傳熱設計-教材

1、 第四章 列管式換熱器的設計目 錄前言 2一、概述 2二、熱交換器設計的主要因素 3三、列管式熱交換器的設計步驟 4（一）物料衡算及熱量衡算 4（二）確定兩載熱體的物性數據 4（三）兩載熱體的流程安排 5（四）管、殼程數的確定 5（五）傳熱平均溫度差計算 5（六）估算傳熱面積 6（七）結構設計 7（八）計算阻力壓降 12（九）計算溫差應力，確定熱補償方法 13（十）設計管箱和接管 13（十一）確定換熱管與管板的連接方法 14參考資料 14附錄 1、合成氨生產中一氧化碳變換工藝簡介 152、常壓下，0時氣體的平均定壓熱容 163、3.5大氣壓（絕）下，過熱蒸汽的焓 174、CO、CH4的導熱系數

2、 17附圖 列管式熱交換器結構型式圖 18化工原理課程設計任務書列管式熱交換器設計舉例 前言一課程性質與意義 化工原理課程設計是化工原理課程的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生工程設計能力的一次基本訓練，它要求學生按照課程設計任務書的要求，完成一項化工設備的設計工作，通過設計使學生掌握化工設計的基本程序和方法，同時在以下幾個方面得到訓練、培養(yǎng)和提高： 1. 綜合應用化工原理課程及有關先修課程的基本知識去分析和解決實際問題的能力。 2. 查閱技術資料、選用計算方法、計算公式和收集數據的能力。 3. 樹立正確的設計思想，懂得工程設計應兼顧技術上的先進性、經濟上的合理性和操作上的安全可靠性。 4. 用層

3、次清楚的計算，輔以必要而簡潔的文字說明和清析的圖表來表達設計結果的能力。 5. 工程制圖的能力。課程設計結果要求編寫成“設計說明書”，繪制相應的工藝流程圖和主體設備圖。 二設計說明書的內容一般應按如下項目編寫 1. 設計任務書。 2. 目錄。 3. 設計方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設備的型式進行簡要的論述。 4. 設計計算過程： 工藝計算及主體設備的設計計算。包括工藝參數的選定、物料衡算、熱量衡算、主體設備結構和工藝尺寸的設計計算等。 輔助設備的選型計算。通過計算選定典型輔助設備的規(guī)格型號。 5. 圖紙： 工藝流程圖。以單線條的形式繪制，標出主體設備與輔助設備的物料走向、物流量、能流

4、量和主要測量點。 主體設備工藝條件圖。圖面應包括設備的主要工藝尺寸、技術特性表和接管表。 6. 設計結果匯總。分表列舉各流股物料量、能耗指標、主要操作參數、主體設備工藝尺寸以及輔助設備的規(guī)格、型號和數量等。 7. 設計結果評述。 8. 參考資料。 本課程設計指導書根據化工原理教學大綱的要求，對給定化工單元操作典型設備的設計計算，給學生提示了設計計算步驟，指導計算方法，并提供了部分計算公式和數據，作為對課堂教學內容的補充。設計計算中需要用到的大部分計算公式和數據應由學生自己查閱有關資料。一、概述熱交換器是化工廠中最常用的設備之一，按其傳熱的特征，可以分為三大類：直接接觸式、蓄熱式和間壁式。其中，

5、又以間壁式熱交換器的使用最為廣泛。間壁式熱交換器的類型很多，傳統(tǒng)的類型有列管式、套管式、蛇管式、夾套式，等等。為了提高傳熱效率和節(jié)約金屬材料用量，近年來一些比較先進的間壁式換熱設備，例如板式換熱器、螺旋板式換熱器、螺紋管換熱器等，在我國正得到廣泛應用。此外，熱管換熱器、平板型太陽集熱器等新型換熱設備的設計研究及工程應用工作也在進行。在上述類型換熱設備中，目前應用最多的仍為列管式，它與其他傳統(tǒng)設備相比，單位體積設備所能提供的傳熱面積較大，傳熱效果較好，結構緊湊、堅固，用材可以多樣，就是與一些新型設備相比，它也還具備適應性強、操作可靠等優(yōu)點。列管式換熱設備已有國家系列化標準的定型產品，需要時可以通

