畢業(yè)設計（論文） 85萬噸年芳烴生產(chǎn)中加氫工段能量利用分析

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1、第三章 換熱器的設計 畢業(yè)設計(論文)熱力計算書 學生姓名： 學 號： 所在學院： 能源學院 專 業(yè)： 熱能與動力工程 設計(論文)題目： 85萬噸/年芳烴生產(chǎn)中加氫工段 能量利用分析 指導教師：

2、 2008 年 4 月 30 日 第一章 文 獻 綜 述 1.1芳烴生產(chǎn)現(xiàn)狀 芳烴(苯、甲苯、二甲苯(BTX))是產(chǎn)量和規(guī)模僅次于乙烯和丙烯的重要有機化工原料。其衍生物廣泛用于生產(chǎn)合成纖維，合成樹脂，合成橡膠以及各種精細化學品。據(jù)統(tǒng)計，2002年全球苯、甲苯、二甲苯的消費量分別為33.6，15.0，23.3 Mt，預計2008年將分別達到42.1，19.1，33.5 Mt，年均增長速率分別為3.8％ ，4.1％ ，6.3％。最初芳烴生產(chǎn)以煤焦化得到的焦油為原料。隨著煉油工業(yè)和石油化學工業(yè)的發(fā)展，芳烴生產(chǎn)已轉向以催化重整油和裂解汽油

3、為主要原料的石油化工路線[1]。 芳烴是石油化工的重要基礎原料，在總數(shù)約800萬種的已知有機化合物中，芳烴化合物占了約30％，其中BTX芳烴(苯、甲苯、二甲苯)被稱為一級基本有機原料。由此可見，芳烴的社會需求量是非常大的，前景是非常誘人的[2]。 1.2芳烴生產(chǎn)技術 目前，石油芳烴大規(guī)模的工業(yè)生產(chǎn)通過現(xiàn)代化的芳烴聯(lián)合裝置來實現(xiàn)。通常芳烴聯(lián)合裝置包括催化重整，裂解汽油加氫，芳烴轉換，芳烴分離等裝置[3]。 但是目前，國內在催化重整、甲苯歧化／烷基轉移及二甲苯異構化等技術領域，都開發(fā)出具有國際同等水平的催化劑[4]。但是國內芳烴生產(chǎn)技術與國外還有一定的差距，主要表現(xiàn)：缺乏具有自主知識產(chǎn)權

4、的芳烴生產(chǎn)工藝，目前多數(shù)主要芳烴生產(chǎn)裝置采用國外的工藝技術；現(xiàn)有芳烴生產(chǎn)技術缺乏有效的整合，至今尚未提出自主的芳烴生產(chǎn)組合技術及工藝流程，國內的芳烴聯(lián)合裝置全部都以國外的工藝流程為主體進行設計；國內芳烴生產(chǎn)在原料來源，產(chǎn)品系列化進程和工業(yè)化程度上與國外存在一定差距[5]。 然而，隨著各種資源的自然減少，我們所面臨的能源危機愈加嚴重，煤炭，石油，天氣等各種資源的供應已經(jīng)呈現(xiàn)非常緊張的局面。然而，隨著社會的工業(yè)化，反而需求更多的能源，因此能源的供求矛盾更加凸顯出來[4]。因此，如何能夠利用盡可能少的能源，創(chuàng)造出更大的工業(yè)利潤來，是人們現(xiàn)在迫切追求的。這就迫使人們認真研究各種動態(tài)能量的開發(fā)和合理利

5、用，火用的概念引起了人們的高度重視并且得到了廣泛應用，解決了熱力學和能源科學長期沒有任何一個參數(shù)可以單獨評價能量的價值的問題?；鹩玫母拍罹哂猩钸h的理論意義和重大的實際意義。隨著“節(jié)能減排”的提出，節(jié)能工作的深入，火用分析在能源管理，石油化工，熱能動力，制冷領域都得到廣泛的應用[7][8]。 1.3火用分析法的應用 凡是實施把熱量從一種介質傳給另一種介質的設施都稱為換熱器,換熱器已是各種能量系統(tǒng)中使用最為廣泛的單元設備之一,因此,如何對換熱器換熱過程進行分析和評價,如何正確設計和選擇換熱器,對提高能源利用率,降低能量消耗具有重要意義[9]。為此,許多學者從各個方面對換熱器的性能進行了熱力學分

6、析,提出了許多換熱器熱力學性能的評價指標,諸如火用效率、熵產(chǎn)率、無因次熵產(chǎn)數(shù)、無因次熵產(chǎn)率等。無疑,這些指標在評價換熱器的熱力學性能上都起到了一定的作用,然而,在大多數(shù)情況下我們還需知道影響換熱器性能的主要因素是什么。即在換熱器的不可逆?zhèn)鳠峄鹩脫p失和流動火用損失中,在不同的設備尺寸和不同的工況下這兩部分損失對換熱器的性能有多少影 [10][11]。 在對熱力系統(tǒng)進行熱經(jīng)濟分析過程中,需要計算各設備的火用效率,從而指出熱力學性能需要改進的設備,并提出改進的方案。換熱器是熱力系統(tǒng)中的一種常見設備,在對熱力系統(tǒng)進行熱經(jīng)濟分析時,當發(fā)現(xiàn)某換熱器的火用效率較低時,人們通常會認為是傳熱溫差過大，熱損失也

