合成氨变换工段工艺设计(9)

武汉工程大学本科毕业设计

D?1.0t5（3-6）

式中：n——列管数

t——列管中心距，取0.032 η——管板填充系数，0.9

则由式（3-6）代入数据可求出管板直径

n?

D?1.05?0.032?1.125m管板直径可取φ1.2，即设备内径取1.2。 3.3.2 设备规格的确定

11970.9

设备内管子数采用正六边行排列，管子层数为

1.2?2?0.0281??17.875

0.0322取18层，由文献[1]得管子数为988根，去掉8根拉杆，则实际管数为980根，从而可求出管内水煤气实际质量流速为

G?管内气体实际流速

w??10.07?4?23.12kg/m2?s

?(0.028?0.0025)2?98042723..93600?10??4??(0.028?0.0025)2?980273.2?192273.2

?4.96m/s3.3.3 传热系数计算 （1）管内传热系数计算

努塞尔准数可由下面公式计算：

Nu?0.023Re0.3Pr0.4 （3-7）

式中，Nu——努塞尔准数

37

武汉工程大学本科毕业设计

Re——雷诺准数 Pr——普朗特准数

半水煤气各组分在平均温度192 ℃、压力1.0 MPa下的物性数据如下：

Cp(H2)=29.26 kJ/kmol?K Cp(N2)=29.46 kJ/kmol?K Cp(CO)=29.88 kJ/kmol?K Cp(CO2)=44.07 kJ/kmol?K Cp(H2O)=38.35 kJ/kmol?K Cp(O2)=30.90 kJ/kmol?K

Cp(CH4)=43.22 kJ/kmol?K

则有

CP(m)?29.26?0.2986?29.46?0.1785?29.88?0.2433?44.07?0.0553 ?38.35?0.2101?30.90?0.0024?43.22?0.0118?32.344kJ/kmol?K混合气体粘度可由下面的公式计算： ?m(t)y????yii(t)iMiM （3-8）

式中：?m(t)——混合气体在温度t时的粘度，MPa?s

yi ——混合气体中i组分的摩尔分数 Mi ——混合气体中i组分的分子量

?i(t)——混合气体中i组分在温度t时的粘度，MPa?s

查文献[2]可知在200 ℃，压力1.0 MPa下各组分的粘度如下。

?(CH4)=0.0159 MPa?s ?(H2O)=0.0162 MPa?s

?(CO)=0.0247 MPa?s ?(N2)=0.0249 MPa?s

?(H2)=0.0123 MPa?s ?(CO2)=0.0219 MPa?s ?(O2)=0.0282 MPa?s

由于CH4和O2含量很低，可忽略。则由以上数据代入式（3-8）可求得

?m(t)?21.01?1.62?18?24.33?2.47?28?17.85?2.49?28?29.86?1.23?2?5.53?2.19?44(21.01?18?24.33?28?17.85?28?29.86?2?5.53?44)?102?0.0212MP?s?0.0764kg/(m?h)

38

武汉工程大学本科毕业设计

同理可求得 λm=0.2332 kJ/m?h?K 则由雷诺准数计算公式

Re=（3-9） 代入数据可得

Re?由普朗特准数计算公式

Pr?（3-10）

代入数据可得 Pr?0.0764?1.72?0.563

0.233222.06?0.023?3600?23908

0.0764Gd?

?Cm ?管内传热系数可用下面的公式计算

? ?内?0.02?3d式中：d——列管直径。 代入数据可得

a内?0.023?0.8RPer0 . 4 （3-11）

0.2332?239080.8?0.5630.14? 0.023= 589.88 kJ/m2?h?K

（2）壳侧给热系数计算

挡板采用圆缺板，板间距取0.83 m，缺口高度为直径的30%，给热系数由下面公式计算

?d0C?1?6d0Gm?1.72(de)0.()0(.6m)3()????w 0 . 1 4 (3-12)

式中：de——设备当量直径

?w——流体在壁下的粘度，kg/(m?h)

Gm——按流道基准截面积计算的流体重量流速，kg/(m2?h) d0——管外径，m

39

武汉工程大学本科毕业设计

在本计算范围内，由于温度对气体的粘度影响不大，故粘度校正项(忽略不计。

在286℃，压力1.0 MPa下，变换气的物性数据如下：

Cp(m)=33.56 kJ/kmol?K

μ =0.0857 kg/m?h λ=0.342 kJ/ m?h?K

壳程流道基准面积由下面公式计算

?0.14)可?wSm?S1S2

式中，S1——流体横过管束时的流道截面积，m2；

S2——弓形缺口处流道截面积，m2。

对于正六边形排列的换热管，流体横过管束时的流道截面积S1可由下面的公式计算

(1? S1?hDd0) （3-14） t弓形缺口处流道截面积S2可由下面公式计算

d02( ) S2?Sa[1?0.91 ] （3-15） t其中，Sa可由下面公式计算：

r?h?rcos(?)r?(h Sa?180r?2?1Dh)??h?(2 ) （3-16）

式中，Sa——弓形截面积，m2

h?——弓形高度，m

r ——挡板半径，m

h——挡板间距，m

S1?0.83?1.2?(1?0.028) 0.032 ?0.125m2

Sa?3.140.6?0.3?(0.6)2?cos?1()?(0.6?0.3)1.2?0.3?0.321800.6?0.221m2

40

武汉工程大学本科毕业设计

0.0282??S2?0.221??1?0.91?()?0.032??

?0.067m2Sm?S1S2?0.125?0.067?0.092m2

变换气质量流量

w变?1907.3?18.93 3600?10.029kg/s变换气质量流速

Gm?w变Sm?10.0290.092

?109.01kg/m2?s当量直径de由下式计算

D2?nd02 de?D?nd0代入数据可得

2D2?nd01.22?980?0.0282de??D?nd01?980?0.028

?0.024m将以上计算得到的数据代入（3-13）可以得到

?外0.0814?(0.024)0.60.028?109.01?36000.60.0857?33.3813?1.72??()?() 0.0280.08570.0814?2032.13 kJ/m2?h?K（3）总传热系数的确定

总传热系数可由下面公式计算 K????R??内?外?111 （3-17）

式中，R——管、壳程污垢热阻，根据经验各取0.001

δ——列管管壁厚度，m

41