列管式熱交換器的設(shè)計

1、列管式熱交換器的設(shè)計目錄前言2一、概述2二、熱交換器設(shè)計的主要因素3三、列管式熱交換器的設(shè)計步驟4（一）物料衡算及熱量衡算4（二）確定兩載熱體的物性數(shù)據(jù)4（三）兩載熱體的流程安排5（四）管、殼程數(shù)的確定5（五）傳熱平均溫度差計算5（六）估算傳熱面積6（七）結(jié)構(gòu)設(shè)計7（八）計算阻力壓降12（九）計算溫差應(yīng)力，確定熱補償方法13（十）設(shè)計管箱和接管13（十一）確定換熱管與管板的連接方法14參考資料14附錄1、合成氨生產(chǎn)中一氧化碳變換工藝簡介152、常壓下，0tC時氣體的平均定壓熱容163、3.5大氣壓（絕）下，過熱蒸汽的焰174、COCH的導(dǎo)熱系數(shù)17附圖列管式熱交換器結(jié)構(gòu)型式圖18一、概述熱交換

2、器是化工廠中最常用的設(shè)備之一，按其傳熱的特征，可以分為三大類：直接接觸式、蓄熱式和間壁式。其中，又以間壁式熱交換器的使用最為廣泛。間壁式熱交換器的類型很多，傳統(tǒng)的類型有列管式、套管式、蛇管式、夾套式，等等。為了提高傳熱效率和節(jié)約金屬材料用量，近年來一些比較先進的間壁式換熱設(shè)備，例如板式換熱器、螺旋板式換熱器、螺紋管換熱器等，在我國正得到廣泛應(yīng)用。此外，熱管換熱器、平板型太陽集熱器等新型換熱設(shè)備的設(shè)計研究及工程應(yīng)用工作也在進行。在上述類型換熱設(shè)備中，目前應(yīng)用最多的仍為列管式，它與其他傳統(tǒng)設(shè)備相比，單位體積設(shè)備所能提供的傳熱面積較大，傳熱效果較好，結(jié)構(gòu)緊湊、堅固，用材可以多樣，就是與一些新型設(shè)備相

3、比，它也還具備適應(yīng)性強、操作可靠等優(yōu)點。列管式換熱設(shè)備已有國家系列化標準的定型產(chǎn)品，需要時可以通過計算選用。但是，掌握列管式換熱器單體設(shè)備工藝設(shè)計計算的基本方法，亦屬化工類工藝專業(yè)學(xué)生有必要接受的一項基本訓(xùn)練。二、熱交換器設(shè)計的主要因素在熱交換器的設(shè)計中，應(yīng)當(dāng)綜合考慮的因素很多，流體速度是一個主要因素。選取較大的流體速度，可以獲得較大的傳熱系數(shù)，傳遞一定熱量所需的傳熱面積就比較小，從而可以降低設(shè)備費用。但是，大的流體速度，使得流體通過熱交換器的阻力壓降大，能量消耗大，操作費用就高。如選取較小的流體速度，情況剛好相反，操作費用可以降低，設(shè)備費卻要增加。因此，在熱交換器設(shè)計中有一個最適宜流體速度的

4、選取問題。如要通過定量計算來解決最適宜流體速度的選取問題，是既費時而又很困難的，實際上有關(guān)的經(jīng)驗數(shù)據(jù)常被作為設(shè)計的依據(jù)。尋求其它設(shè)計因素的最佳條件時也往往是這樣處理。表1和表2列出了工業(yè)上常用的流速范圍，可供參考。按理，最低的流體速度也應(yīng)使管、殼程內(nèi)流體處于湍流狀態(tài)為宜，但是在某些場合也有例外，為了降低系統(tǒng)阻力，管、殼程內(nèi)流體速度的取值可以比表1、2所列數(shù)值范圍的下限還要低得多。例如，中、小型合成氨廠變換工段濕混合煤氣與變換氣用列管換熱器管程流體速度，一般僅為22.5m/s。合理的流速要由允許壓降來確定，表3給出了允許壓強降的參考值。表1列管式換熱器內(nèi)常用流速范圍流體種類流速m/s管程殼程一般

