化工工艺过程冷换设备.docx

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化工工艺过程冷换设备

化工工艺过程冷换设备

（单元操作）

一、换热器的计算

设备计算HTFS：

管壳式换热器

再沸器

空冷器

加热炉

网络（设备）计算：

HEXTRAN

工艺过程计算：

PROⅡ

ASPEN

HYSYS

二、换热—加热或冷却即热量传递

用于换热的单元操作：

间壁式换热

增湿（减湿）换热

增湿（减湿）换热

在气体与液体直接接触的增湿与减湿过程中，气液之间存在着温度差、湿度差，因此该过程同时存在传递及热量传递。

增湿过程

出塔的气体温度和湿度应低于进塔的进塔的液体温度和该温度下的饱和湿度。

出塔的液体温度应高于进塔气体的湿球温度。

对于此单元操作仅用温度差、湿度（浓度）差作为过程的推动力来考虑是不合理的，应选用焓作为过程的推动力。

传质、传热过程计算

同时进行传质、传热过程，共有3个传递速率方程：

气相传热、液相传热、气相传质

在增湿过程气相传质阻力取主导作用

在减湿过程气相传热、气相传质取传质高度最大的

间壁式换热

热量传递的三种基本方式：

导热对流辐射

此类换热设备种类较多：

套管蛇管板式管壳式

管壳式：

结构上分：

浮头U型固定管板等等

用途上分：

冷凝器再沸器普通热交换器

空冷器：

湿式干式板式

三、换热网络

在石油、化工生产过程中，一些工艺物流需要加热，而另一些工艺物流需要冷却，如何合理地将这些物流匹配在一起，充分利用热物流去加热冷物流、提高过程的热回收率，以便尽可能地减少公用工程加热和冷却负荷是一个多方案、多目标的集成问题。