6、過計算選用。但是，掌握列管式換熱器單體設備工藝設計計算的基本方法，亦屬化工類工藝專業(yè)學生有必要接受的一項基本訓練。二、熱交換器設計的主要因素在熱交換器的設計中，應當綜合考慮的因素很多，流體速度是一個主要因素。選取較大的流體速度，可以獲得較大的傳熱系數，傳遞一定熱量所需的傳熱面積就比較小，從而可以降低設備費用。但是，大的流體速度，使得流體通過熱交換器的阻力壓降大，能量消耗大，操作費用就高。如選取較小的流體速度，情況剛好相反，操作費用可以降低，設備費卻要增加。因此，在熱交換器設計中有一個最適宜流體速度的選取問題。如要通過定量計算來解決最適宜流體速度的選取問題，是既費時而又很困難的，實際上有關的經驗

7、數據常被作為設計的依據。尋求其它設計因素的最佳條件時也往往是這樣處理。表1和表2列出了工業(yè)上常用的流速范圍，可供參考。按理，最低的流體速度也應使管、殼程內流體處于湍流狀態(tài)為宜，但是在某些場合也有例外，為了降低系統(tǒng)阻力，管、殼程內流體速度的取值可以比表1、2所列數值范圍的下限還要低得多。例如，中、小型合成氨廠變換工段濕混合煤氣與變換氣用列管換熱器管程流體速度，一般僅為22.5m/s。合理的流速要由允許壓降來確定，表3給出了允許壓強降的參考值。表1 列管式換熱器內常用流速范圍流體種類流速 m/s管程殼程一般液體0.5-30.2-1.5易結垢液體>1>0.5氣 體5-303-15表2 不

8、同粘度液體流速（以普通鋼壁為例）液體粘度 ×103 Pa·s最大流速 m/s>15000.61500-5000.75500-1001.1100-351.535-11.8<12.4表3 換熱器的合理壓降操作情況操作壓力P kgf/cm2合理合降-P kgf/cm2負壓操作0-1P/10低壓操作0-0.7;0.7-10P/2;0.35中壓操作10-300.35較高壓操作30-800.7-2.5三、列管式熱交換器的設計步驟（一）物料衡算及熱量衡算 根據工藝條件分別進行物料衡算及熱量衡算，首先要選擇計算基準，例如對合成氨廠的設計，可以每生產一噸氨為計算基準，確定實現(xiàn)換熱

9、的兩載熱體的質量流量（m1和m2），初始和最終溫度（T1、T2和t1、t2），相互交換的熱量即熱負荷（Q）等。在確定這些量時，計算的順序須根據已知工藝條件的具體情況而定。（二） 確定兩載熱體的物性數據設計中需要用到的物性數據，主要是比熱（Cp）或潛熱（r）、密度（）、粘度()、導熱系數（）等，單純流體的這些物性數據容易自有關資料中的圖表查得。一般情況，為了簡化計算，可以采用載熱體在換熱器進、出口平均壓力、溫度下的物性數據值?；旌狭黧w的物性數據一般缺乏現(xiàn)成的資料可供查取，需要由組成混合流體各組分的相關物性數據值，通過一些近似計算方法來確定，資料13均有介紹。例如，對于混合氣體的比熱、粘度和導熱系