5、液體0.530.21.5易結(jié)垢液體>1>0.5氣體530315表2不同粘度液體流速（以普通鋼壁為例）液體粘度x103Pas最大流速m/s>15000.615005000.755001001.1100351.53511.8<12.4表3換熱器的合理壓降操作情況操作壓力Pkgf/cm2一,一.2合理合降-4Pkgf/cm負壓操作01P/10低壓操作00.7;0.710P/2;0.35中壓操作10300.35較局壓操作30800.72.5三、列管式熱交換器的設(shè)計步驟（一）物料衡算及熱量衡算根據(jù)工藝條件分別進行物料衡算及熱量衡算，首先要選擇計算基準，例如對合成氨廠的設(shè)計，可以每

6、生產(chǎn)一噸氨為計算基準，確定實現(xiàn)換熱的兩載熱體的質(zhì)量流量（mi和m2）,初始和最終溫度（Ti、T2和tt2）,相互交換的熱量即熱負荷（Q）等。在確定這些量時，計算的順序須根據(jù)已知工藝條件的具體情況而定。（二）確定兩載熱體的物性數(shù)據(jù)設(shè)計中需要用到的物性數(shù)據(jù)，主要是比熱（Cp）或潛熱（r）、密度（p）、粘度（口）、導(dǎo)熱系數(shù)（九）等，單純流體的這些物性數(shù)據(jù)容易自有關(guān)資料中的圖表查得。一般情況，為了簡化計算，可以采用載熱體在換熱器進、出口平均壓力、溫度下的物性數(shù)據(jù)值?；旌狭黧w的物性數(shù)據(jù)一般缺乏現(xiàn)成的資料可供查取，需要由組成混合流體各組分的相關(guān)物性數(shù)據(jù)值，通過一些近似計算方法來確定，資料13均有介紹。例如

7、，對于混合氣體的比熱、粘度和導(dǎo)熱系數(shù)等可以按下述簡便辦法估計：Cpm=>，Cpiyikcal/kmol.C1Pa.s W/m. C /.iyiMi2m-1-“yiMi2TiMi'/u=m1'、yiMi3式中：Cpm、dm、入m混合氣體的比熱、粘度、導(dǎo)熱系數(shù)；Cpi、1、入i混合氣體中i組分的比熱、粘度、導(dǎo)熱系數(shù)；yi、Mi混合氣體中i組分的摩爾分率、分子量。（三）兩載熱體的流程安排根據(jù)兩載熱體的物理、化學(xué)性質(zhì)及操作壓力、溫度等條件，確定兩載熱體哪一個走管程，哪一個走殼程。通常根據(jù)以下原則進行綜合考慮，權(quán)衡利弊，作出選擇：1、不潔凈和易結(jié)垢的液體宜在管程，因管程方便清洗；2

8、、腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕；3、壓強高的流體宜在管程，以免殼體承受壓力；4、飽和蒸汽宜走殼程，因飽和蒸汽比較清凈，對流傳熱系數(shù)與流速無關(guān)，而且冷凝液在殼程易于排除；5、被冷卻的流體宜走殼程，便于散熱；6、若兩流體溫差較大，對于剛性結(jié)構(gòu)的換熱器，宜將對流傳熱系數(shù)大的流體進入殼程，以減小熱應(yīng)力；7、流量小而粘度大的流體一般宜在殼程，因在殼程Re>100即可達到湍流。但如流動阻力損失允許，將這種流體進入管程而采用多管程結(jié)構(gòu)，在高流速下可能得到更高的對流傳熱系數(shù)。（四）管、殼程數(shù)的確定列管式換熱器最一般的形式為單管程單殼程，但多管程多殼程的設(shè)計亦很常見。當(dāng)流量一定時，管程或

9、殼程越多，對流傳熱系數(shù)越大，對傳熱過程有利。但是，采用多管程或多殼程必然導(dǎo)致流動阻力增大，即造成輸送流體的動力費用增加。因此，在確定換熱器程數(shù)時,需權(quán)衡傳熱和流體輸送兩方面的得失。管程數(shù)一般有1、2、4、6、8、10、12等七種，分程時應(yīng)盡可能使各管程的換熱管數(shù)大致相等，分程隔板槽形狀簡單，密封面長度較短。殼程數(shù)的增加可在殼體內(nèi)安裝縱向隔板將殼程分為雙程，或設(shè)計成兩臺以上設(shè)備串聯(lián)使用。（五）傳熱平均溫度差計算根據(jù)冷熱流體的流程安排和所設(shè)計管、殼程數(shù)確定兩流體呈逆流、并流、錯流或其他復(fù)雜流動形式，計算傳熱平均溫度差（Atm）。（六）估算傳熱面積首先要估計傳熱系數(shù)K,可以根據(jù)有關(guān)資料推薦的K值的經(jīng)

