換熱器工藝設計

第41卷第1期廣州化工Vol 41 No. 12013年1月Guangzhou chemical IndustryJanuary 2013化工機械換熱器工藝設計劉玉成(山東齊魯石化工程有限公司,山東淄博255400摘要:換熱器是化工生產(chǎn)中常用的一種裝置設備。換熱器設計對產(chǎn)品質(zhì)量、能量利用率以及系統的經(jīng)濟性和可靠性起著(zhù)重要作用。文章通過(guò)換熱理論對換熱器進(jìn)行初選,然后利用換熱器軟件對該換熱器進(jìn)行工藝及振動(dòng)性進(jìn)行核算,通過(guò)核算使該換熱器滿(mǎn)足各項性能指標要求。關(guān)鍵詞:換熱器;工藝;核算中圖分類(lèi)號:TH162+.0文獻標識碼:A文章編號:1001-9677(2013)01-0134-03The Process Design of the Heat Exchanger( Qilu Petrochemical Engineering Co., Ltd., Shandong Zibo 255400, China)Abstract: The heat exchanger was an apparatus often used in chemical production equipment, and the design ofplayed an important role in the energy efficiency, economy and reliability of the system quality of products. The pre-se-lection of the heat exchanger was carried out by heat transfer theory, then the craft and vibration of the heat exchangerwere accounted with the software of heat exchanger, and the heat exchangers met various performance requirements by theaccountingKey words: heat exchanger; process; accounting換熱器在化工生產(chǎn)裝置中應用十分廣泛,是化工操作單元中的重要組成部分。各種換熱設備的數量占工藝設備數量的1換熱器型式確定30%以上。因此,換熱器設計對產(chǎn)品質(zhì)量、能量利用率以及系(1)冷、熱流體流動(dòng)通道的選擇:鑒于工藝物料是需冷卻統的經(jīng)濟性和可靠性起著(zhù)重要作用物流將其安排于殼程;換熱器種類(lèi)繁多,但根據冷、熱流體熱量交換的原理和方(2)流動(dòng)方式的選擇:采用BEM單殼程單管程逆流型式;式基本上可分三大類(lèi),即間壁式、混合式和蓄熱式。在三類(lèi)換(3)換熱管規格和排列的選擇:采用緊湊型正三角形排熱器中,間壁式換熱器應用最多。間壁式又有夾套式換熱器沉浸式蛇管換熱器、噴淋式換熱器、套管式換熱器、管殼式換布。熱器。管殼式(又稱(chēng)列管式)換熱器是最典型的間壁式換熱2熱量衡算器,它在工業(yè)上的應用有著(zhù)悠久的歷史,而且至今仍在所有換熱器中占據主導地位2。對熱端物流進(jìn)行核算:筆者就工作中苯甲苯冷卻器管殼式換熱器進(jìn)行設計。該換經(jīng)模擬計算比熱容:Cp2=1.987kJ/kg:℃熱器主要是將乙苯回收塔的塔底產(chǎn)品經(jīng)循環(huán)水將其冷卻至熱負荷:Q=W2CP2(t2-t150℃后送出界外。物流見(jiàn)表1。=(358+110)×1.987×(114.950)3600=16.76kW表1物流表注:以上Cp值應是溫度函數,采用定性溫度L。=(114.9物流介質(zhì)度壓力+50)/2=82.5℃時(shí)數值。冷端一1循環(huán)水進(jìn):30℃進(jìn):500kPaA3初定換熱器參數出:40℃允許壓降:80k苯:110kgh進(jìn):114.9℃進(jìn):600kPaA換熱器的參數,首先需要確定換熱面積,再由換熱面積再熱端-2甲苯:358kg/h出:50℃允許壓降:50kPa查換熱器的基本參數。換熱面積的確定可由以上計算的負荷推算。根據物流工藝要求,對換熱器進(jìn)行以下設計初估換熱中國煤化工2.℃)CNMHG作者簡(jiǎn)介:劉玉成,(1975-),男,工程師。第41卷第1期劉玉成:換熱器工藝設計(T-42)-(72-41)(149-40)-(50-30)=41.5℃折流板型式:折流板一般應按等間距布置,管束兩端的折流板盡可能靠近殼程進(jìn)、出口接管。