化工课程设计(一)

1、化工原理课程设计化工课程设计（一）碳八分离工段原料预热器设计姓 名： 蔡 敏 华 班 级： 过 控102 学 号： 10414016 指导教师： 王卫京 日 期：2012年7月9日 目录目录2第一章、设计任务书4第二章、概述及设计方案简介5(一)C8烃分离5(二)换热器简介6第三章、设计条件及主要的物性参数8(一)选择换热器类型8(二)流程安排8(三)确定物性参数8第四章、工艺设计计算11(一)换热器的热流量11(二)加热剂用量11(三)平均传热温差12(四)估算传热面积13选择管径及管内流13选取管长确定管程数和总管数15(五)平均传热温差校正及壳程数16(六)传热管的排列17管心距17管束

2、的分程方法18壳体内径18折流板和支承板19其它主要附件19接管20(七)换热器核算20热流量核算20管内表面传热系数22污垢热阻和管壁热阻22传热系数K23换热器面积裕度23(八)传热管和壳体壁温核算24(九)换热器内流体阻力计算25管程总阻力25壳程阻力26(十)换热器主要结构尺寸和计算结果27第五章、设计自我评价29第六章、参考资料30第七章、主要符号表31附录32附录一 工艺尺寸图32附录二 工艺流程图33第一章、设计任务书碳八分离工段预热器设计冷流体：液体流量为10kmol/h组分摩尔分率乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯18%18%40%24% 加热水蒸汽压力为12kg/ cm2，由30

3、加热到162 要求管程与壳程压差均小于50KPa，设计标准式列管换热器。第二章、概述及设计方案简介(一) C8烃分离 仅在苯乙烯生产需要原料乙苯，或在C8芳烃异构化过程，为防止乙苯会在异构化过程中使氧化铝-氧化硅催化剂积炭,需要分离乙苯。近年来因苯烷基化技术的发展，由C8芳烃分离乙苯在经济上已无法与合成乙苯竞争，并且新一代贵金属异构化催化剂能有效地将乙苯转化成二甲苯，从而使乙苯分离的重要性大大下降。 由C8芳烃中分出乙苯，工业上有三种方法：精馏，需用300400块塔板，回流比为75；吸附分离，该法操作费用比精馏法低 1/3；色层分离，在分离对二甲苯的同时，也联产乙苯。 邻二甲苯分离 将邻二甲苯

4、与其他两种异构体分离约需100块塔板。如果C8芳烃中含有少量的碳九芳烃,则尚需另设30块板的精馏塔以分离C9芳烃，才能得到较高纯度的邻二甲苯。 对二甲苯分离 分离间二甲苯和对二甲苯可采用低温结晶、吸附分离(二) 换热器简介换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，在生产中占有重要地位。工业生产中所用的换热器按其用途可分为加热器、预热器、过热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用甚为广泛。换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分为四大类，即间壁式、直接接触式、蓄热式和中间载热体式。间壁式换热器，亦称为表面式换热器或间接式换热器。在此

5、类换热器中，冷热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量由热流体通过壁面传给冷流体。该类型换热器适用于冷热流体不允许混合的场合。间壁式换热器应用广泛，型式多样，各种管壳式和板式结构的换热器均属此类。直接接触式换热器，亦称为混合式换热器。在此类换热器中，冷热流体直接接触，相互混合传递热量。该类型换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许混合的场合，常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝等。蓄热式换热器，亦称为回流式换热器或蓄热器。此类换热器是借助于热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体温度升高，然后与冷流体接触，将热量传给冷流体

6、，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。其缺点是设备体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。回转式空气预热器即是一种蓄热式换热器。中间载体式换热器，亦称为热媒式换热器。此类换热器将两个间壁式换热器由在其中循环的载热体连接起来，载热体在高、低温流体换热器内循环，从高温流体换热器中吸收热量后带至低温流体换热器中传递给低温流体。该类型换热器多用于核能工业、化工过程、冷冻技术及余热利用中。热管式换热器 、液体或气体偶联的间壁式换热器均属于此类。在四类换热器中，间壁式换热器应用最多。第三章、设计条件及主要的物性参数(一) 选择换热器类型 流体温