10、驗取值范圍先取一個K值,然后由傳熱基本方程式Q=KA&m計算傳熱面積A',此即傳熱面積估算值，待結(jié)構(gòu)設(shè)計結(jié)束以后，再對K值和傳熱面積進行核算。表4列管式換熱器中K值的大致范圍高溫流體低溫流體總傳熱系數(shù)Kkcal/m2h.C水水12002400氣體水10240水蒸汽水10003400水蒸汽氣體24240導(dǎo)熱油蒸汽氣體20200有機溶劑有機溶劑100300SO3氣體SO2氣體57氣體（612atm）氣體（612atm）3060儲）正三角形排列（b）轉(zhuǎn)角正三角形排列（c）正方形排列Q）轉(zhuǎn)角正方形排列圖1（七）結(jié)構(gòu)設(shè)計）1、管程設(shè)計一一確定換熱管規(guī)格、管數(shù)和布管初選管程流速W；計算對應(yīng)

11、于u：的管程流道截面積S；選用列管規(guī)格。換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面越大。因此，對于潔凈流體的管徑可以取得小些，但對于不潔凈或易結(jié)垢的流體，管徑應(yīng)大些，以免堵塞并便于清洗。目前，我國試行的系列標準規(guī)定采用25X2.5和中19X2的冷拔無縫鋼管，對一般流體是適應(yīng)的。單體設(shè)備設(shè)計時，按GB151-89規(guī)定除了這兩種規(guī)格的管子外，還可采用中32X3、38X3等其他規(guī)格管子；計算滿足s流道載面所需的列管根數(shù)n;確定列管在管板上的排列方法。常用的排列方法有正三角形排列，轉(zhuǎn)角正三角形排列、正方形排列和轉(zhuǎn)角正方形排列（圖1）。正三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，對流傳熱系數(shù)大。正方形排列比較

12、疏散，對流傳熱效果較差，但對管束清洗方便，對管程易結(jié)垢流體較適用。轉(zhuǎn)角正方形排列則可在一定程度上提高對流傳熱系數(shù)。表5是正三角形排列時不同層數(shù)對應(yīng)可排列的管子數(shù)，當(dāng)管子排列大于6層（管數(shù)超過127根），管束外緣與殼壁之間弓形區(qū)域應(yīng)增排管子，這樣既可以充分利用設(shè)備空間，又可以防止殼程流體短路旁流，有利于傳熱。心）點理誥構(gòu)圖3表5正三角形排列時管板上排管數(shù)目六角形的層數(shù)a對角線上的管數(shù)b不計弓形部分時管子的根數(shù)弓形部分管數(shù)管板上排管的總數(shù)n在弓形的A排在弓形的第二排在弓形的第三排在弓形部分內(nèi)總管數(shù)137一一一一72519一一一一193737一一一一374961一一一一6151191一一916131

13、27一一一一1277151693一一181878172174一一242419192715一一3030110213316一一3636711233977一一4243912254698一一48517132754792一666131429631105一907211531721116一1028231633817127一1149311735919138一1261045根據(jù)表5確定一個管數(shù)與n/最接近的排列層數(shù)a;確定換熱管中心距一一管間距t。換熱管中心距t一般不小于1.25倍換熱管外徑do,常用的換熱管中心距見表6。計算換熱器外殼的內(nèi)徑Di,對固定管板式換熱器可按下式計算：Di=DL+2b3式中Dl布管限

14、定圓直徑，mm;b3列管束最外層換熱管外壁到殼體內(nèi)壁的最小距離，mm;見圖2。b3=0.251do,且不小于10mm對于正三角形排列，布管限定圓直徑DL=t（b-1）+do式中b=2a+1,為管子排列正六邊形對角線上的管子數(shù)；a為六角形的層數(shù)。最初，這樣計算的Di往往是一個不規(guī)范的數(shù)值，為了設(shè)計和加工制造上的方便，應(yīng)按一定的規(guī)范將Di圓整。按GB151-89,卷制圓筒的公稱直徑以400mm表6換熱管中心距tmm換熱管外徑do1014192532384557換熱管中心距t131419253240485772分程隔板槽兩側(cè)相鄰管中心距tn2832384452606880為基數(shù)，以100mm為進級檔