10、數等可以按下述簡便辦法估計： Pa.s * W/m. 式中：Cpm、m、m 混合氣體的比熱、粘度、導熱系數；Cpi、i、i 混合氣體中i組分的比熱、粘度、導熱系數；yi、Mi 混合氣體中i組分的摩爾分率、分子量。(三)兩載熱體的流程安排根據兩載熱體的物理、化學性質及操作壓力、溫度等條件，確定兩載熱體哪一個走管程，哪一個走殼程。通常根據以下原則進行綜合考慮，權衡利弊，作出選擇：1、不潔凈和易結垢的液體宜在管程，因管程方便清洗；2、腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕；3、壓強高的流體宜在管程，以免殼體承受壓力；4、飽和蒸汽宜走殼程，因飽和蒸汽比較清凈，對流傳熱系數與流速無關，而且冷凝液

11、在殼程易于排除；5、被冷卻的流體宜走殼程，便于散熱；6、若兩流體溫差較大，對于剛性結構的換熱器，宜將對流傳熱系數大的流體進入殼程，以減小熱應力；7、流量小而粘度大的流體一般宜在殼程，因在殼程Re>100即可達到湍流。但如流動阻力損失允許，將這種流體進入管程而采用多管程結構，在高流速下可能得到更高的對流傳熱系數。（四）管、殼程數的確定列管式換熱器最一般的形式為單管程單殼程，但多管程多殼程的設計亦很常見。當流量一定時，管程或殼程越多，對流傳熱系數越大，對傳熱過程有利。但是，采用多管程或多殼程必然導致流動阻力增大，即造成輸送流體的動力費用增加。因此，在確定換熱器程數時，需權衡傳熱和流體輸送兩方

12、面的得失。管程數一般有1、2、4、6、8、10、12等七種，分程時應盡可能使各管程的換熱管數大致相等，分程隔板槽形狀簡單，密封面長度較短。殼程數的增加可在殼體內安裝縱向隔板將殼程分為雙程，或設計成兩臺以上設備串聯(lián)使用。（五）傳熱平均溫度差計算根據冷熱流體的流程安排和所設計管、殼程數確定兩流體呈逆流、并流、錯流或其他復雜流動形式，計算傳熱平均溫度差。（六）估算傳熱面積首先要估計傳熱系數K，可以根據有關資料推薦的K值的經驗取值范圍先取一個K值，然后由傳熱基本方程式Q=KA計算傳熱面積，此即傳熱面積估算值，待結構設計結束以后，再對K值和傳熱面積進行核算。表4 列管式換熱器中K值的大致范圍高溫流體低溫

13、流體總傳熱系數K kcal/m2.h.水水1200-2400氣體水10-240水蒸汽水1000-3400水蒸汽氣體24-240導熱油蒸汽氣體20-200有機溶劑有機溶劑100-300SO3氣體SO2氣體5-7氣體（612atm）氣體（6-12atm）30-60 (七)結構設計1、管程設計確定換熱管規(guī)格、管數和布管初選管程流速；計算對應于的管程流道截面積；選用列管規(guī)格。換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面越大。因此，對于潔凈流體的管徑可以取得小些，但對于不潔凈或易結垢的流體，管徑應大些，以免堵塞并便于清洗。目前，我國試行的系列標準規(guī)定采用25×2.5和19×2的冷拔無縫鋼管

14、，對一般流體是適應的。單體設備設計時，按GB151-89規(guī)定除了這兩種規(guī)格的管子外，還可采用32×3、38×3等其他規(guī)格管子；計算滿足流道載面所需的列管根數；確定列管在管板上的排列方法。常用的排列方法有正三角形排列，轉角正三角形排列、正方形排列和轉角正方形排列（圖1）。正三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，對流傳熱系數大。正方形排列比較疏散，對流傳熱效果較差，但對管束清洗方便，對管程易結垢流體較適用。轉角正方形排列則可在一定程度上提高對流傳熱系數。表5是正三角形排列時不同層數對應可排列的管子數，當管子排列大于6層（管數超過127根），管束外緣與殼壁之間弓形區(qū)域應增排管子

15、，這樣既可以充分利用設備空間，又可以防止殼程流體短路旁流，有利于傳熱。表5 正三角形排列時管板上排管數目六角形的層數a對角線上的管數 b不計弓形部分時管子的根數弓形部分管數管板上排管的總數n弓形的 第一排弓形的 第二排弓形的 第三排弓形部分內總管數13772519193737374961615119191613127127715169318187817217424241919271530301102133163636711233977424391225469848517132754792666131429631105907211531721116102823163381712711493117