7、過大或壓力損失過大所致。因為,由熱力學第二定律可知,溫差傳熱過程是不可逆的,溫差越大,不可逆性越大,因此火用效率越低；而熱損失或壓力損失均可造成火用損失,因此會造成火用效率降低[12][13]。但在熱經(jīng)濟分析中,有時會發(fā)現(xiàn)某些火用效率較低的換熱設備,其換熱溫差、熱損失及壓力損失并不大。由此可見,當忽略熱損失及壓力損失時,換熱器火用效率的影響因素除了換熱溫差之外,還有其他因素 [14] [15]。 為說明系統(tǒng)的火用效率,首先要說明燃料和產(chǎn)品的定義。產(chǎn)品是指系統(tǒng)的目的,以火用參數(shù)來衡量,符號為F。燃料是指系統(tǒng)為獲得該產(chǎn)品所必需消耗的代價,也以火用參數(shù)來衡量,符號為P。就換熱器來說,如果其目的是用

8、熱流體來加熱冷流體,則產(chǎn)品為冷流體火用的增加值,而燃料為熱流體火用的減少值；如果其目的是用冷流體來冷卻熱流體,則產(chǎn)品為熱流體火用的減少值,而燃料為冷流體火用的增加值[16][17][18] 火用效率定義為系統(tǒng)的產(chǎn)品與燃料的比值,即:η = 在熱力設備運行的過程中,收益的火用Eg 與付的火用Ep 的比值,稱為該系統(tǒng)的火用效率。即 ηE = (1) 根據(jù)熱力學第二定律可知,任何不可逆過程都要引起火用的損失,但是任何系統(tǒng)或過程所引起的火用損失,用符號El 表示。即 El = Ep- Eg (2) 火用損失量El 與消耗火用量Ep 的比值,稱為該系統(tǒng)的火用損失系數(shù),用符號ξ表示：

9、 ξ = (3) 將(1) 、(2) 及(3) 式聯(lián)立,則 ηe = 1 - ξ (4) 可見,火用效率是消耗火用利用份額,而損失系數(shù)是消耗火用的損失份額。根據(jù)熱力學第二定律,任何過程的火用效率都不可能大于1。對于理想的可逆過程,由于火用損失等于零,故火用效率等于1 ,而實際過程都是不可逆的,都有火用損失,故火用效率通過火用平衡分析,可通過綜合能量的量和質兩個方面來正確評價熱力設備的完善性,用以指導這些設備節(jié)能技術改造的方向[18][19]。 在一切實際過程中,由于存在不可逆損失,所以火用值不守恒。用火用的概念對過程進行熱力學分析,把能量的“量”的大小和“質”的高低都考慮進去

10、了。通過火用值的平衡計算可以找出真正的損失所在,從而為改進過程指出方向。值得注意的是火用損失的數(shù)值是衡量過程不可逆程度的一種度量[21]。它可以對各種過程的好壞進行定量分析?；鹩脫p失是一個絕對量,它無法比較不同工作條件下各過程或各設備中火用的利用程度,為此,在火用分析中廣泛使用火用效率概念。一般火用效率常用如下定義:ηex = 獲得、輸出的火用/ 供給、輸入的火用對可逆過程和可逆循環(huán),不存在火用損失,所以火用效率等于1；對不可逆過程和不可逆循環(huán),存在火用損失,其火用效率小于1[22] [23]。 因此，一方面要強化目的傳遞過程的傳遞效率, 另一方面要準確估算和盡可能降低由于傳遞過程強化所引起

11、的不可逆的火用損失的代價。上述給出的能量傳遞效率與能量損耗( 火用損) 及其與強化傳遞過程推動力之間的相互約束關系表明, 降低能量損耗和提高能量傳遞效率,可以通過協(xié)調傳遞過程中所包含的不同推動力之間的關系或調整驅動力與火用損的關系得以控制,使能量傳遞單元設計最優(yōu)化。如改變不同驅動力之間的交角、或者調整推動力的大小。所給出的目標函數(shù)可以作為能量傳遞過程強化的熱力學判據(jù), 以此發(fā)展能量傳遞單元或系統(tǒng)設計優(yōu)化的方法, 為進一步研究能量傳遞過程單元或系統(tǒng)的優(yōu)化設計提供了努力的方向[24] [25]。 參考文獻 [1] 李燕秋,白爾錚,段啟偉.芳烴生產(chǎn)技術的新進展.石油化工[J]. 2005年第3