15、，必要時也可以采用50mm為進級檔。圓整Di值以后，要相應(yīng)調(diào)整t、b3等數(shù)值，使之與Di吻合。2、設(shè)置拉桿為固定折流板或管子支持板，必須設(shè)置帶有同心定距管的拉桿（適用于換熱管外徑大于或等于19mm的管束）或設(shè)置與折流板點焊相連的拉桿（適用于換熱管外徑小于或等于14mm的管束），如圖3。拉桿的直徑和數(shù)量一般可按表7、表8選用。表7拉桿直徑mm換熱管外徑do1014192532384557拉桿直徑1012121616161616表8拉桿數(shù)量公稱直徑Dnmm拉桿直徑mm<400>400<700>700<900>900<1300>1300<1500

16、>1500<1800>1800<200010461012161824124481012141816446681012在保證大于或等于表8所給定的拉桿總截面積的前提下，拉桿直徑和數(shù)量可以變動，但其直徑不得小于10mm,數(shù)量不少于4根。拉桿應(yīng)盡量均勻布置在管束的外邊緣。對于大直徑的換熱器，在布管區(qū)內(nèi)靠近折流板缺口處也應(yīng)布置適當(dāng)數(shù)量的拉桿。一般，每一根拉桿將占據(jù)一根換熱管的位置，根據(jù)管子排列層數(shù)a所對應(yīng)的管子數(shù)，扣除拉桿數(shù)，即獲得實際的換熱管數(shù)no3、確定管程流速ui由實際的換熱管數(shù)n計算Ui。4、殼程設(shè)計(1)確定換熱管長度由前述估算的傳熱面積A/計算列管的參考長度L

17、9;,L'=A'/n兀do,根據(jù)L/選取標準化的和結(jié)構(gòu)上方便的換熱管長度L(1000、1500、2000、2500、3000、4500、6000、7500、9000、12000mm)。一般，換熱器豎放時管長與外殼內(nèi)徑之比(L/D)應(yīng)在46之間，臥放時允許長徑比較大，以610最為常見。如果列管的長度超過結(jié)構(gòu)上方便的尺寸，需要調(diào)整結(jié)構(gòu)設(shè)計，也可以考慮把換熱器做成雙管程或更多管程；計算管外傳熱面積的設(shè)計值A(chǔ)0=n兀d°L。(2)設(shè)置折流板為加大殼程流體的湍動程度，提高傳熱系數(shù)，可在殼程設(shè)置折流擋板，折流板還可起到支撐管子的作用，故可代替支撐板。折流擋板通常有圓缺形和圓盤圓環(huán)

18、形兩種。圓缺形擋板缺口部份的弓形弦高度hd一般取為外殼內(nèi)徑的2045%。當(dāng)列管長L確定以后，設(shè)置擋板數(shù)Nb取決于板間距ho一般，取h=(0.21)D,按等間距布置。在允許的壓力損失范圍內(nèi)，希望取較小的板間距。比較理想的是使缺口流通截面積和通過管束錯流流動的截面積大致相等，這樣可以減小壓降，但是板間距不得小于殼內(nèi)徑的1/5或50mm。在不單獨設(shè)置支撐管板時，最大間距應(yīng)不大于外殼內(nèi)徑，且滿足表9的要求。我國系列化標準中采用的擋板間距，固定管板式有150、300、600mm三種，浮頭式有150、200、300、480、600mm五種。表9折流板最大無支撐跨距mm換熱管外徑do101419253238

19、4557最大無支撐跨距8001100150019002200250028003200當(dāng)管束外緣與殼壁之間有較大間隙，又不能增加排列管子時，殼程流體會短路形成旁流;如管程分程，隔板處不能排管子，部分流體也將由此通道短路形成穿流。旁流和穿流都不利于傳熱，此時應(yīng)考慮設(shè)計旁流擋板和安裝假管來消除或減少旁流和穿流。5、核算拉熱面積A(1)管程對流傳熱膜系數(shù)ai的計算按流體在圓管內(nèi)流動時對流傳熱膜系數(shù)的通常計算方法計算。(2)殼程對流傳熱膜系數(shù)ao的計算。本項以無相變流體為例說明。如果列管換熱器殼程未設(shè)擋板，流體可按平行管束流動考慮，應(yīng)用圓管公式計算不過管內(nèi)徑要以當(dāng)量直徑代替。如殼程設(shè)置擋板，殼程流體湍動