16、359191381261045根據表5確定一個管數與n最接近的排列層數a；確定換熱管中心距管間距t 。換熱管中心距t一般不小于1.25倍換熱管外徑do，常用的換熱管中心距見表6。計算換熱器外殼的內徑Di，對固定管板式換熱器可按下式計算： Di=DL+2b3式中 DL 布管限定圓直徑，mm； b3 列管束最外層換熱管外壁到殼體內壁的最小距離，mm；見圖2 。 b3=0.251do ， 且不小于10mm 對于正三角形排列，布管限定圓直徑DL=t(b-1)+ do 式中 b=2a+1 ，為管子排列正六邊形對角線上的管子數；a為六角形的層數。最初，這樣計算的Di往往是一個不規(guī)范的數值，為了設計和加工制

17、造上的方便，應按一定的規(guī)范將Di圓整。按GB151-89，卷制圓筒的公稱直徑以400mm 表6 換熱管中心距t mm換熱管外徑do1014192532384557換熱管中心距t131419253240485772分程隔板槽兩側相鄰管中心距tn2832384452606880為基數，以100mm為進級檔，必要時也可以采用50mm為進級檔。圓整Di值以后，要相應調整t、b3等數值，使之與Di吻合。2、設置拉桿為固定折流板或管子支承板，必須設置帶有同心定距管的拉桿（適用于換熱管外徑大于或等于19mm的管束）或設置與折流板點焊相連的拉桿（適用于換熱管外徑小于或等于14mm的管束），如圖3。拉桿的直徑和

18、數量一般可按表7、表8選用。表7 拉桿直徑mm換熱管外徑 do1014192532384557檔板直徑1012121616161616表8 拉桿數量公稱直徑DNmm 檔板直徑mm<400400<700700<900900<13001300<15001500<18001800200010461012161824124481012141816446681012在保證大于或等于表8所給定的檔板總截面積的前提下，拉桿直徑和數量可以變動，但其直徑不得小于10mm，數量不少于4根。拉桿應盡量均勻布置在管束的外邊緣。對于大直徑的換熱器，在布管區(qū)內靠近折流板缺口處也應布置適

19、當數量的拉桿。一般，每一根拉桿將占據一根換熱管的位置，根據管子排列層數a所對應的管子數，扣除拉桿數，即獲得實際的換熱管數n。3、確定管程流速i由實際的換熱管數n計算i。4、殼程設計（1）確定換熱管長度由前述估算的傳熱面積計算列管的參考長度，/ndo ，根據選取標準化的和結構上方便的換熱管長度L（1000、1500、2000、2500、3000、4500、6000、7500、9000、12000mm）。一般，換熱器豎放時管長與外殼內徑之比（L/D）應在46之間，臥放時允許長徑比較大，以610最為常見。如果列管的長度超過結構上方便的尺寸，需要調整結構設計，也可以考慮把換熱器做成雙管程或更多管程。計

20、算管外傳熱面積的設計值： Ao=ndo （2）設置折流板為加大殼程流體的湍動程度，提高傳熱系數，可在殼程設置折流擋板，折流板還可起到支撐管子的作用，故可代替支撐板。折流擋板通常有圓缺形和圓盤圓環(huán)形兩種。圓缺形擋板缺口部份的弓形弦高度hd一般取為外殼內徑的2045%。當列管長L確定以后，設置擋板數NB取決于板間距h。一般，取h=(0.21)D，按等間距布置。在允許的壓力損失范圍內，希望取較小的板間距。比較理想的是使缺口流通截面積和通過管束錯流流動的截面積大致相等，這樣可以減小壓降，但是板間距不得小于殼內徑的1/5或50mm。在不單獨設置支撐管板時，最大間距應不大于外殼內徑，且滿足表9的要求。我國

