螺旋管式热交换器的设计.pdf

第期齐会石油化工螺旋管式热交换器的设计何松林齐香石油化工设计院螺旋管式热交换 器是目前国际上比较流行的换热器之一,甘于它具有传热系数大、污垢热阻小、结构紧凑、客易维修等特点,适合处理那些粘度大的 流体。在新引进的设备中,螺旋管式热交换器的数量比较多。本文介绍螺旋管式热交换器的设计方法。并对胜利炼油厂的万标米时制氢装置的原料油加热器进行设计和校核,物流的热力 学性质及传递物性邮一上的化工模拟软件包计算获得,结果准确、可靠,并已通过审核。齐鲁石油化工设计院为胜利炼油厂设计的万标米“时制 氢装 置是全国最大的一套单系列制氢装置。在生产过程中,来自罐 区的原料油在进入加氢、脱硫反应器之前,需要在压力下由 液 态 汽化升 温到。,对换热器性 能要求很高,而且原料油的加热汽化又是整个工艺流程中非常关键的一 环。经过 滇 重研究,决定选用螺旋管 式换热 器。因为该种换 热器 与一般 管壳 式热交换器相比,具有传热系数大、污垢热阻小、结构 紧 凑、容易维 修等 特点,适合处理粘度大的 流体。目前专门介绍螺旋管 式换热器设计 方法的 书籍很少,经 过查 阅大 量有关换 热器的资料,并在青 岛化工学院的专家和教授的帮助下,终于找 到 了螺旋管 式换热 器的设 计 方法。为保证万标米“时制氢 装置 中螺 旋管式换热器的安全性和准确性,我们先搜集整理了某石化总厂万标米”时制氢装置中运行正常的螺旋管式换热 器的主要 设备参数和操作数据,并 对其进行核算,证明我们 选用的螺旋管式换热器的计算公式是合理和准确的。以下是万标米时制氢装置中螺旋管式换热 器的设计过程。一、万标米“时制氢装置中螺旋管式换热器主要技术参数设备参数蛇管数螺旋间距当量直径。蛇管外径。蛇管内径。一内侧蛇管螺旋直径。中间蛇管螺旋直径。外侧蛇管螺旋直径。实际传热 面积力物流参数壳程操作条件压 力入口温度办出口温度。中变气流量中变气摩尔流量。管程操作条件压力入口温度出口温度。原料油流量原料油摩尔 流最。合齐奋石油化工其的年物流组成壳程组份摩尔分率。物 流组成管程组份一摩尔分率。忿耳久铭。,一。卜。二、界膜导热系数的计算欲求螺旋管式换热器理论传热面积,需分别求出壳侧、管侧 的界膜导热系数。由于管程的原料油是 由常温汽 化过热到。,可将其分成三段 加热段,蒸发 段和过热段,分别求其壳侧、管侧的界膜导热系数。换热 器示意图如图所示。段加热段,原料油温度一壳程气相无相变,垂向流经水平环形管。管程液相无相变,流经水平弯管。段蒸发段,原料油温度,一,。温度点名称烙值原料油出口原料油露点原料油泡点原料油入口中变气入口中变气出口根据热量平衡,可求出壳程 对应原料油、露点处的烩值,一一一一壳 程气相无相变,垂向流经水平环形管。管程沸腾于水平弯管内,二相流。段过热 段,原料油温度一壳程气相 无相变,垂向流经水平环形管。管程气相无相变,在 水平弯管 内被过热。图换热器示意图根据原料油 的压力和组成,可求出在该状态下的泡、露点。二。根据原料油和中变气在各点的温度可求出对应烙值”,由式得一一二由式得一根据焰值,可求出壳程对应原料油泡、露点处的温度,壳侧界膜导热系数之计茸壳侧 流体为无相 变轴向流动的热载体。雷诺准数林当时,层流区域二。卜当。时,湍流区域,二卜二一。“第盆期齐鲁石油化工“肠“”式中全一传热管螺旋间距当量直径、。壳侧 流体流量。壳侧流体质 量流速每层螺旋管长流体在 相应温度下 的导热系数流体比热林粘度蛇管外径蛇管数每层螺旋管 长。