20、程度增大，一般當(dāng)Re>100即可達到湍流，這時殼程流體對流傳熱膜系數(shù)”。的計算,計算式。當(dāng)殼程設(shè)置有25%的圓缺形擋板，Re=2X103106時，1NU =0.36Re055 Pr3(J/w)0.14要根據(jù)殼程具體結(jié)構(gòu)選用適宜的oo可用下式計算:-1.%二。.36(吟嚴(J1)0.14定性溫度取殼程流體平均溫度，僅Nw是指壁溫下的流體粘度；當(dāng)量直徑de要根據(jù)管子的排列情況決定，正三角形排列時,4(de =一2二工2t2do)4-do式中t管間距；do管子外徑。流速u按流體流過的最大截面積s計算，即s =hDi(1 -do式中 h板間距；Di管壁溫度的確定：外殼內(nèi)徑。若殼程走熱流體，則丁

21、QTw=T -a。Ao若殼程走冷流體，則Qtw=ta° Ao式中：Tw、twT、Q殼程走熱流體或冷流體時的壁溫；殼程熱流體或冷流體溫度(進、出口平均值)傳熱效率；?0殼程對流傳熱膜系數(shù);Ao換熱管外表面積由上可見，需要采用試差法進行計算。(3)污垢熱阻Ra的確定通常是根據(jù)經(jīng)驗選用污垢熱阻作為計算的依據(jù)，一些資料介紹有各種污垢熱阻的經(jīng)驗取值。半水煤氣之類氣體的污垢熱阻可以取為0.0010.002m2.h.C/kcal(4)管壁熱阻R=-m2C/kWQ式中b管壁厚度，m九管壁材料的導(dǎo)熱系數(shù)，kW/m-C(5)傳熱系數(shù)Ko的計算以列管外表面積Ao為基準的傳熱系數(shù)Ko按下式計算1KoAao

22、AoRa。RRai1ao再-11 cKra:Raor2aAmA 二 i AiAoAmAaiA式中“°、用殼程和管程對流傳熱膜系數(shù)，kw/m2.C；Rao、Rai管外壁和管內(nèi)壁污垢熱阻，m2.c/kw；R管壁熱阻，m2.C/kw；Ao、Ai、Am列管外表面積、內(nèi)表面積和平均面積，m2。(6)核算傳熱面積Ao按傳熱基本方程式計算需要的管外傳熱面積A=QKo：tm比較需求值A(chǔ)o和設(shè)計值A(chǔ)o,應(yīng)有Ao>Ao。為保證一定的富裕量，一般要求Ao二AoM00%=1015%,或再大一點。如果設(shè)計值A(chǔ)o不足，應(yīng)調(diào)整結(jié)構(gòu)設(shè)計，參考已得Ao出的結(jié)果，重新進行各項有關(guān)計算。(八)計算阻力壓降從降低能量

23、消耗的角度出發(fā)，流體通過熱交換器的阻力壓降越小越好。為選擇流體輸送機械，需要計算設(shè)備的阻力壓降，有時設(shè)計課題事先對整個工藝流程進行平衡后再對單個設(shè)備的阻力壓降提出限制值，這就更有必要對設(shè)備的阻力壓降進行核算。由于流體在列管換熱器內(nèi)，尤其是在殼程的流動狀況比較復(fù)雜，難以準確計算阻力壓降。各種資料提供的計算公式不盡相同，所得結(jié)果往往相差也較大，設(shè)計者應(yīng)根據(jù)具體情況選用。如果阻力壓降過大，應(yīng)調(diào)整結(jié)構(gòu)設(shè)計，以降低流動阻力，在一臺設(shè)備不宜解決問題的情況下，必要時可設(shè)計成兩臺并聯(lián)設(shè)備，但這無疑要增加設(shè)備費用。(九)計算溫差應(yīng)力，確定熱補償方法固定管板式列管換熱器，管束與殼體的溫度是有差別的，它們又是剛性連