7、度变化情况如下：混合流体进口温度为30，被加热后出口温度达到：162，并且该换热器用的是水蒸气加热，要求管程和壳程压差均小于50kPa，所以考虑用固定管板式换热器，但是因为固定管板式只能用于管壁温与壳体壁温之差低于6070及壳程压力不高的场合，所以初选换热器为浮头式换热器。其特点是管束可以在壳体内自由伸缩，不会产生热应力。能在较高压力下工作，适用于壳体壁温与管壁温差较大或壳程流体易结垢的场合。(二) 流程安排实际生产中要求饱和蒸汽走壳程，混合冷流体走管程。采用逆流传热。(三) 确定物性参数定性温度混合冷流体Tc=（30+162）/2=96水蒸气定性温度Th=187.8管程内混合液在96下的物性

8、参数如下：表1 混合液96下的物性参数密度801.62定压比热容1.96 热导率0.117粘度3.41 Pa·s热流体水蒸气在12kg/cm²即定性温度187.8条件下物性参数如下表：表2水蒸气187.8下物性参数密度6.1241/m³定压比热容4.417KJ/（·K）焓H=2788.5 KJ/（·K）汽化热r=1990.6 KJ/热导率=0.675w/（m·K）粘度=1.52Pa·s表3 冷流体摩尔分率乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯18%18%40%24%表4 各组分物性参数碳四芳烃沸点（）凝固点（）乙苯136.186-94

9、.975对二甲苯138.35713.263间二甲苯139.103-47.812邻二甲苯144.411-25.182表5 设计条件冷流体加热水蒸汽进口温度（）30187.5出口温度（）162187.5定性温度（）96187.5第四章、工艺设计计算(一) 换热器的热流量 换热器的热流量指的是在确定的物流进口温度下，使其达到规定的出口温度，冷流体和热流体之间所交换的热量，或是通过冷、热流体的间壁所传递的热量。在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变化的物流，换热器的热流量由下式确定：Q1=q1CP1t1 式中 Q1 热流量，W；q1 工艺流体的质量流量，kg/s；CP1 工艺流体的定压比热容，kJ/

10、（kg·k）；t1 工艺流体的温度变化，kM=M=106.16g/molq kg/sQ1=0.295×1.96×132=76320W(二) 加热剂用量加热剂的用量取决于工艺流体所需的热量及加热剂的进出口温度，此外还和设备的热损失有关。对于工艺流体被加热的情况，加热剂放出的热量等于工艺流体被加热的情况，加热剂放出的热量等于工艺流体所吸收的热量损失的热量之和，即Q2=Q1+Q 式中 Q1 工艺流体所吸收的热流量，W； Q2 加热剂放出的热量，W； Q 损失的热流量Q取Q1 的5% 即Q=76320×0.05=3816W 则有： Q2 =76320+3816=

11、80136W 若以水蒸气作为介质，则水蒸气的用量可用下式确定= 式中水蒸气质量流量，kg/s； 水蒸气冷凝热，kJ/kg； =(三) 平均传热温差平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换热器内两种流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有3种：并流、逆流和折流。对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示， 即 式中 逆流或并流的平均传热温差，K； 根据流型计算；折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即 =式中 折流情况下的平均传热温差，K； 温度校正系数；实际采用逆流固有：=(四) 估算传热面积在估算传热

12、面积时，可以根据冷热流的具体情况，参考换热器传热系数的大致范围，假设一K值，估算传热面积Ap为 式中 Ap估算传热面积，m2； K假设传热系数系数，W/（m2·k）； 平均传热温差，K在上的计算中，可先按纯逆流计算，然后待确定换热器结构之后，再进行适当校正。=选择管径及管内流由于管长及管程数均和管径及管内流速有关，故应首先确定管径及管内流速。目前国家内常用的换热管规格和尺寸偏差见表6表6 常用换热管的规格材料钢管标准外径×厚度/(mm×mm)级换热器级换热器外径偏差/mm壁厚偏差外径偏差/mm壁厚偏差碳钢GB 816310×1.50.15+12%-10%