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13、第2期 [8] S.H. Amini, J.A.M. Remmerswaal, M.B. Castro, M.A. Reuter. Quantifying the quality loss and resource efficiency of recycling by means of exergy analysis. Journal of Cleaner Production. 2007. 32. 281～296 [9] 錢偉.淺論節(jié)能潛力分析方法.應用能源技術[J].2003年第5期 [10] 劉一心,楊維軍.芳烴生產(chǎn)技術現(xiàn)狀評述.石油與天然氣化工[J].第35卷第1期 [11]

14、 路守彥.降低芳烴抽提裝置能耗的探討.乙烯工業(yè).2000.12(1) [12] Geoffrey P. Hammond. Industrial energy analysis, thermodynamics and sustainability. Applied Energy. 2007. 84. 675～700 [13] 葛玉林,沈勝強.芳烴產(chǎn)品整體節(jié)能方案探討[J].2006年第2期(總第283期) [14] Noam Lior, Na Zhang. Energy, exergy, and Second Law performance criteria. Energy.2007.32

15、.281～296 [15] Oleg Ostrovski, Guangqing Zhang. Energy and exergy analyses of direct ironsmelting processes. Energy. 2007. 30. 2772～2783 [16] 馬吉民,王洪泳,耿世彬,張華興.換熱器火用分析計算和火用焓圖表示.制冷與空調[J].2002年第3期 [17] 邵理堂,舒　偉.換熱器的火用損失分析.淮海工學院學報[J].2000年3月第9卷第1期 [18] 項敬巖,王海青.換熱器火用效率的影響因素及其在熱經(jīng)濟分析中的作用.沈陽電力高等?？茖W校學報[J].2

16、003年4月第5卷第2期 [19] 李庚生,李永華,閆順林,苗鑫華.火用經(jīng)濟學的發(fā)展及應用華北電力[M].No.102006 [20] 王松平,陳情林,尹清華.能量、火用、火無之間的轉換.第2期 [21] 王松平,陳清林,華賁.能量傳遞系統(tǒng)強化的熱力學判據(jù).華北電力大學學報[J].第34卷第2期2007年3月 [22] 楊麗明.以火用分析法比較制冷工質的流動換熱性能.華中科技大學學報(自然版)[J].第31卷,第6期.2003年6月 [23] Ahmet Duran Sahin, Ibrahim Dincer, Marc A. Rosen. Thermodynamic analy

17、sis of solar photovoltaic cell systems. Solar Energy Materials & Solar Cells. 2007. 91. 153～159 [24] 李永達,劉晉玲,肖德倉, 周歡,劉惠寧.用火用分析法評價熱力設備的探討.應用能源技術[J].2001年第2期(總第68期) [25] 錢　偉.淺論節(jié)能潛力分析方法.應用能源技術.2003年第5期(總第83期) 第二章 能量利用分析 2.1加氫工段主要設備分類 由加氫臺帳表可知，主要設備中含有空冷器11臺、熱交換器89臺、反應器5臺、塔設備14臺、加熱爐5臺等。以統(tǒng)計圖表示如下

18、 圖3.1 由上統(tǒng)計圖可以得知：熱交換器占主要設備的72%.以下是對熱交換器的介紹與分類。 熱交換器介紹：講某種流體的熱量以一定的傳熱方式傳遞給其他流體的設備，稱為換熱器。在這種設備內，至少有兩種不同溫度的流體參與傳熱。一種流體溫度較高，放出熱量；另一種流體溫度較低，吸收熱量。 換熱器的分類多種多樣，按傳熱壁面的形狀，換熱器可分為：U型式，固定管板式，板式，浮頭式，頭蓋式等等。 管殼式換熱器是指由圓筒形殼體和裝配在殼體內的帶有管板的管束所組成的管式換熱器。因為其具有結構簡單、造價低、流通截面較寬、易于清洗水垢等優(yōu)點，所以在日常生產(chǎn)中大量使用。 此工段

19、的加熱器大概分類如下圖 圖3. 由統(tǒng)計圖可以看出，加氫工段中，U型和浮頭式管殼換熱器所占比重較大。 U形管式換熱器：U形管式換熱器的管束彎曲成U形，兩管口一端固定在管板上，U形管一端不固定，可以自由伸縮，所以沒有溫差力。U形管式換熱器結構簡單，只有一個管板，節(jié)省材料。但這種換熱器管內流體為雙程，管束中心有一部分空隙。殼程流體容易走短路。管子不易更換，壞了的管子就只能堵塞不用。U形管式換熱器適用于管內走高溫、高壓、腐蝕性較大，但不易結垢的流體。管外可以走易結垢的流體。 浮頭式換熱器：浮頭式換熱器的一端管板固定在殼體與管箱之間，另一端管板可

20、以在殼體內自由移動。這種浮頭式換熱器殼體和管束的熱膨脹是自由的。浮頭式換熱器管束可以抽出，便于清洗管間和管內。浮頭式換熱器的缺點是結構復雜，造價高，在運行中浮頭處發(fā)生泄露，不易檢查處理 2.2設備熱力計算 主要符號 熱流體進口溫，K 熱流體出口溫度，K 冷流體進口溫度，K 冷流體出口溫度，K 熱流體的定壓比熱 J/（mol*K） 冷流體的定壓比熱 J/（mol*K） S 熵，J/K E 火用，J 火用效率 T0 環(huán)境溫度，K P 產(chǎn)品 F 燃料 h 焓，J 2.2.1火用效率的定義 為說明系統(tǒng)的火用效