24、接，這樣就會在管束與外殼之間產(chǎn)生溫差應(yīng)力，若溫度應(yīng)力過大，可能導(dǎo)致?lián)Q熱管彎曲變形，或使管子自管板上拉脫，外殼軸向應(yīng)力也會增加，從而使換熱器毀壞，因此有必要計算溫差應(yīng)力，確定熱補償方法。一般，當(dāng)管束與殼體的壁溫差大于50c時，就需要采用一定的熱補償裝置。見附圖14,若將換熱器設(shè)計成浮頭式、U型管式或填料函式，這些型式的管束與殼體的熱脹冷縮互不牽制，可以完全消除溫差應(yīng)力。但是這些型式的設(shè)備，浮頭式結(jié)構(gòu)復(fù)雜,造價高；U型管式管子內(nèi)壁清洗困難，管板上排列的管子少；填料函式殼程密封度有限，等等，都使它們的應(yīng)用受到一定限制。用得最多的熱補償方法是在固定管板式換熱器的殼體上裝設(shè)波形膨脹節(jié)，利用膨脹節(jié)的彈性變

25、形來補償殼體與管束膨脹的不一致性，從而達到減小溫差應(yīng)力的目的。波形膨脹節(jié)一般采用U型，其結(jié)構(gòu)如圖4（a）所示，允許采用兩個半波零件焊接成的膨脹節(jié)，其結(jié)構(gòu)如圖4（b）所示。膨脹節(jié)的選材和計算可按GB151-89規(guī)定進行。（十）設(shè)計管箱和接管管箱結(jié)構(gòu)應(yīng)便于裝拆，因為清洗、檢修管子時需要折下管箱。接管應(yīng)盡量沿殼體的徑向或軸向設(shè)置，接管與外部管線可采用焊接連接，但當(dāng)設(shè)計溫度高于或等于300c時，則必須采用整體法蘭。必要時可設(shè)置溫度計接口、壓力表接口及液面計接口；對于不能利用接管進行放氣和排液的換熱器，應(yīng)在管程及殼程的最高點設(shè)置放氣口，最低點設(shè)置排液口，其最小公稱直徑為20mm。當(dāng)管程采用軸向入口接管或

26、換熱管內(nèi)流體流速大于3m/s時，應(yīng)在管程設(shè)置防沖板，以減少流體的不均勻分布和對換熱管端的沖蝕。當(dāng)殼程進口管流體的pu2值（p流體密度，kg/m3;u流體流速，m/s）為下列數(shù)值時，應(yīng)在殼程進口管處設(shè)置防沖板或?qū)Я魍玻簩Ψ歉g性的單相流體，pu2>2230kg/m.s2；其它液體，包括沸點下的液體，pu2>740kg/m.s2；而對有腐蝕的氣體、蒸汽及汽液混合物，則一定要設(shè)置防沖板。必要時，蒸汽進口管可采用擴大管，以起緩沖作用。（十一）確定換熱管與管板連接方法換熱管與管板的連接方法通常采用的是脹接法和焊接法。只有在對密封性能有特殊要求的場合，才采取脹焊并用。脹接是利用脹管器擠壓伸入管

27、板孔中的管子端部，使管端發(fā)生塑性變形，管板孔同時發(fā)生彈性變形，當(dāng)取出脹管器后，管板孔彈性收縮，管板與管子之間就產(chǎn)生一定的擠緊壓力，達到密封固緊連接的目的。脹接適用于設(shè)計壓力小于等于40kgf/cm2,設(shè)計溫度小于等于300C及無嚴重應(yīng)力腐蝕的場合，而且一般管板兩側(cè)的壓差須小于3.5kgf/cm2,管子與外殼間的熱膨脹差也應(yīng)該比較小一一對于鋼或銅合金結(jié)構(gòu)，設(shè)備中任何地方流體之間的最大溫差不得超過95Co焊接法可用于壓力在40kgf/cm2以上或溫度高于300c的系統(tǒng)。同時由于焊接工藝比脹管工藝簡單，故有被優(yōu)先采用的趨勢。參考資料(1)國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計院，化工工藝設(shè)計手冊，化學(xué)工業(yè)出版社

