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基本設計を開始する際の出発点がプロセス設計です。化学工学についてある程度知っており、プロセス設計を学びたい方を対象としています。「プロセス設計の実務」はプロセス設計への実務編としてもご利用下さい。

プロセスエンジニアリングの計算ルール

ガスの圧力損失計算液体の圧力損失計算水スチームのフラッシュ計算縦型円筒容器の容量計算 前のページへ
ガス放出の必要時間液体ドレンの必要時間圧縮機の軸馬力計算ポンプの軸馬力計算 次のページへ

6. 熱交換器の設計

6.2 熱交換器と物性
6.2.1 凝縮と物性

熱交換器のプロセスデータは、①取り扱う流体の性状や物性に関わるデータと②機器の形式や材質に関するデータの二つに分けることが出来る。
もし、市販のシミュレータが無いか、あっても扱う流体物性がない場合には、流体の物性データを用意して入力の準備に費やす時間が予想以上かかる。特に熱交換の途中で流体が凝縮する場合には、密度(液体)、分子量(気体)、粘度(mPa-s)、熱伝導度(kJ/kgm-K)および比熱(kJ/kg-K)の他に蒸発潜熱(kJ/kg)と凝縮曲線が必要となる。

良く知られているように、二点の温度における蒸気圧がわかるならば、その間の平均蒸発潜熱は次式で計算できる。

L(蒸発潜熱:J/mol)=8.311*T1T2/(T1-T2)*ln(p1/p2)

ここで、T1とT2は温度(K)で、p1とp2はそれぞれの温度における蒸気圧を示しています。

もう一方の凝縮曲線は下図に示すように交換熱量と凝縮量を温度を変数としてプロットしたもので、流体中に凝縮成分と非凝縮成分が混在している場合に必要となる。計算精度を期すのであれば、この曲線だけではなく各温度における液相と気相の物性(密度または分子量、粘度、熱伝導度そして比熱)を明示しなければならない。しかし、一般には入口温度および出口温度の物性の平均値を使用しているようである。
凝縮曲線 青色→交換熱量、赤色→凝縮量
なぜこのような凝縮曲線が必要かと言えば、熱交換の途中で凝縮により、気相(非凝縮成分と凝縮成分の蒸気部分の合計)と液相(凝縮成分の凝縮液部分)の組成が変化し、そのために伝熱係数も大きく変化するからである。

実は先ほどの図には大きな間違いがあることに気づかれたでしょうか?
つまり、凝縮は100℃近辺で起こり始めていながら、凝縮量の変化がそれより高温の領域で始まっており、これは明らかに凝縮量の変化がおかしい。そこで正しい凝縮曲線を下図に示しました。


次回はこの凝縮曲線の作り方について紹介します。

熱交換器の許容圧損

化学プラント全機器に占める熱交換器は基数では1/4~1/3に達します。熱交換器の大きさ(伝熱面積)は大型プラントであれば優に1,000m2/基を超えるので、プラント全体に占める熱交換器コストを下げる努力が必要です。そのためには以下のような改善案が考えられます。、

  1. 基数の削減:熱収支計算を見直してシステムを簡素化し、基数を減らすか統合する。
  2. 熱負荷の削減:例えば廃熱回収量を減らして基数を減らす。ただし、原単位との絡みとなります。
  3. 温度差の増加:対数平均温度差を大きくして伝熱面積を減らす。
  4. 許容圧損の増加:許容圧損を増やすことで、流体速度を増加させて伝熱係数を改善し、最終的に伝熱面積を減らす。ただし、プロセス流体の輸送動力が増加する。

この中で4.の許容圧損を増やして伝熱係数を改善する場合、プロセス流体を輸送する際の動力が増加するだけでなく、熱交換器内部の流動状況についても注意しなければなりません。流速の増加は伝熱係数を改善する反面、流体振動を増幅させたり熱交換器内部で予想しないショートパスを生じることがあります。特に小型の熱交換器では本体の大きさに比較しチューブ側に設置されているドレンホールサイズが大きく、チューブ内を流れる流体が本来の通路からバイパスする可能性があります。それにより伝熱係数の低下と目標温度から逸脱します。