换热器工艺设计

第41卷第1期广州化工Vol 41 No. 12013年1月Guangzhou chemical IndustryJanuary 2013化工机械换热器工艺设计刘玉成(山东齐鲁石化工程有限公司,山东淄博255400摘要:换热器是化工生产中常用的一种装置设备。换热器设计对产品质量、能量利用率以及系统的经济性和可靠性起着重要作用。文章通过换热理论对换热器进行初选,然后利用换热器软件对该换热器进行工艺及振动性进行核算,通过核算使该换热器满足各项性能指标要求。关键词:换热器;工艺;核算中图分类号:TH162+.0文献标识码:A文章编号: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换热器在化工生产装置中应用十分广泛,是化工操作单元中的重要组成部分。各种换热设备的数量占工艺设备数量的1换热器型式确定30%以上。因此,换热器设计对产品质量、能量利用率以及系(1)冷、热流体流动通道的选择:鉴于工艺物料是需冷却统的经济性和可靠性起着重要作用物流将其安排于壳程;换热器种类繁多,但根据冷、热流体热量交换的原理和方(2)流动方式的选择:采用BEM单壳程单管程逆流型式;式基本上可分三大类,即间壁式、混合式和蓄热式。在三类换(3)换热管规格和排列的选择:采用紧凑型正三角形排热器中,间壁式换热器应用最多。间壁式又有夹套式换热器沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、套管式换热器、管壳式换布。热器。管壳式(又称列管式)换热器是最典型的间壁式换热2热量衡算器,它在工业上的应用有着悠久的历史,而且至今仍在所有换热器中占据主导地位2。对热端物流进行核算:笔者就工作中苯甲苯冷却器管壳式换热器进行设计。该换经模拟计算比热容:Cp2=1.987kJ/kg:℃热器主要是将乙苯回收塔的塔底产品经循环水将其冷却至热负荷:Q=W2CP2(t2-t150℃后送出界外。物流见表1。=(358+110)×1.987×(114.950)3600=16.76kW表1物流表注:以上Cp值应是温度函数,采用定性温度L。=(114.9物流介质度压力+50)/2=82.5℃时数值。冷端一1循环水进:30℃进:500kPaA3初定换热器参数出:40℃允许压降:80k苯:110kgh进:114.9℃进:600kPaA换热器的参数,首先需要确定换热面积,再由换热面积再热端-2甲苯:358kg/h出:50℃允许压降:50kPa查换热器的基本参数。换热面积的确定可由以上计算的负荷推算。根据物流工艺要求,对换热器进行以下设计初估换热中国煤化工2.℃)CNMHG作者简介:刘玉成,(1975-),男,工程师。第41卷第1期刘玉成:换热器工艺设计(T-42)-(72-41)(149-40)-(50-30)=41.5℃折流板型式:折流板一般应按等间距布置,管束两端的折流板尽可能靠近壳程进、出口接管。卧式换热器的壳程为单相清洁流体时,折流板缺口应水平上下布置,若气体中含有少量换热面积A=Q=16.76×103/(120×41.58)=36m2液体时,则应在缺口朝上的折流板的最低处开通液口,如图1(a);若液体中含有少量气体时,则应在缺口朝下的折流板最考虑反应末期催化剂选择性的下降,苯甲苯物料增加,导高处开通气口,如图1(b)。致换热器热负荷的增加,因此适当加大设计裕量取80%,选定卧式换热器、冷凝器和重沸器的壳程介质为气、液相共存换热面积为A估=1.8·A=65m2。或液体中含有固体物料时,折流板缺口应垂直左右布置.并在由换热器计算面积初选BEM00-0.8-54-319-Ⅱ型折流板最低处开通液口如图1(c)换热器(固定管板式换热器JBT4715-1992),有关参数列于表2。表2BEM200-1.6-5.4-3/19-Ⅱ型换热器列管换热器主要参数项参数项目参数外壳直径D/mm管子尺寸/mmd19×2公称压力/MPa管长lm公称面积/m25.4管数Nt管程数N管心距/mm图1折流板型式管子排列方式正三角形折流板间距:折流板的间距影响到壳程物流的流向和流速,从而影响到传热效率。最小的折流板间距为壳体直径的4核算换热器1/5,不应小于50mm,建议板间距不小于壳径的30%。较小的板间距将增加过多的泄漏量。最大的板间距为壳径,最好的在初步选定换热器形式后及初定换热器的几何参数,需对板间距为壳径的30%~60%。由于折流板有支撑管子的作用,所定换热器进行核算。目前国内使用的换热器计算软件主要是所以钢管无支撑板的最大折流板间距为1714。(d为管外径,HTFS( Heat Transfer and Fluid Flow Ser2vice)和HTRI( Heat mrm)。如果必须增大折流板间距,就应另设支撑板。若管材是Transfer Research,lnc.),也可以应用 ASPEN PLUS中的B-铜、铝或者其合金材料时,无支撑的最大间距应为10dJAC对换热器进行设计、核算和模拟,此外还有如换热器设计圆缺型折流板的缺口高度可为直径的10%~40%,缺口高软件换热器大师等3。度越大将导致更大的压降,但是可以获得较高的传热效果,现4.1采用HTRI对该换热器进行核算在通用的高度为直径的25%。