吕中变气在过热段、蒸发段、加热段的传递物性数据 分别按其在三段中点的温度来计算。过热段幻蒸发段加热段二。,、比热、,、度、导热系数伏 加姗 巡岛、,、一 二竺里巴翌一一粤 粤 髦 阵卫竺二生二竺竺一少少“一卜竺二竺一理答里 二二望二兰 卫竺口二卫旦兰 竺兰土些止加热段】“。用式计算中变气在三段中的壳侧界膜导热系数过热段。蒸发段加热段。念。管侧界膜导热系教之计算原料油在过热段、蒸发段、加热段的传遨物性数据也分别按其在三段中点的温度来计算。加热段。蒸发段过热段。管侧之段加热段这一段无相变,对管 内无相 变化时其界膜导热系数的计算,有五种 方法可供选择公式,公式,公式,公式,公式。本算例具体情况流通面积。恶管 内物流流量管 内物流流速三根 蛇管螺旋直径,。三根蛇管 内径。,以下计算公式 中,按中圈的。值来计算。时。林。二。一一协根据情况选用公式为宜。华。一。孕。二少丘名管侧之段过热段这一段也是无相变化的传热,基本可按上述的段一样计算,只是在段物料流为气相。齐鲁石油化工年。时,二。一卜。一二。飞。卜根据情况选用公式为宜。,、。,。二,卜、。一点”吕千二弓一,一。、声二、“、一一管侧之段蒸发段这一段是原料油从温度到的一段,物流在此段 液化率从逐步减少为。,这一段是沸腾给热的计算模型。由于管为水平位置,气液二相 同时在管中流动,其二相流的状态也不是始终 如一,因此计算相 当麻烦,一般管内物流 的沸腾 形态 总是泡状流 块状流,环状流过渡流,喷雾流。对不 同区域的对流传热系数的计算方 法不一,即经验关联式不同。考虑到本算例 尚有一 过热段,而且壁内外温 差较大,选用喷雾流的 模 型计算,估计 其准确性足够用,因此该段对流传热系数的计算选用关联式二。奈。只些含一,一“”自、夕工、“产一卜。一一卜取。,、。,卜、,。一云立一瑞于月产一,二上“、孟、“、一。一三、计算传热面积一生式 中各项。蛇管外径林物 流气相之粘度物 流气相 之导热系数一物 流气相之比热物流流速气相重量比率吕时,加热段热负荷一蒸发段热负荷一过热段热负荷一管内污垢热 阻管外污垢 热 阻。名一管壁热 阻忽略不计加热段总传热系数,音。一,蒸发段总传热系数击二责盗二一一第期齐鲁石油化工长距离蒸汽输送设计及技术经济初评吴正枯齐奋石油化工设计院一、目舌齐鲁万 吨乙烯工程热电厂装有台。吨 时高压 锅炉,相应安装了两台一。单抽 汽轮发电机组和 两台“双抽汽 轮发电机组,向外供汽能力约为。吨 时。当一台机停运时,供汽 能力约为吨 时。乙烯新区蒸汽正常用量约为吨 时,最大用量约为吨时。为了解 决新区蒸 汽过剩而老区蒸汽不足 的矛盾,实现以煤代油计划,决定采用从新区热 电厂向橡胶厂 和炼油厂分别送汽的供热方案。过热段总传 热系数。名雨音二。右过热段传热面积。一。加热段对数温 差。二。一一一。,。一吸二万艺石一,一蒸发段对数温差一一一,一、二石一一下不一少么一。过热段对数温差一一一,一、一斋。加热段传热面积。蒸傲段传热面积总传热面积,。安全系数。二目前,我们已将该方法应用到胜利炼油厂万标米时制氢装置 中的螺旋管式换热器的设计 当中,并已通过审核。注螺旋管式换热器设计中所 需要的热力学性质及 传递物性均由我院现在拥有的一微机化工计算软件包计算获得,结果准确、可靠。参考文献幻热交换器设计手册日,尾花英朗上、下册。化学工程,上海化工学院、成都科技大学、大连工学院编换热器软件包,青岛化工学 院编化工工艺设计手册国家医药管理局上海医药设计院编