21、率,首先要說明燃料和產(chǎn)品的定義。 產(chǎn)品是指系統(tǒng)的目的,以火用參數(shù)來衡量,符號為F。燃料是指系統(tǒng)為獲得該產(chǎn)品所必需消耗的代價,也以火用參數(shù)來衡量,符號為P。就換熱器來說,如果其目的是用熱流體來加熱冷流體,則產(chǎn)品為冷流體火用的增加值,而燃料為熱流體火用的減少值;如果其目的是用冷流體來冷卻熱流體,則產(chǎn)品為熱流體火用的減少值,而燃料為冷流體火用的增加值。火用效率定義為系統(tǒng)的產(chǎn)品與燃料的比值,即 2.2.2 火用效率公式推導 假設某換熱器的目的是用熱流體來加熱冷流體,為簡P化分析,假設參與傳熱的熱冷流體為理想氣體,壓力保持不變,質量流量相同并為定值, 燃料為： 產(chǎn)品為 換熱器的火

22、用效率為： 2.2.3設備能量利用分析結果 下表格是對各設備能量利用分析結果 名稱 單位重量換熱量/106J/th) 火用收益E106/J/h 火用效率h/% 單位面積火用收益EF/103J/(m2h) 新鮮進料/一系列反應出料換熱器 1814.615 32091.073 83.886 1814.615 循環(huán)氣/一系列反應出料換熱器 892.500 11950.978 84.428 47803.912 一系列反應出料調節(jié)冷卻器 2317.241 2700.798 59.122 5591.714 循環(huán)氫/二系列反應出料換熱器

23、 1570.800 11698.459 60.048 68412.039 重石腦油氣提塔釜液/脫戊烷塔釜液換熱器 1501.644 3266.362 84.327 22857.676 鮮進料/二系列反應出料換熱器 1848.000 11414.229 58.017 67539.814 新鮮進料/二系列反應出料換熱器 1848.000 11414.229 58.017 67539.814 脫戊烷塔進料/二系列反應出料換熱器 2679.310 7566.613 57.974 47144.004 二系列反應出料調節(jié)冷卻器 201.39

24、5 165.930 59.758 453.361 補充氫壓縮機中間冷卻器 1015.647 297.867 31.653 2158.457 補充氫壓縮機后冷卻器 736.296 238.977 35.251 1927.234 名稱 單位重量換熱量/106J/(th) 火用收益E106/J/h 火用效率h/% 單位面積火用收益EF/103J/(m2h) 脫戊烷塔塔頂餾分調節(jié)冷卻器 4831.504 844.541 59.441 4373.592 氫氣壓縮機冷卻器 1793.750 359.193 24.982 3070.022 重石腦

25、油調節(jié)冷卻器 240.220 73.110 48.137 435.960 脫丁戊塔冷凝器 75.762 82.339 41.700 129.975 再生塔冷凝器 615.563 82.339 31.260 1306.967 再生塔再沸器 938.000 453.003 83.113 7550.052 C4水冷器 1641.500 123.887 110.412 3539.623 液化氣水冷器 1641.500 94.399 99.057 2551.334 2.3 計算結果分析 通過對所提供臺帳中熱交換器的計算分析，氫氣壓縮機

26、冷卻器單位面積火用效率很低，需要改進的空間較大，以下就是對該設備的重新設計優(yōu)化，從而使該熱交換器的火用效率提高。 參考文獻 [1]史美中，王中錚.熱交換器原理與設計[M].南京：東南大學出版社，2003. [2]楊世銘，陶文銓.傳熱學[M].第三版.北京：高等教育出版社，1998. [3]馬吉民，王洪泳等.換熱器火用分析計算和火用熵圖表示[J].制冷與空調，2002，3：5~8. [4]吳雙應,牟志才，劉澤筠．換熱器性能的火用經(jīng)濟評價[J].熱能動力工程，1999，1（84）：437~440. [5]宋長華，羅明坤.換熱器的優(yōu)化設計探討[J].重慶電力高等?？茖W校學報，2003，8

27、（4）：10~13. [6]沈維道，蔣智敏，童鈞耕. 工程熱力學[M].第三版.北京：高等教育出版社，2001. 第三章 換熱器的設計 3.1換熱器的分析選擇 第二章已經(jīng)分析得出，氫氣壓縮機冷卻器單位面積火用效率很低，造成的能量損失很大，因此需要對該換熱器進行重新設計。管殼式換熱器因為其具有結構簡單、造價低、流通截面較寬、易于清洗水垢等優(yōu)點，因此我們將其設計為 <1-2>型的固定管板式換熱器。 3.2原始數(shù)據(jù)以及流體的物性參數(shù) 氫氣項目 符號 數(shù)值 單位 冷卻水項目 符號 數(shù)值 單位 進口溫度 t 130 ℃ 進口溫度 t 33 ℃ 出口溫度