28、，1989.(2)國家技術(shù)監(jiān)督局，GB151-89鋼制管殼式換熱器，學(xué)苑出版社，1989.(3)錢濱江等，簡明傳熱手冊，高等教育出版社，1983.(4)化學(xué)工程手冊編輯委員會，化學(xué)工程手冊，第二卷，化學(xué)工業(yè)出版社，1989.(5)日尾花英郎，熱交換器設(shè)計手冊，下冊(中譯本)，石油工業(yè)出版社，1982.(6)江蘇化工設(shè)計研究院，小氮肥廠工藝設(shè)計手冊，石油化工出版社，1977.(7)上海化工局設(shè)計室，3000噸型合成氨廠工藝和設(shè)備計算，化學(xué)工業(yè)出版社，1979.(8)化學(xué)工業(yè)部化學(xué)工程設(shè)計技術(shù)中心站，化工單元操作設(shè)計手冊(上冊)，化學(xué)工業(yè)部第六設(shè)計院出版.(9)化工設(shè)備設(shè)計手冊編寫組，材料與零部件

29、(上冊)，上海人民出版社，1973.(10)化工設(shè)備設(shè)計手冊編寫組，金屬設(shè)備，上海人民出版社，1975.附錄1、合成氨生產(chǎn)中一氧化碳變換工藝簡價中、小型氮肥廠以焦炭、無煙煤等固體燃料生產(chǎn)合成氨原料氣時，常用固定層間歇氣化法或沸騰層氣化法先生產(chǎn)半水煤氣。半水煤氣的組成大致如下：H23637%CH40.30.5%N22122%CO3235%H2s0.20.3%CO269%O20.2%其中，除了NrH2為合成氨的有用氣體外，其余的CO、CO2、CH4、H2S、O2等氣體都是合成氨所不需要的，如不除去，不僅占據(jù)設(shè)備體積，增加輸送氣體的機械和動力消耗，而且會使合成氨觸媒中毒。因此，必須將原料氣中的這些有

30、害成份，在進入合成系統(tǒng)之前分步清除。一般，大致按如下框圖程序?qū)υ蠚膺M行凈制：去，統(tǒng) 制成 9凈制過程中，所謂CO的變換，是將脫除H2s以后的半水煤氣用水蒸汽飽和，飽和水蒸汽后的半水煤氣可稱為濕混合煤氣，在有觸媒存在和一定溫度的條件下，水汽可以將CO變換為H2和CO2,其反應(yīng)式如下：COH2O=H2CO210.25千卡結(jié)果，既除去了CO又達到提高原料氣中有用成份H2的含量的目的，CO2則可在后續(xù)工序中用加壓水洗法或熱鉀堿法除去。變換反應(yīng)除上述主反應(yīng)外，尚有若干付反應(yīng)可能發(fā)生。課程設(shè)計中作物料衡算時，付反應(yīng)可只考慮下式：2H2+。2-2H2O。變換反應(yīng)常用觸煤為鐵鎂觸媒，變換溫度360550C,

31、水蒸汽與半水煤氣混合比例約為11.3:1（體），CO的變換率（起變換反應(yīng)的CO量占濕混合煤氣中CO總量的百分率）可達90%左右。經(jīng)變換后的原料氣可稱為變換氣，其組成大致如下（水蒸汽量未計入）：H2 5152%CO 2.54%CO22830%為充分利用熱能,N21617%供濕混合煤氣與變換氣交換熱CH40.4%H2s0.1%O20.1變換反應(yīng)爐前設(shè)置有一列管式換熱器,量，流程如圖5所示。飽和了水蒸汽的半水煤氣，即濕混合煤氣溫度約140150C,從熱交換器的下部進入，被變換氣予熱至360400C,而后由變換爐的上部進入，在變換爐內(nèi)經(jīng)三層觸煤發(fā)生變換反應(yīng)，組成發(fā)生變化。變換氣自變換爐內(nèi)出來，溫度約460480c左右，進入熱交換器，被濕混合煤氣冷卻至180200c左右后流向后續(xù)工序。（脫硫后）華小煤氣混合罌列管熱交換器濕混合煤氣和變換氣的物理、化學(xué)特性很接近，不同之處有二：其一，變換氣溫度高于濕混合煤氣；其二、均含有少量H2s氣體（0.1%）,但是濕混合煤氣中水處汽于飽和狀態(tài)，H2s造成的腐蝕性就較大，