换热网络就是确定出这样的换热过程，使它具有最小的冷换设备投资费用和操作费用，将每一个过程物流由初始温度达到指定的目标温度。

1.换热网络的合成

物流的图示方法

2.组合曲线

多个热过程物流与多个冷过程物流换热

分成若干个温度区间，在每个温度区间内把物流的热负荷累加起来，用一个具有累加负荷的虚拟物流代表该温度区间的所有热（或冷）物流。

3.换热网络合成目标

公用工程加热与冷却负荷构成换热网络操作费用的主要部分。

选择合理的换热面积（设备投资费用）与公用工程费用之和最小为目标，来确定换热网络的最小允许传热温差ΔTmin，然后确定出最小公用工程负荷，进行换热网络的设计。

Amin=

800万吨常减压：

ΔTmin＝20℃A=24000m2

80万吨常压：

ΔTmin＝18℃A=3500m2

换热网络的操作费用占全部费用的70～80％。

4.夹点技术

以热力学为基础，通过分析系统中能量流温位分布，从中发现系统中能量传递的“瓶颈”。

此瓶颈点就为“夹点”（或称为“窄点”）。

夹点理论的意义：

1）夹点决定换热网络能量回收能力。

2）夹点处的热流量为零。

如果有热流量通过夹点，就要增大公用工程负荷。

3）夹点上方不能引入冷却公用工程，夹点下方不能引入加热公用工程。

5.换热网络的电算

热物流与冷物流分别列表，指定夹点、公用工程介质，电算匹配。

四、管壳式换热器

1.结构特点：

管箱壳体后封头管束87

2.适用范围：

固定管板式：

温差小壳程压力低；

壳程管间结垢不能清洗

U形管：

温差较大管内流体较干净管内可承受高压

浮头式：

适用面广泛管内外均可承受高温高压

管壳式换热器应用中的矛盾：

结构的局限性

物流的多变性

近几年的发展：

板束式换热器：

表面积与体积比小，湍流强度高（无死区）

螺纹管换热器：

波纹管换热器：

与光管比较，K提高50%，压力降增大1～1.5倍。

3.流速的选择：

1）传热阻力大的一侧来提高流速，用以增大对流传热系数。

例如：

油—水换热

2）结构要求：

避免设备的严重磨损

针对不同物系：

汽相、液相、粘度、压力

（油、水、油浆）

一般推荐水走管程，适宜流速1.8～2.4m/s

一般油品在管内最大流速为2.7～3.0m/s

一般壳程液体的最大流速约为管内液体流速的一半

壳程气体的最大允许流速是根据气体分子量、工作压力选取，可从4.0～36m/s

4.允许压力降选择4

压力增加可提高流速：

管程折流板

壳程流体Re≥100即湍流一般Re低走壳程合理

5.管壳程流体的确定

根据两流体的操作压力、温度、可利用的压力降、结构和腐蚀性、以及所需设备材料。

适于走管程的流体有水和蒸汽或强腐蚀性流体；有毒性流体；容易结垢的流体；高温或高压操作的流体等。

粘度大的、关键压力降控制的流体应走壳程。

6.结垢系数17

产生结垢原因：

固体沉淀：

盐类焦炭氧化皮铁锈等

流速较低

局部过热

管壁粗糙或死角

水的硬度增大

等等

不同温度、流速结垢系数不同

7.换热终温

尽量避免温度交叉。

8.工艺计算

1）对数平均温度

△th=T1-t2△tC=T2-t1

（△th/△tC）-1

≤0.1△Tm=（△th+△tC）/2;

（△th/△tC）-1

>0.1△Tm=（△th-△tC）/ln（△th/△tC）;

2）有效对数平均温差校正系数12

△tm=FT△Tm

FT<0.82，调整工艺过程

3）基本计算

Q=KA△tm

有效平均温度△tm

9.设备计算要点：

1）状态方程

2）工艺过程计算要准确

3）水力学数据要合理

4）操作经验要尊重

五、空气冷却器

以环境空气作为冷却介质，横掠翅片管外使管内高温工艺介质得到冷却或冷凝的设备。

优点：

节约用水、减少水污染、维护费用低、安全可靠、寿命长。

主要部件：

管束轴流风机构架

1.适用范围

1）冷却流体的入口温度过高，且热负荷很大

2）低沸点的介质，当温度低于70℃或冷却到50～60℃所取走的热量不到热负荷的75～85％。

3）高凝固点油品，要在冬季采取特殊措施。

4）较脏油品不宜采用空冷

2.空气设计温度

指空气入口的干球温度。

有关文献推荐采用当地夏季平均每年不超过5天的平均气温来确定。

但实际常常采用当地最热月的日最高气温的月平均值，再加上3～4℃来确定。

3.热流介质入口温度

一般控制在120～130℃以下。

4.热流介质出口温度与接近温度

接近温度指热流出口温度与空气设计温度的差值。

干式空冷器不应低于15℃。

5.管排数与迎面风速

管排数少，空气温升小，所需风量较大，操作费用高；

管排数多，风速不能太高，否则阻力降很大，风机功率增加。

一般在石油化工装置采用4管排较多。

迎面风速最大不超过3.4m/s，最小不低于1.4m/s。

6.管程数的选择

一般液体流速0.5～1.5m/s

气体质量流速在5～10kg/m2·s

对于冷凝过程，FT<0.80，可采用单管程，否则应考虑采用两管程或多管程。

六、再沸器

1.工艺过程

2.再沸器的类型

1）釜式再沸器：

汽化率高达80％以上；布置上需满足塔底产品抽出泵灌注头的需要。

2）热虹吸式再沸器：

卧式立式

汽化率一般5～40％，不能太高，否则干锅。

分离效率一般小于一块理论板。

当汽化率较大时，又不宜采用釜式再沸器时，或塔底流体粘度很高时，往往采用强制循环式流程。

3.安装高度

釜式再沸器要考虑塔底产品泵的灌注头；

热虹吸再沸器，由于工艺流体被加热汽化，形成的汽液混合物密度显著减小，致使再沸器与塔之间产生静压差，形成加热循环。

上述原因决定再沸器必须考虑安装高度：

1）再沸器入口管线阻力降

2）再沸器出口管线阻力降

3）再沸器内流体的静压头

4）再沸器出口管线的静压头

5）再沸器内流体阻力降

塔底最低液位静压头与再沸器入口静压头之和，足以克服1～5项之和，即可求出再沸器入口静压头，即得出安装高度