28、t 43 ℃ 出口溫度 t 43 ℃ 工作表壓力 p 0.35 MPa 工作表壓力 p 5.8 MPa 定性溫度 t 86.5 ℃ 定性溫度 t 38 ℃ 比熱 C 14.3 kJ/（kg℃) 比熱 C 4.178 kJ/(kg℃) 密度 0.089 kg/m 密度 993 kg/m 黏度 102.5 kg/(ms) 黏度 52510 kg/(ms) 導熱系數(shù) 8030 W/(m℃) 導熱系數(shù) 0.652 W/(m℃) 普朗特數(shù) Pr1 0.1825 -

29、 普朗特數(shù) Pr2 3.36 - 3.3設計計算 3.3.1傳熱量及平均溫差 熱損失系數(shù) 取用0.98 換熱量為2392KW 冷卻水用量M2 =C ()=2065/4.178（43-33）=57.25kg/s 氫氣質量流量 =()=2065/14.3(130-43)=1.66 kg/s 逆流時的對數(shù)平均溫差 ==35.59℃ 參數(shù)P及R P=0.103 R==8.700 溫差修正系數(shù)查表得 =0.986 有效平均溫差 =0.98635.59=35.10℃ 3.3.2估算傳熱面積及傳熱面結構 初選傳熱系數(shù)K查參考資

30、料，以外徑為準，取 K=400W/(m℃) 估算傳熱面積F F==2050/40035.10=146 m 管子材料選用碳鋼無縫鋼管尺寸為Ф502.5 管程內冷卻水的流速選用 =1m/s 管程所需流通截面A A===0.0577 m 每程管數(shù)n n= =40.0577/0.0502=30 每根管長L L= F/n=146/7220.050=6.43m 取標準長6m 管子排列方式選等邊三角形 管中心距s由表取64mm 分程隔板槽處管中心距由表取76mm 平行于流向的管距s s=scos30=76cos30=55.6mm 垂直于流向的管距

31、s s=ssin30=76sin30=38 mm 拉桿直徑為16 mm 六邊形層數(shù)a=5 一臺管子數(shù)n=60根 一臺拉桿數(shù)4根 一臺傳熱面積F’=ndL=600.0506=56.5 管束中心至最外層管中心距離算出為0.384m 管束外緣直徑D D=0.3842＋0.050=0.818m 殼體內徑D b3=0.25d=25.0mm D= D+2b=0.818+0.05=0.868m按GB151-1999規(guī)定，取標準直徑0.9 m 長徑比L/ D=6/0.9=6.7，合理 3.3.3管程計算 管程接管直徑D D=1.13=1.13=271 mm, 取標準值

32、，接管型號為Ф2737 管程雷諾數(shù)Re Re ===83222 管程換熱系數(shù) =4778 3.3.4殼程結構及殼程計算 折流板形式選定為弓形 折流板缺口高度h, 取h=0.25D=0.250.9=0.225mm 折流板的圓心角為120 折流板間距取0.60m 折流板數(shù)目N=6000/600-1=9個 折流板上管孔數(shù)102-21=81個 折流板上管孔直徑d,由GB151-1999規(guī)定0.O5545m 通過折流板上管子數(shù)為52根 折流板缺口處管束為18根 折流板直徑D由GB151-1999 規(guī)定0.894m 折流板缺口面積A A=

33、=0.124268 m 錯流區(qū)內管數(shù)占總管數(shù)的百分數(shù)F F= = =0.66 缺口處管子所占面積A A= ==0.02135 m 流體在缺口處流通面積A A= A- A=0.124268-0.02135=0.102916 m 流體在兩折流板間錯流流通截面積 =0.25 m 殼程流通截面積A A==0.1604 m 殼程接管直徑D，按=0.1604計算，并由鋼管標準選相近規(guī)格， 選取4509 錯流區(qū)管排數(shù)N=4 每一缺口內的有效錯流管排數(shù)N N=0.8=0.80.225/0.0556=3.2 旁流通道數(shù)N=1 旁通擋

34、板數(shù)N=3對 錯流面積中旁流面積所占分數(shù)F F= =0.288 一塊折流板上管子和管孔間泄露面積A A=d=0.0426 m 折流板外緣與殼體內壁之間泄露面積A A= =0.005652 m 殼程雷諾數(shù)Re Re==21805 理想管束傳熱因子j查圖得0.010 折流板缺口校正因子j查圖得1.08 折流板泄露校正因子j 由=0.1930 及=0.1171 查圖得j=0.78 旁通校正因子j 由=0.5 及F=0.288 查圖得j=0.90 殼程傳熱因子j j=jjjj=0.0101.080.7