臥式換熱器的殼程為單相清潔流體時(shí),折流板缺口應水平上下布置,若氣體中含有少量換熱面積A=Q=16.76×103/(120×41.58)=36m2液體時(shí),則應在缺口朝上的折流板的最低處開(kāi)通液口,如圖1(a);若液體中含有少量氣體時(shí),則應在缺口朝下的折流板最考慮反應末期催化劑選擇性的下降,苯甲苯物料增加,導高處開(kāi)通氣口,如圖1(b)。致?lián)Q熱器熱負荷的增加,因此適當加大設計裕量取80%,選定臥式換熱器、冷凝器和重沸器的殼程介質(zhì)為氣、液相共存換熱面積為A估=1.8·A=65m2?；蛞后w中含有固體物料時(shí),折流板缺口應垂直左右布置.并在由換熱器計算面積初選BEM00-0.8-54-319-Ⅱ型折流板最低處開(kāi)通液口如圖1(c)換熱器(固定管板式換熱器JBT4715-1992),有關(guān)參數列于表2。表2BEM200-1.6-5.4-3/19-Ⅱ型換熱器列管換熱器主要參數項參數項目參數外殼直徑D/mm管子尺寸/mmd19×2公稱(chēng)壓力/MPa管長(cháng)lm公稱(chēng)面積/m25.4管數Nt管程數N管心距/mm圖1折流板型式管子排列方式正三角形折流板間距:折流板的間距影響到殼程物流的流向和流速,從而影響到傳熱效率。最小的折流板間距為殼體直徑的4核算換熱器1/5,不應小于50mm,建議板間距不小于殼徑的30%。較小的板間距將增加過(guò)多的泄漏量。最大的板間距為殼徑,最好的在初步選定換熱器形式后及初定換熱器的幾何參數,需對板間距為殼徑的30%~60%。由于折流板有支撐管子的作用,所定換熱器進(jìn)行核算。目前國內使用的換熱器計算軟件主要是所以鋼管無(wú)支撐板的最大折流板間距為1714。(d為管外徑,HTFS( Heat Transfer and Fluid Flow Ser2vice)和HTRI( Heat mrm)。如果必須增大折流板間距,就應另設支撐板。若管材是Transfer Research,lnc.),也可以應用 ASPEN PLUS中的B-銅、鋁或者其合金材料時(shí),無(wú)支撐的最大間距應為10dJAC對換熱器進(jìn)行設計、核算和模擬,此外還有如換熱器設計圓缺型折流板的缺口高度可為直徑的10%~40%,缺口高軟件換熱器大師等3。度越大將導致更大的壓降,但是可以獲得較高的傳熱效果,現4.1采用HTRI對該換熱器進(jìn)行核算在通用的高度為直徑的25%。實(shí)際上在相同壓力降時(shí),圓缺高4.1.1對HTRI導人物性度為直徑20%的折流板將獲得最好的傳熱效率。換熱器流量很在對此換熱器進(jìn)行核算時(shí),采用了,添加物性并由此生成大時(shí),為了得到較好的錯流和避免流動(dòng)誘導管子振動(dòng),常常取熱曲線(xiàn),導入HTRI,再在HTRI中輸入換熱器參數。所添加掉缺口處的管子。ASPEN PLUS物性見(jiàn)表3。輸人折流板參數:折流板間距:150mm;切口型式:切口百分數:25%,切口型式;上下缺最低處開(kāi)通液口如圖1(b)。表3添加 ASPEN PLUS物性在HTRI中核算時(shí),輸入以上參數,軟件布管及參數見(jiàn)圖2。Physical propertiesUnitsMAssⅤFRA中團陽(yáng)MASSFLMXRHOMXCPMXJ/kg·KTUBEPASS DETAILSN/sqmMUMSYMBOL LEGENDKMXWatm·KSIGMAMXN/MWMX圖2換熱器布管及參數在HTR中核算時(shí),可將污垢系數:殼程(工藝物流)取(2)結果核笪0.0002m2·℃/W,管程(循環(huán)水)取0.000m2·℃/W(取運行結果:中國煤化工6W/m2-K,污垢值根據為設計規定)另行輸入。時(shí),119.12W/CNMHG2-K設計裕量為4.1.2輸入換熱器折流板參數223%。換熱管按Nt=40根計算,取換熱面積為7.2m2(1)折流板(下轉第155頁(yè))第41卷第1期楊國鋒等:煤化工項目全廠(chǎng)蒸汽平衡的經(jīng)驗總結155既可保證安全,又把汽輪機抽汽旁路的投資減少到100萬(wàn)左右,實(shí)現了安全性與經(jīng)濟性的結合。按照同樣思路,對高壓、3結語(yǔ)中壓蒸汽管網(wǎng)的放空閥、調節放空閥也進(jìn)行了優(yōu)化。這種優(yōu)化確立煤化工項目全廠(chǎng)蒸汽平衡是一項復雜、長(cháng)期、細致的不是以單純追求節約投資為目標的,仍然把安全性放在第工作。