1管程和壳程气体的选择
考虑逆流时换热效率高,故选择逆流传热。
综合考虑各种因素影响选择
壳程:
半水煤气
管程:
中变气
2.2.2确定冷热流体的定性温度
工程上大多以流体的平均温度作为定性温度。
==
==
热流体进出口温度,℃
冷流体进出口温度,℃
2.2.2.1密度
查《化工工艺设计手册》可知各组分的摩尔质量如下表
表2.2
组分
摩尔质量
2.02
28.01
44.01
28.02
16.04
32
中变气的摩尔质量
==18.971
半水煤气的摩尔质量
==17.499
标况下
中变气的密度=0.84半水煤气的密度=0.77
换算成工况后如下表
表2.3
中变气
半水煤气
工况密度
6.31
6.06
2.2.2.2定压比热容
查《化工工艺设计手册》可知各组分的定压比热容如下表(单位kcal/(kg·K))
表2.4
中变气
3.70
2.42
0.29
0.28
0.87
0.27
半水煤气
3.66
2.38
0.28
0.27
0.85
0.26
中变气的定压比热容==8.52
半水煤气的定压比热容==7.95
2.2.2.3粘度
查《化工工艺设计手册》里各组分的的粘度及公式=可以求得各气体的粘度如下表:
表2.5
中变气
0.112
0.225
0.202
0.233
0.145
0.281
半水煤气
0.105
0.210
0.185
0.217
0.134
0.261
中变气的粘度==2.81
半水煤气的粘度==2.77
2.2.2.4导热系数
查表可得各位气体的导热系数如下表:
表2.6
中变气
0.030
0.044
0.041
0.046
0.088
0.049
半水煤气
0.029
0.042
0.040
0.045
0.087
0.048
==0.129W/(m·℃)
==0.114W/(m·℃)
中变气和半水煤气的物性数据如下表:
表2.7
密度(kg/m3)
定压比热容(kj/(kg.c))
导热系数(w/(m.c))
粘度(pa.s)
中变气
6.31
8.35
0.129
2.80
半水煤气
6.06
8.26
0.114
2.76
2.3计算总传热系数
2.3.1热流量的计算
Q=(-)=2997.15×6.318.35×(429-400)=4579551=1272097.5W
===11088.5Kg/h
2.3.2计算平均推动力
确定换热器的对数平均温差
两流体成逆流状态,
=400-350=50℃=429-400=29℃
==1.724<2,
故==39.5℃
2.3.3初选总传热系数
假设总传热系数K=95
2.3.4初算换热面积
A===339
2.3.5换热管的选取
选用碳钢.目前我国换热器标准中仅为×2mm和×2.5mm两种规格的管子.本次设计选定×2.5mm作为传热管,管心距t=32mm.换热管长度L=6m。
根据传热面积求管根数n
(查标准排管系列知实际管束为730根,其中包括10根拉杆)
横过管束中心线的管数
管子按正三角形排列时==
=1.1=1.1×=29.5≈30,是位于管束中心线上的管数
2.3.6壳体内径的确定
管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离
=1.25=1.25×25=31.25mm,按标准取为32mm
D=b(-1)+=32×(30-1)+25=953m
由标准,查得=1000mm
2.3.7折流板形式的选择
安装折流板的目的是为了增大壳程流体的流速,使湍流程度加剧,以提高壳程对流传热系数。
最常用的为圆缺形挡板,切去的弓形高度约为外壳内径的10%~40%,一般取20%~25%,过高或过低都不利于传热。
本次设计取=20%800mm=160mm。
两相邻挡板的距离为壳体内径的(0.2~1)倍。
系列标准中采用的值为:
固定管板式的有150,300和600三种,单位mm。
本次设计取0.3=0.31000mm=300mm,可取为300mm。
折流板数=-1=-1=19(块),实际机械设计时为18块。
2.4核算总传热系数
2.4.1管程对流传热膜系数
管程流体流速
=3.64
=1.77
=
=××=392.30
2.4.2壳程对流传热膜系数
用公式计算
管子按正三角形排列,传热当量直径为
do===20.2mm
流体流通管间最大截面积
=BD(1-)=0.3×1.0×(1-)=0.11
壳程流体流速为
雷诺数为
普朗特数为:
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