21、系列化標準中采用的擋板間距，固定管板式有150、300、600mm三種，浮頭式有150、200、300、480、600mm五種。表9 折流板最大無支撐跨距mm換熱管外徑do1014192532384557最大無支撐跨距8001100150019002200250028003200當管束外緣與殼壁之間有較大間隙，又不能增加排列管子時，殼程流體會短路形成旁流；如管程分程，隔板處不能排管子，部分流體也將由此通道短路形成穿流。旁流和穿流都不利于傳熱，此時應考慮設計旁流擋板和安裝假管來消除或減少旁流和穿流。5、核算摶熱面積A（1）管程對流傳熱膜系數i的計算按流體在圓管內流動時對流傳熱膜系數的通常計算方法

22、計算。 注：上式適用范圍；n值確定流體被加熱為0.4，流體被冷卻為0.3.（2）殼程對流傳熱膜系數o的計算。本項以無相變流體為例說明。如果列管換熱器殼程未設擋板，流體可按平行管束流動考慮，應用圓管公式計算o，不過管內徑要以當量直徑代替。如殼程設置擋板，殼程流體湍動程度增大，一般當Re>100即可達到湍流，這時殼程流體對流傳熱膜系數o的計算，要根據殼程具體結構選用適宜的計算式。當殼程設置有25%的圓缺形擋板，Re=2×103106時，o可用下式計算：或 定性溫度取殼程流體平均溫度，僅是指壁溫下的流體粘度；當量直徑de要根據管子的排列情況決定，正三角形排列時，式中 t 管間距；do

23、 管子外徑。流速u按流體流過的最大截面積s計算，即式中 h 板間距；Di 外殼內徑。管壁溫度的確定：若殼程走熱流體，則Tw=T；若殼程走冷流體，則tw=t式中：Tw、tw 殼程走熱流體或冷流體時的壁溫； T、t 殼程熱流體或冷流體溫度（進、出口平均值）； Q 傳熱效率； 殼程對流傳熱膜系數； A0 換熱管外表面積由上可見，需要采用試差法進行計算。（3）污垢熱阻Ra的確定通常是根據經驗選用污垢熱阻作為計算的依據，一些資料介紹有各種污垢熱阻的經驗取值。半水煤氣之類氣體的污垢熱阻可以取為0.0010.002 m2h/kcal （4）管壁熱阻 管壁熱阻計算式 R= 2/kW 式中 b 管壁厚度， m

24、管壁材料的導熱系數， kW/m·（5）傳熱系數K0的計算 以列管外表面積AO為基準的傳熱系數KO按下式計算 即 式中 o、i 殼程和管程對流傳熱膜系數，kw/m2.；Rao、Rai 管外壁和管內壁污垢熱阻，m2./kw；R 管壁熱阻，m2./kw；Ao、Ai、Am 列管外表面積、內表面積和平均面積，m2。（6）核算傳熱面積Ao按傳熱基本方程式計算需要的管外傳熱面積=比較需求值和設計值Ao，應有Ao>。為保證一定的富裕量，一般要求×100%=1015%，或再大一點。如果設計值Ao不足，應調整結構設計，參考已得出的結果，重新進行各項有關計算。（八）計算阻力壓降從降低能量消

25、耗的角度出發(fā)，流體通過熱交換器的阻力壓降越小越好。為選擇流體輸送機械，需要計算設備的阻力壓降，有時設計課題事先對整個工藝流程進行平衡后再對單個設備的阻力壓降提出限制值，這就更有必要對設備的阻力壓降進行核算。由于流體在列管換熱器內，尤其是在殼程的流動狀況比較復雜，難以準確計算阻力壓降。各種資料提供的計算公式不盡相同，所得結果往往相差也較大，設計者應根據具體情況選用。如果阻力壓降過大，應調整結構設計，以降低流動阻力，在一臺設備不宜解決問題的情況下，必要時可設計成兩臺并聯(lián)設備，但這無疑要增加設備費用。（九）計算溫差應力，確定熱補償方法固定管板式列管換熱器，管束與殼體的溫度是有差別的，它們又是剛性連接