做好這項工作對實(shí)現工業(yè)節能、降低生產(chǎn)成本、增強系位,比如要求關(guān)鍵閥門(mén)必須使用鍛件、有快開(kāi)要求的閥門(mén)執行統的安全性和穩定性有重大的作用。建議相關(guān)人員在從事這項機構指定國際知名產(chǎn)品。工作時(shí)注意2.3減溫減壓站能力的設計(1)建議設計者及時(shí)、充分與各專(zhuān)業(yè)設計人員和業(yè)主進(jìn)行減溫減壓站能力的確定是建立在全廠(chǎng)蒸汽平衡確立的前提溝通,了解一些工藝和設備性能下結合生產(chǎn)工藝制定的,單純依靠設計院熱工專(zhuān)業(yè)工程師很難(2)全廠(chǎng)蒸汽平衡是公用工程設計、施工中的關(guān)鍵一環(huán)做到準確設置。例如上例煤制甲醇工藝里,如果只按各蒸汽管鑒于蒸汽平衡確立的條件較多和減溫減壓裝置的制作周期較長(cháng),網(wǎng)的需求量定減溫減壓站的能力,就會(huì )把1.6MPa低壓蒸汽管對全廠(chǎng)蒸汽平衡有足夠的重視,有利于縮短項目建設周期。網(wǎng)減溫減壓站能力定為55t/h,但是0.6MPa低壓蒸汽管網(wǎng)在(3)業(yè)主與設計者要經(jīng)常與蒸汽用戶(hù)和設備廠(chǎng)家溝通,及變換氣壓縮機組未開(kāi)機之前蒸汽來(lái)源缺失,只能通過(guò)上一級減時(shí)掌握用汽參數變化情況,提出應對措施,并結合工藝特點(diǎn)和溫減壓而來(lái)。另外,設計者往往只從單純的數據上考慮蒸汽平生產(chǎn)調度作用,修正全廠(chǎng)蒸汽平衡方案。衡,忽視了蒸汽用戶(hù)的使用順序和各自的負荷調節特性,對生(4)全廠(chǎng)蒸汽平衡在滿(mǎn)足生產(chǎn)需要的同時(shí)還應保證安全性產(chǎn)調度的作用缺少概念,會(huì )造成減溫減壓站設置偏大或偏小,與經(jīng)濟性。甚至難以平衡的假象。上例中就曾出現設計者認為全廠(chǎng)蒸汽無(wú)(5)在生產(chǎn)運行中仍需優(yōu)化蒸汽平衡,挖掘節能降耗的潛法平衡要求改變設備型式或開(kāi)兩臺鍋爐的設計方案,經(jīng)業(yè)主結力合實(shí)際經(jīng)驗與設計者充分協(xié)商,最終設計者認同了業(yè)主的意見(jiàn),找到了合適的全廠(chǎng)蒸汽平衡方案,確定了合理的三級減溫參考文獻減壓站。[1]徐曉明.煤化工項目全廠(chǎng)蒸汽平衡及蒸汽系統設計[J].中國科技縱橫,2011(15):371-372(上接第135頁(yè))壓降:殼程為0.134kPa,管程為0.418kPa。管殼程壓降換熱管振動(dòng)的分析,流速如表5。均滿(mǎn)足要求初選換熱器滿(mǎn)足要求。表5振動(dòng)分析流速表(3)換熱管振動(dòng)的分析:流速入口中心出口HTRI輸出報告中,流速如表4。叉流流速/(m/s0.020.02表4HTRI輸出流速表臨界流速Vc/(m/s)14.9314.79流速人口中心出口V/vc<1無(wú)產(chǎn)生振動(dòng)的可能性,表明換熱器安全。叉流流速V/(m/s)1.19E1.72E-0209E-02因工藝專(zhuān)業(yè)提出的換熱管根數僅為初步,設備專(zhuān)業(yè)在設計臨界流速Vc/(m/s)16.9826.5616.46過(guò)程中必須修改換熱器型式及結構,可協(xié)商確定,必要時(shí)可重新進(jìn)行換熱器的工藝計算。V/vc<1無(wú)產(chǎn)生振動(dòng)的可能性,表明換熱器安全。4.2釆用 ASPEN PLUS中的B一JAC對該換熱器5結論進(jìn)行核算通過(guò)以上分析,初選BEM200-0.8-5.4-3/19-Ⅱl型換BJAC由于采用 ASPEN PLUS中換熱器的 Hetran模塊,因熱器完全滿(mǎn)足工藝要求,且無(wú)振動(dòng)可能性。此無(wú)需重新對物性輸人,布管以及折流板型式、間距如上輸入參考文獻運行結果:總傳熱系數:清潔時(shí),160W/m2-K,污垢[1]化工工藝設計手冊(第四版)(上冊)[M].北京.化學(xué)工業(yè)出版時(shí),157W/m2-K,所需為50.4W/m2-K設計裕量為3%。社,2009:611-616換熱管按Mt=42根計算,取換熱面積為74m2(軟件布管與2]管殼式換熱器CB.199HTRI有所區別)。[3]曾心華換熱器快速核算的方法[].廣州化工,199,27(3):59-壓降:殼程為0.109kPa,管程為0.305kPa。管殼程壓降均滿(mǎn)足要求。中國煤化工CNMHG