13、0.20+15%-10%14×219×225×225×2.50.200.0432×338×345×30.300.4557×3.50.8%10%1%+12%，-10%不锈钢GB 227010×1.50.15+12%-10%0.2015%14×219×225×20.200.4032×238×2.545×2.50.300.4557×3.50.8%1%若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可以减小壳体直径。但管径

14、小，流动阻力大，清洗困难，设计可根据具体情况用适宜的管径。管内流速的大小对表面传热系数及压力降的影响较大，一般要求所选的流速应使流体处于稳定的湍流状态，即雷诺指数大于10000，对于传热热阻较大的流体后易结垢流体应选取较大的流速。另外还要考虑在所选的流速下，换热器应有适当的管长和管程数，并保证不会由于流体的动力冲击导致管子强烈振动而损坏换热器。选取管长确定管程数和总管数选定了管径和管内流速后，可依据下式确定换热器的单程管子数 式中 单程管子数目； 单程流体的体积流量，m3/s; di传热管的内径，m； u管内流体流速，m/s；取管径为较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u=1.06 m/s,则

15、有： =1.00依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度： = 式中 L按单程计算的管子长度，m； 管子外径，m； 如果按单程计算的管子太长，则应采用多管程，在选取管长时应注意合理利用材料，还要使换热器具有适宜的长径比。取每程管子长度l=6m，则确定了每程管子长度之后，即可求得管程数 =式中 L按单程计算的管子长度，m； l 选取的每程管子长度，m； 管程数（必须取整数）换热器管程数为：=4（根） 式中 ，m；换热器的总管数(五) 平均传热温差校正及壳程数若选用多管程换热器，可提高管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损失部分传热温度。其中温差校正系数与流体的进出口温度有关，也与换热

16、器的壳程数及管程数有关。 = P=0.837 式中 , 热流体进、出口温度，； ，冷流体进出、口温度，；对单侧温度变化流体，折流、逆流、并流的平均传热温差相等 即=1，则=72.89(六) 传热管的排列传热管在管板上的排列有三种基本形式，即正方形、正四边形和同心圆排列。由于壳外是清洁的蒸汽加热剂，故采用正三角形排列，管子排列面积是一个正六边形，排在正六边形内传热管数为3a（a+1）+1 若设b为正六边形对角线上管子数目，则b=2a+1 式中 热流体进、出口温度，； a冷流体进出、口温度，；对于对多程换热器，常采用组合排列法。各程内采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用矩形排列方法

17、。管心距板上两传热管中心距离称为管心距。管心距的大小主要与传热管和管板的连接方式有关，此外还要考虑到管板强度和清洗外管面所需的空间。传热管和管板的链接方式有胀接和焊接两种，当采用胀接法，采用过小的管心距，常会造成管板变形。而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一定的数值范围，一般情况下，胀接时，取管心距t=(1.31.5)d0，焊接时，取t=1.25d0 =1.25×25=31.2532mm多管程结构中，隔板占有管板部分面积。一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心距离可用下式计算 =22mm 各程相邻管的管心距为44mm。管束的分程方法在设计中，如采用多管程

18、，则需要在管箱中安装分程隔板。分程时，应使各程管字数目大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短，一般采用偶数管程。管束分程方法常采用平行和T行方式。壳体内径换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单程换热器： D=t（b-1）+（23）d0 式中 t 管心距，mm； d0传热管外径，mm；上式中，b的取值和管子的排列方式有关，对于正三角形排列b值为 对于正方形排列 多管程换热器壳体的内径还和管程数有关：D=1.05t=86.8mm式中 管板利用率；整圆可取150mm。折流板和支承板列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通面积大，故需设置折流板。折流板有横向折流板和纵向折流板两