实际上在相同压力降时,圆缺高4.1.1对HTRI导人物性度为直径20%的折流板将获得最好的传热效率。换热器流量很在对此换热器进行核算时,采用了,添加物性并由此生成大时,为了得到较好的错流和避免流动诱导管子振动,常常取热曲线,导入HTRI,再在HTRI中输入换热器参数。所添加掉缺口处的管子。ASPEN PLUS物性见表3。输人折流板参数:折流板间距:150mm;切口型式:切口百分数:25%,切口型式;上下缺最低处开通液口如图1(b)。表3添加 ASPEN PLUS物性在HTRI中核算时,输入以上参数,软件布管及参数见图2。Physical propertiesUnitsMAssⅤFRA中团阳MASSFLMXRHOMXCPMXJ/kg·KTUBEPASS DETAILSN/sqmMUMSYMBOL LEGENDKMXWatm·KSIGMAMXN/MWMX图2换热器布管及参数在HTR中核算时,可将污垢系数:壳程(工艺物流)取(2)结果核笪0.0002m2·℃/W,管程(循环水)取0.000m2·℃/W(取运行结果:中国煤化工6W/m2-K,污垢值根据为设计规定)另行输入。时,119.12W/CNMHG2-K设计裕量为4.1.2输入换热器折流板参数223%。换热管按Nt=40根计算,取换热面积为7.2m2(1)折流板(下转第155页)第41卷第1期杨国锋等:煤化工项目全厂蒸汽平衡的经验总结155既可保证安全,又把汽轮机抽汽旁路的投资减少到100万左右,实现了安全性与经济性的结合。按照同样思路,对高压、3结语中压蒸汽管网的放空阀、调节放空阀也进行了优化。这种优化确立煤化工项目全厂蒸汽平衡是一项复杂、长期、细致的不是以单纯追求节约投资为目标的,仍然把安全性放在第工作。做好这项工作对实现工业节能、降低生产成本、增强系位,比如要求关键阀门必须使用锻件、有快开要求的阀门执行统的安全性和稳定性有重大的作用。建议相关人员在从事这项机构指定国际知名产品。工作时注意2.3减温减压站能力的设计(1)建议设计者及时、充分与各专业设计人员和业主进行减温减压站能力的确定是建立在全厂蒸汽平衡确立的前提沟通,了解一些工艺和设备性能下结合生产工艺制定的,单纯依靠设计院热工专业工程师很难(2)全厂蒸汽平衡是公用工程设计、施工中的关键一环做到准确设置。例如上例煤制甲醇工艺里,如果只按各蒸汽管鉴于蒸汽平衡确立的条件较多和减温减压装置的制作周期较长,网的需求量定减温减压站的能力,就会把1.6MPa低压蒸汽管对全厂蒸汽平衡有足够的重视,有利于缩短项目建设周期。网减温减压站能力定为55t/h,但是0.6MPa低压蒸汽管网在(3)业主与设计者要经常与蒸汽用户和设备厂家沟通,及变换气压缩机组未开机之前蒸汽来源缺失,只能通过上一级减时掌握用汽参数变化情况,提出应对措施,并结合工艺特点和温减压而来。另外,设计者往往只从单纯的数据上考虑蒸汽平生产调度作用,修正全厂蒸汽平衡方案。衡,忽视了蒸汽用户的使用顺序和各自的负荷调节特性,对生(4)全厂蒸汽平衡在满足生产需要的同时还应保证安全性产调度的作用缺少概念,会造成减温减压站设置偏大或偏小,与经济性。甚至难以平衡的假象。上例中就曾出现设计者认为全厂蒸汽无(5)在生产运行中仍需优化蒸汽平衡,挖掘节能降耗的潜法平衡要求改变设备型式或开两台锅炉的设计方案,经业主结力合实际经验与设计者充分协商,最终设计者认同了业主的意见,找到了合适的全厂蒸汽平衡方案,确定了合理的三级减温参考文献减压站。[1]徐晓明.煤化工项目全厂蒸汽平衡及蒸汽系统设计[J].中国科技纵横,2011(15):371-372(上接第135页)压降:壳程为0.134kPa,管程为0.418kPa。管壳程压降换热管振动的分析,流速如表5。均满足要求初选换热器满足要求。表5振动分析流速表(3)换热管振动的分析:流速入口中心出口HTRI输出报告中,流速如表4。叉流流速/(m/s0.020.02表4HTRI输出流速表临界流速Vc/(m/s)14.9314.79流速人口中心出口V/vc<1无产生振动的可能性,表明换热器安全。叉流流速V/(m/s)1.19E1.72E-0209E-02因工艺专业提出的换热管根数仅为初步,设备专业在设计临界流速Vc/(m/s)16.9826.5616.46过程中必须修改换热器型式及结构,可协商确定,必要时可重新进行换热器的工艺计算。V/vc<1无产生振动的可能性,表明换热器安全。4.2釆用 ASPEN PLUS中的B一JAC对该换热器5结论进行核算通过以上分析,初选BEM200-0.8-5.4-3/19-Ⅱl型换BJAC由于采用 ASPEN PLUS中换热器的 Hetran模块,因热器完全满足工艺要求,且无振动可能性。此无需重新对物性输人,布管以及折流板型式、间距如上输入参考文献运行结果:总传热系数:清洁时,160W/m2-K,污垢[1]化工工艺设计手册(第四版)(上册)[M].北京.化学工业出版时,157W/m2-K,所需为50.4W/m2-K设计裕量为3%。社,2009:611-616换热管按Mt=42根计算,取换热面积为74m2(软件布管与2]管壳式换热器CB.199HTRI有所区别)。[3]曾心华换热器快速核算的方法[].广州化工,199,27(3):59-压降:壳程为0.109kPa,管程为0.305kPa。管壳程压降均满足要求。中国煤化工CNMHG