35、80.90=0.0076 殼程質量流速G G==1.66/0.1604=10.35kg/( ms) 殼側壁面溫度t假定為35℃ 壁溫下氫氣的粘度查物性表得23910 kg/(ms) 殼側換熱系數(shù) =jGCPr/ =0.007610.3514300 =882 3.3.5需用傳熱面積 水垢熱阻查相關資料得0.00034（m℃）/W 氫氣熱阻查相關資料得0.00017（m℃）/W 管壁熱阻忽略 傳熱系數(shù)K K= =510 W/( m℃) 傳熱面積F F==2065000/51077.54=52.21 m 傳熱面積

36、之比F/F=56.5/52.21=1.08 檢驗殼側壁溫t t= t-K =50.21，與原假定值差0.04℃ 3.3.6阻力計算 管內摩擦因子f查圖得f=0.0058 管側壁溫t假定為43℃ 壁溫下水的粘度查物性表的498.7 kg/(ms) 沿程阻力 =4=4 =3307Pa 回彎阻力 =4=3972 Pa 進出口連接管阻力 =1.5=745 Pa 管程總阻力 =++=3307+3972+745=8024 Pa 理想管束摩擦系數(shù)f查圖可得 f=0.2 理想管束錯流段阻力 =4f=799 Pa 理想

37、管束缺口處阻力 ==2359 Pa 旁路校正系數(shù)R查圖可得 R=0.9 折流板泄露校正系數(shù)R查圖可得 R=0.51 折流板間距不等的校正系數(shù)R,間距相等，不需校正 R=1 殼程總阻力 = = =26983 Pa 總阻力沒有超過管殼式換熱器規(guī)定的范圍。 此換熱器設計合理。 優(yōu)化之前，熱交換器的單位面積火用效率為3.070022106J/(m2h)。優(yōu)化之后，熱交換器的單位面試火用效率為6.355141738106J/(m2h)。 3.4強度校核及結構計算 3.4.1換熱器的主要技術特性 管殼式換熱器型號：BEM900 （1）

38、、公稱直徑DN為900mm，換熱面積F為56.5m2，公稱長度LN為6m。 （2）、管程和殼程 管程數(shù)Nt為2，殼程數(shù)Ns為1。 （3）、壓力（表壓） 殼程工作壓力為0.35MPa，設計壓力為0.8MPa。 管程設計壓力為5.8MPa，設計壓力為6.4MPa。 （4）、溫度 殼程工作溫度為52.5℃，設計溫度為46℃。 管程工作溫度為38℃，設計溫度為33℃。 （5）、主要受壓元件材質為20號鋼。 （6）、物料名稱 殼程為冷卻水，管程為氫氣。 3.4.2殼體、管箱殼體和封頭的設計及強度校核，壓力試驗 （1）、壁厚的確定 殼體、管箱殼體和封頭共同組成了管殼式換熱器的外

39、殼。殼體、管箱殼體、封頭的材料選用20號鋼。 由熱力計算，殼體選取標準鋼管Ф9008，管箱殼體內徑亦Ф9008，封頭為標準橢圓封頭，長半軸為442mm，短半軸為221mm，厚度為8mm。 （2）、強度校核 殼程設計壓力MPa 管程設計壓力MPa 1）殼體壁厚校核 查表得，MPa 許用應力下的計算厚度為， mm 名義厚度為， mm<8mm 滿足強度要求。 2）換熱管壁校核 查表得，MPa 許用應力下的計算厚度為， mm 名義厚度為， mm<3mm 滿足強度要求。 3）橢圓封頭校核 查表

40、得，MPa 許用應力下的計算厚度為， mm 名義厚度為， mm<8mm 滿足強度要求。 （3）、壓力試驗 1）內壓換熱器液壓試驗壓力， 查表得，MPa MPa 管程 MPa 殼程 MPa 管程試驗壓力為， MPa 殼程試驗壓力為， MPa 2）應力校核 圓筒應力為， MPa 橢圓形封頭應力為， MPa 3）查表得，MPa MPa 殼程 MPa

41、>0.581MPa 管程 MPa>0.875MPa 管程、殼程滿足壓力試驗強度校核。 3.4.3管板與換熱器結構設計 (1)、管板 管板是管殼式換熱器的一個重要元件，它除了與管子和殼體等連接外，還是換熱器的一個重要受壓元件。 1）管板結構 固定式管板換熱器兼作法蘭的管板，法蘭與管板連接的密封面為突面，分程板槽拐角處的倒角為1045℃。碳鋼隔板槽寬度為12mm，槽深取6mm。 2）管板尺寸 選用管板尺寸時，若管板密封面尺寸和螺柱中心孔尺寸與相應法蘭標準不符，則以法蘭標準為準。 (2)、換熱管 1）換熱管的規(guī)格 換熱管標準為GB/T8163-1987《輸送液

42、體用無縫鋼管》，材料為20號鋼，管子選取標準鋼管Φ503mm。 2）換熱管的排列型式 管子排列型式 等邊三角形排列，因為管子間距都相等，所以在同一管板面積可以排相同多的管子數(shù)，而且便于管板的劃線與鉆孔。 換熱管中心距：64mm（由熱力計算） 換熱管排列原則 a、換熱管的排列應使整個管束完全對稱。 b、在滿足布管限定圓直徑和換熱管與防沖板間的距離規(guī)定的范圍內，應布滿換熱管。 c、拉桿應盡量均勻布置在管束的外邊緣，在靠近折流板缺邊位置處應布置拉桿，期間距小于或等于700mm，拉桿中心折流板缺邊的距離應盡量控制在換熱管中心距的（0.5～1.5）范圍內。 d、多管程的各程管數(shù)應盡量相