26、，這樣就會在管束與外殼之間產生溫差應力，若溫度應力過大，可能導致?lián)Q熱管彎曲變形，或使管子自管板上拉脫，外殼軸向應力也會增加，從而使換熱器毀壞，因此有必要計算溫差應力，確定熱補償方法。一般，當管束與殼體的壁溫差大于50時，就需要采用一定的熱補償裝置。見附圖14，若將換熱器設計成浮頭式、U型管式或填料函式，這些型式的管束與殼體的熱脹冷縮互不牽制，可以完全消除溫差應力。但是這些型式的設備，浮頭式結構復雜，造價高；U型管式管子內壁清洗困難，管板上排列的管子少；填料函式殼程密封度有限，等等，都使它們的應用受到一定限制。用得最多的熱補償方法是在固定管板式換熱器的殼體上裝設波形膨脹節(jié)，利用膨脹節(jié)的彈性變形來

27、補償殼體與管束膨脹的不一致性，從而達到減小溫差應力的目的。波形膨脹節(jié)一般采用U型，其結構如圖4（a）所示，允許采用兩個半波零件焊接成的膨脹節(jié)，其結構如圖4（b）所示。膨脹節(jié)的選材和計算可按GB151-89規(guī)定進行。 （十）設計管箱和接管管箱結構應便于裝拆，因為清洗、檢修管子時需要折下管箱。接管應盡量沿殼體的徑向或軸向設置，接管與外部管線可采用焊接連接，但當設計溫度高于或等于300時，則必須采用整體法蘭。必要時可設置溫度計接口、壓力表接口及液面計接口；對于不能利用接管進行放氣和排液的換熱器，應在管程及殼程的最高點設置放氣口，最低點設置排液口，其最小公稱直徑為20mm。當管程采用軸向入口接管或換熱

28、管內流體流速大于3m/s時，應在管程設置防沖板，以減少流體的不均勻分布和對換熱管端的沖蝕。當殼程進口管流體的u2值（流體密度，kg/m3；u流體流速，m/s）為下列數值時，應在殼程進口管處設置防沖板或導流筒：對非腐蝕性的單相流體，u2>2230kg/m.s2；其它液體，包括沸點下的液體，u2>740kg/m.s2；而對有腐蝕的氣體、蒸汽及汽液混合物，則一定要設置防沖板。必要時，蒸汽進口管可采用擴大管，以起緩沖作用。（十一）確定換熱管與管板連接方法換熱管與管板的連接方法通常采用的是脹接法和焊接法。只有在對密封性能有特殊要求的場合，才采取脹焊并用。脹接是利用脹管器擠壓伸入管板孔中的管子

29、端部，使管端發(fā)生塑性變形，管板孔同時發(fā)生彈性變形，當取出脹管器后，管板孔彈性收縮，管板與管子之間就產生一定的擠緊壓力，達到密封固緊連接的目的。脹接適用于設計壓力小于等于40kgf/cm2，設計溫度小于等于300及無嚴重應力腐蝕的場合，而且一般管板兩側的壓差須小于3.5kgf/cm2，管子與外殼間的熱膨脹差也應該比較小對于鋼或銅合金結構，設備中任何地方流體之間的最大溫差不得超過95。焊接法可用于壓力在40kgf/cm2以上或溫度高于300的系統(tǒng)。同時由于焊接工藝比脹管工藝簡單，故有被優(yōu)先采用的趨勢。參考資料（1）國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院，化工工藝設計手冊，化學工業(yè)出版社，1989（2）國家技