19、类，单壳程的换热器仅需设置横向折流板，多壳程换热器不但需要横向折流板，而且需要设置纵向折流板。取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：h=0.25×150=37.5mm 取折流板间距B=0.3D，则B=0.3×150=45mm折流板数N其它主要附件旁路挡板防冲挡板接管壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=7m/s，则接管内径为D圆整后取管内径为40mm；管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=1m/s,则接管内径为D圆整后取管内径为30mm。(七) 换热器核算热流量核算K 式中 K 传热系数，W/（m2·k）；h壳程表面传热系数，W/（

20、m2·k）；壳程污垢热阻，m2·k/w；管程污垢热阻，m2·k/w；传热管外径，m；传热管内径，m；传热管平均值径，m；管程表面传热系数，W/（m2·k）； 管程流体无相变传热克恩提出下式作为采用了弓形折行板时壳程表面传热系数的计算式 三角形排列时 = t管间距，m壳程流通截面积S=BD（1）=0.045×0.150×（1-0.025/0.032）=0.00148壳程流通流速及雷诺数分别为u=4.44 m/sRe普朗特数Pr=粘度校正 则有： 管内表面传热系数 有：管内流体流通截面积 管内流体流速Re普朗特数Pr=得 hW/(

21、3;K)污垢热阻和管壁热阻 可取：管外侧污垢热阻 R(·K/W)管内测污垢热阻 R(·K/W)管壁热阻计算，按书中表3-11得该条件下（96）热导率为：48.99W/(m·K)所以有： R传热系数Kc有 Kc=1/(440.9W/(·K)换热器面积裕度 = = 2.49 根据Ac和Ap，可求出该换热器的面积裕度 = 27% 式中 H 换热器的面积裕度；实际传热面积，m2；Ac 计算传热面积，m2；为保证换热器操作的可行性，一般应使换热器的面积裕度大于15%20%。(八) 传热管和壳体壁温核算对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有 考虑到污垢热阻的影响则

22、有： 一般情况下，管壁温度可取为： 由于管壁热阻很小，所以有式中液体的平均温度t=109.2T传热管平均壁温 t=161.9K壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=187.8壳体壁温和传热壁温之差为 t=187.8-161.9=26K该温差较大，故需设温度补偿装置。由于换热器壳程流体压力较高，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。(九) 换热器内流体阻力计算管程总阻力 由Re=35000.9，传热管相对粗糙度，查莫狄图得0.038，流速u=0.532m/s，kg/m³，所以 4714.8Pa管程流体阻力在允许范围之内。壳程阻力 流体流经管束的阻力F=0.5 2155.7Pa流体流

23、过折流板缺口的阻力 23107Pa总阻力 =25262 Pa由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。(十) 换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器主要结构尺寸和计算见下表。表7 换热器主要结构尺寸和计算结果表参数管程壳程流率/(kg/s)0.2950.04026进口/出口温度（）30/162187.8物性定性温度/96187.8密度/(kg·m-3)801.626.1241定压比热容（kJ/kg·K）1.964.417粘度/（pa·s）3.411.52热导率/（）0.1170.675普朗特数5.710.099设备结构参数形 式浮头式台数1壳

24、体内径/mm150壳程数1管径/mm管心距/mm32管长/mm6000管子排列管数目4折流板数/个132传热面积/m21.83折流板间距/mm45管程数4材质碳钢主要计算结果管程壳程流速/m/s0.5324.44表面传热数/W/(·K)882.71796污垢热阻/（m）0.00020.00008阻力/Pa4714.825262热流量/W80136传热温差/K72.89传热系数/W/(·K)440.9K裕度/%27第五章、设计自我评价 通过这次课程设计让我明白两点：细心与合作。整个过程的计算我算了两遍，在第一次计算中由于个人没耐心，烦躁导致得出的数据较为离谱。于是静下心后，我开始了检查工作，即第二次计算。这次我认真的从头开始重算，发现在计算的前半部分就已经开始出错了，庆幸我检查了