43、等。 3）管程分程 換熱管的換熱面積較大而管子又不很長時，就得排列較多的管子，為了提高流體在館內的流速，增大管內傳熱膜系數(shù)，就須將管束分程，本換熱器中管程分2程，每程中的管數(shù)相同。 (3)、管孔 由表，Ⅰ級管束管板管孔直徑為55.45mm，允許偏差為mm。 (4)、進出口設計 在換熱器的殼體和管箱上均裝有接管為進出口管，在殼體和管箱底部裝有排液管，上部設有排氣管。 1）接管外伸長度l 按表得，管程接管為Φ2737mm，長度l為200mm，殼程接管為Φ2196mm，長度l為200mm。 2）接管與殼體，管箱殼體（包括封頭）連接的結構型式，采用插入式焊接結構，接管不得凸出于殼體的

44、內表面。 3）排氣管、排液管 為提高傳熱效率，排除或回收工作殘液（氣）及凝液，凡不能借助其他接管排氣或排液的換熱器，應在其殼程和管程的最高、最低點，分別設置排氣、排液接管，排氣、排液接管的端部必須與殼體或管箱殼體內壁齊平。 排氣管、排液管：Φ603mm，l=200mm 4）接管最小位置 為了使傳熱面積得以充分利用，殼程流體進出口接管應盡量靠近兩端管板，而管箱進出口接管應盡量接近管箱法蘭，可縮短管箱殼體長度，減輕設備重量。然而，為了保證設備的制造，安裝，管口距法蘭的距離也不能靠的太近，它受最小位置的限制，通常取l為1.5D（D為接管外徑）。 管箱接管位置l=407mm 殼程接管位置

45、l=330mm 排氣、排液接管位置l=407mm (5)、拉桿 1）拉桿與管板焊接，拉桿孔結構 2）拉桿的位置 拉桿應盡量均勻布置在管束的外邊緣，任何折流板應不少于3個支撐點。 3.4.4殼體與管板、管板與法蘭及換熱管的連接 (1)、殼體與管板的連接結構 殼體與管板的連接型式為不可拆式，管板與殼體是用焊接連接。 (2)、管板與發(fā)生藍的連接 管板兼作法蘭，管箱與法蘭的連接為固定式，比較簡單。除了滿足工藝上的要求，選擇一定的密封面型式外，按壓力，溫度來選用法蘭的結構型式。 (3)、管子與管板連接 采用焊接，由于管孔不需要開槽，而且管孔的粗糙度要求不高，管子端部不需退火和磨光

46、，因此制造加工簡便。焊接結構強度高，抗拉能力強，當焊接部位滲漏時，可以補焊。如需調換管子，可采用專用刀具拆卸焊接破漏管，反而比膨脹管方便。 3.4.5法蘭、密封面、墊片、螺母、螺柱的選取 (1)、法蘭的選取 由HG20592-97，法蘭類型：板式平焊法蘭，代號：PL (2)、密封面的選取 由HG20592-97，密封面型式：凸面，代號：RF (3)、連接尺寸的選取 (4)、墊片的選取 由HG20606-97，材料：石棉橡膠板，代號：XB350，墊片表面應平整，五翹曲變形，不允許由疙瘩，裂縫，氣泡，外來夾雜及其他可能影響使用的缺陷，邊緣切割應整齊。 墊片應有整張板材制成，不允許

47、拼接。 (5)、螺柱、螺母的選取 由HG20613-97選取 (6)、數(shù)據(jù)匯總表格 密封面尺寸： 項目 單位 管程 殼程 排氣、排液管 殼體 d mm 409 266 118 1001 f1 mm 2 2 2 5 c mm 20 20 16 38 數(shù)據(jù)來源 HG20592-97表8.0.1 連接尺寸： 項目 單位 管程 殼程 排氣、排液管 殼體 D mm 530 415 185 1115 K mm 460 345 145 1050 L mm 36 36 18 33 Th M

48、332 M332 M16 M302 n 16 12 4 28 數(shù)據(jù)來源 HG20592-97表7-1 墊片尺寸： 項目 單位 管程 殼程 排氣、排液管 殼體 Dmax mm 325 220 77 920 D2 mm 417 273 127 1017 T mm 5 5 5 3 b 3 3 3 4 數(shù)據(jù)來源 HG20592-97表4.0.2-2 螺柱尺寸： 項目 單位 管程 殼程 排氣、排液管 殼體 Th mm M332 M332 M16 M302 n mm 16