30、術監(jiān)督局，GB151-89鋼制管殼式換熱器，學苑出版社，1989（3）錢濱江等，簡明傳熱手冊，高等教育出版社，1983（4）化學工程手冊編輯委員會，化學工程手冊，第二卷，化學工業(yè)出版社，1989（5）日尾花英郎，熱交換器設計手冊，下冊（中譯本），石油工業(yè)出版社，1982（6）江蘇化工設計研究院，小氮肥廠工藝設計手冊，石油化工出版社，1977（7）上?；ぞ衷O計室，3000噸型合成氨廠工藝和設備計算，化學工業(yè)出版社，1979（8）化學工業(yè)部化學工程設計技術中心站，化工單元操作設計手冊（上冊），化學工業(yè)部第六設計院出版（9）化工設備設計手冊編寫組，材料與零部件（上冊），上海人民出版社，1973(1

31、0)化工設備設計手冊編寫組，金屬設備，上海人民出版社，1975附錄1、合成氨生產中一氧化碳變換工藝簡價中、小型氮肥廠以焦炭、無煙煤等固體燃料生產合成氨原料氣時，常用固定層間歇氣化法或沸騰層氣化法先生產半水煤氣。半水煤氣的組成大致如下：H2 3637% CH4 0.30.5% N2 2122% CO 3235% H2S 0.20.3%CO2 69% O2 0.2%其中，除了N2、H2為合成氨的有用氣體外，其余的CO、CO2、CH4、H2S、O2等氣體都是合成氨所不需要的，如不除去，不僅占據設備體積，增加輸送氣體的機械和動力消耗，而且會使合成氨觸媒中毒。因此，必須將原料氣中的這些有害成份，在進入合

32、成系統(tǒng)之前分步清除。一般，大致按如下框圖程序對原料氣進行凈制：凈制過程中，所謂CO的變換，是將脫除H2S以后的半水煤氣用水蒸汽飽和，飽和水蒸汽后的半水煤氣可稱為濕混合煤氣，在有觸媒存在和一定溫度的條件下，水汽可以將CO變換為H2和CO2，其反應式如下：結果，既除去了CO又達到提高原料氣中有用成份H2的含量的目的，CO2則可在后續(xù)工序中用加壓水洗法或熱鉀堿法除去。變換反應除上述主反應外，尚有若干付反應可能發(fā)生。課程設計中作物料衡算時，付反應可只考慮下式：2H2+O22H2O。變換反應常用觸煤為鐵鎂觸媒，變換溫度360550，水蒸汽與半水煤氣混合比例約為11.3:1（體），CO的變換率（起變換反應

33、的CO量占濕混合煤氣中CO總量的百分率）可達90%左右。經變換后的原料氣可稱為變換氣，其組成大致如下（水蒸汽量未計入）：H2 51-52% CH4 -0.4% N2 16-17% CO 2.5-4% H2S -0.1%CO2 28-30% O2 -0.1為充分利用熱能，變換反應爐前設置有一列管式換熱器，供濕混合煤氣與變換氣交換熱量，流程如圖5所示。飽和了水蒸汽的半水煤氣，即濕混合煤氣溫度約140150，從熱交換器的下部進入，被變換氣予熱至360400，而后由變換爐的上部進入，在變換爐內經三層觸煤發(fā)生變換反應，組成發(fā)生變化。變換氣自變換爐內出來，溫度約460-480左右，進入熱交換器，被濕混合煤氣冷卻至180200左右后流向后續(xù)工序。濕混合煤氣和變換氣的物理、化學特性很接近，不同之處有二：其一，變換氣溫度高于濕混合煤氣；其二、均含有少量H2S氣體（<0.1%），但是濕混合煤氣中水處汽于飽和狀態(tài)，H2S造成的腐蝕性就較大，而變換氣中水汽呈不飽和狀態(tài)，故H2S造成的腐蝕性較小。綜合考慮，以濕混合煤氣走管程，變換氣走殼程為宜，這樣可以減小外殼被腐蝕的程度。2、常壓下，0t時氣體的平均定壓熱容kcal/kmol.溫度H2O2N2COCO2CH4H2O06.906.986.766.789.008.2957.75100