49、12 4 28 l mm 185 145 100 215 m 10-3㎏ 1062 677 131 2430 數(shù)據(jù)來源 HG20592-97表A0.2-13、18 螺母尺寸： Th mm M332 M332 M16 M303 m 10-3㎏ 242.8 184.4 29 605.2 數(shù)據(jù)來源 HG20592-97表A0.2-27 3.4.6其它附件 (1)、折流板 折流板的結構設計主要根據(jù)工藝過程及要求來確定，設置折流板的主要是為了增加殼程流體的流速，提高殼程的傳熱膜系數(shù)，從而達到提高總傳熱系數(shù)的目的。同時折流板對于臥式換

50、熱器的換熱管具有一定的支撐作用，當換熱管過長，而管承受的壓應力過大時。在滿足換熱器殼程允許壓降的情況下，增加折流板的數(shù)量，折流板的間距，對緩解換熱器的手里狀況和防止流體流動誘發(fā)振動有一定的作用。而且設置折流板也有利于換熱管的安裝。 1）折流板的型式 弓形（單弓形） 2）折流板尺寸 折流板缺口高度為0.225mm（見熱力計算） 折流板最小厚度為8mm（GB151-1999） 折流板圓心角為120（見熱力計算） 折流板數(shù)目為9（見熱力計算） 折流板直徑為0.894m（見熱力計算） 3）折流板管孔 由GB151-1999得，鋼管換熱

51、Ⅰ級管束管孔直徑為55.45mm，允許偏差為mm。 4）折流板外直徑的允許偏差 折流板外直徑的允許偏差為mm。 5）折流板的布置 折流板的布置一般應使管束兩端的折流板盡可能靠近殼程進出口接管，其次折流板按等距布置，靠近管板的折流板與管板的距離可按《熱管技術及其工程應用》計算。 折流板的缺口水平、上下布置 折流板間距600 mm 折流板間距見熱力計算為600mm (2)、旁路擋板 旁路擋板的厚度為8mm（與折流板相同），數(shù)量為1對，應與折流板焊接實用。 (3)、分程隔板 分程隔板的厚度為10mm（由GB151-

52、1999），槽深為4mm，寬度為12mm。 (4).支座的選取 根據(jù)BJ/T712-92選取鞍式支座， 3.4.7重量計算 (1).換熱管的重量 單位長度重量為3.47kg 總重為：3.34 (2).殼體與管箱的重量： 530kg (3).管板重量： 兩個管板的重量：2 (4).折流板重量 9塊折流板的重量為： (5).接管重量： 殼程接管： 管程接管： 排氣排液管： (6).法蘭重量： 排氣排液管法蘭：1.85kg 殼程接管法蘭：6.85kg 管程接管：11.9kg 殼體法蘭：69.1kg 法蘭總重量： (7).支座重量

53、：2 (8).封頭重量：59kg ( 9).拉桿重量： 3.4 小結 重新設計的換熱器與原換熱器的參數(shù)比較，見表3-14. 表3-14換熱器的參數(shù)比較 名稱 程數(shù)殼/管 換熱面積m2 熱負荷Q/KW 傳熱系數(shù)K/w/(m2oC) 火用效率h/% 單重 /噸 設計的換熱器 1/2 52.21 2392 510 48.9 1.795 原換熱器 1/2 117 2392 694.3 50.8 4.8 由上表3-12可以看到換熱器的火用效率和性能指標并沒有顯著的變化，傳熱系數(shù)得到了顯著的提高，但換熱面積卻減少了許多，再從單重上

54、看來，降低了很多，發(fā)揮了固定管板式換熱器結構簡單，重量輕的優(yōu)點。由于熱負荷沒有改變，因而同時也增加了單位重量的換熱量。從以上看來，此次優(yōu)化設計是成功的。 參考文獻 [1]史美中，王中錚.熱交換器原理與設計[M].南京：東南大學出版社，2003. [2]董金善.制冷裝置與鍋爐用壓力容器[M].南京：南京工業(yè)大學，2003. [3]錢頌文.換熱器設計手冊[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002. 第四章 結論與展望 本課題應用了比較全面的能量分析原理，對85萬噸/年芳烴生產(chǎn)中重整工段的不同設備進行了合理的用能分析。并且針對性能較低或結構不合理的換熱

55、器進行了重新的設計，達到了優(yōu)化的結構并得到了以下結論： 1. 建立了換熱器用能效率計算通式，并且提出了評價換熱器性能的性能指標，并同時考慮了換熱器的火用效率、單位面積火用收益，即同時考慮了換熱器的性能和經(jīng)濟性。 2. 從火用效率的角度來看，有相變的換熱器的性能要高于無相變的換熱器和空冷器的性能，并且性能指標隨著火用效率的增加而增加。 在本課題的基礎上，建議今后對以下問題進一步研究： 1. 換熱器火用效率的影響因素及其在熱經(jīng)濟分析中的作用，從而找出提高火用效率減少火用損失的方法，提高換熱器的性能。 2. 流體進出口溫度對換熱器熱力學性能影響的分析，為提高換熱器性能提供參考并進一步完善工程上對換熱器的熱力學性能分析。 0