化工原理课程设计2

1、精选文档化工原理课程设计（一）碳八分别工段原料预热器设计 同学姓名： 学校： 专业班级：101 学号：10412041 指导老师： 时间：2012.07.08目 录一、设计任务书3二、概述及设计方案简介41.碳八芳烃分别工艺简介42.换热器简介4三、设计条件及主要物性参数71.设计条件72.主要物性参数7四、工艺设计计算91.估算传热面积92.选择管径和管内流速113.选取管长、确定管程数和总管数124.平均传热温差校正及壳程数135.传热管排列146.管心距157.管束的分程方法158.壳体内径169.折流板和支承板1610.其它主要附件1711.接管17五、换热器核算171.热流量核算17

2、2. 传热管和壳体壁温核算243. 换热器内流体阻力计算26六、设计自我评述31七、参考文献32八、主要符号表32八、附录33附录1 工艺尺寸图33附录2工艺流程图34一、设计任务书化工原理课程设计任务书姓名：王亮 班级：化工101碳八分别工段原料预热器设计冷流体：液体（流量15Koml/h）组成摩尔分率乙苯 对二甲苯 间二甲苯 邻二甲苯18% 18% 40% 24% 加热水蒸气压力为 12由20加热到162要求管程和壳程压差均小于50KPa,设计标准式列管换热器二、概述及设计方案简介1.碳八芳烃分别工艺简介碳八芳烃分别即C8芳烃分别，依据工业需要将碳八芳烃分别成单一组分或馏分的过程。C8芳烃

3、分别的主要目的是活的经济价值较高的对二甲苯和邻二甲苯。因此，C8芳烃分别有经常与碳八芳烃异构化结合在一起，以获得更多的对、邻二甲苯。在个别状况下，也要分别出高纯度的乙苯、苯乙烯。各种C8芳烃间沸点很接近难以用一般的精馏方法分别，各种C8芳烃沸点如表所示。乙苯和邻二甲苯沸点与对、间二甲苯的相差较大，可以通过精馏的方法分别。C8芳烃分别挨次是：首先蒸馏出沸点较低的乙苯，在蒸馏分出沸点较高的邻二甲苯。所剩对二甲苯和间二甲苯混合物，可因熔点不同，接受低温结晶或吸附法分别。分别出的乙苯，邻、间二甲苯颗单独进行化工利用，也可异构化。依据对产品种类要求的不同，还可接受其他分别程序。2.换热器简介换热器，是工

4、业生产中要实现热量交换而接受的一种交换热量的设备。是化工、石油、动力、轻工、机械、冶金、交通及其他很多工业部门的通用设备。它不仅可以单独作为加热器，冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备。化工生产中所用的换热器按其用途可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。换热器种类很多，但依据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分四大类，即间壁式、直接接触式、蓄热式和中间载热体式。这四类换热器中，间壁式换热器中的列管式换热器应用最多。 列管式换热器又称管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在全部换热器中占据主导地位。它的突出优点是

5、单位体积设备所能供应的传热面积大，传热效果也较好。由于结构牢固，而且可以选用的结构材料范围也比较宽广，故适应性强，操作弹性较大。尤其在高温、高压和大型装置中接受更为普遍。管壳式换热器主要由壳体、管束、管板和封头等部分组成，壳体多呈圆形，内部装有平行管束，管束两端固定在管板上，在管壳式换热器内进行换热器的两种流体，一种在管内流淌，其行程称为管程；另一种在管外流淌，其行程称为壳程，管束的壁面即为传热面。 为了提高壳程流体流速，往往在壳体内安装肯定数目与管束相垂直的折流挡板，折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。 流体在管内每通过管束一次

6、称为一个管程，每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体速度，可在两端封头内设置适当隔板，将全部管子平均分隔成若干组。这样，流体可每次只通过部分管子而来回管束多次，称为夺管程。同样，为提高管外流速，可在壳体内安装纵向挡板使流体多次通过壳体空间，称多壳程。依据所接受的温差补偿措施，列管式换热器可分为以下几种主要类型： 固定管板式换热器： 当冷热两流体温不大时，可接受固定管板的结构型式。这种换热器的特点是结构简洁，制造成本低。但由于壳程不易清洗或检修，管外物料应是比较清洁、不易结垢的。对于温差较大的而且壳体承受压力不太高时，可在壳体壁上安装膨胀节以削减热应力。 浮头式换热器： 这种换热器中两端的管

7、板，有一端不与壳体相连，可以沿管长方向自由浮动，故称浮头。当壳体和管束因温差较大而热膨胀不同时，管束连同浮头就可在壳体内自由伸缩，从而解决热补偿问题而另外一端的管板又是以法兰与壳体相连接的，因此，整个管束可以由壳体中排卸出来，便于清洗和检修。所以，浮头式换热器是应用较多的一种，但结构比较简单，金属耗量多，造价也较高。 U型管式换热器： U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。优点是结构简洁，质量轻，适用于高温高压条件。填料

8、函式换热器： 填料函式换热器的结构特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端接受填料函密封。管束可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。填料函式换热器的优点是结构较浮头式换热器简洁，制造便利，耗材少，造价低；管束可以从壳体内抽出，管内、管间均能进行清洗，修理便利。其其缺点是填料函耐压不高，一般小于4.0MPa；壳程介质可能通过填料函外漏，对易燃、易爆、有毒和贵重的介质不适用。填料函式换热器适用于管、壳壁温差较大或介质易结垢，需经常清洗且压力不高的场合。釜式换热器 釜式换热器的结构特点是在壳体上部设置适当的蒸发空间。同时兼有蒸气室的作用。管束可以为固定管板式、浮头式或U形管式。釜式

9、换热器清洗修理便利，可处理不清洁、易结垢的介质，并能承受高温、高压。它适用于液-气式换热，可作为最简洁结构的废热锅炉。管壳式换热器除上述五种外，还有插管式换热器、滑动式换热器等其他类型。三、设计条件及主要物性参数1.设计条件（1）设计任务及条件碳八分别工段原料预热器设计，对冷工艺物流（乙苯18%，对二甲苯18%，间二甲苯40%，邻二甲苯24%，以上均为摩尔分率）进行预热（由20 oC加热至162 oC），流量为15kmol/h，加热水蒸气压力为12kg/cm2. 要求管程和壳程压差均小于50kpa，试设计并选择标准式列管换热器。（2）选择换热器类型流体温度的变化状况：混合流体进口温度为20 o

10、C，出口温度为162 oC，加热水蒸气进口压力为12kg/cm2，查表得对应饱和蒸汽温度为187.8 oC。出口温度不变，但发生相变，转化为水。由于管程和壳程压差均小于50KPa，可考虑用固定管板式，但由于这种装置只用于管壁温与壳体壁温之差低于60-70 oC，而任务中混合流体由20 oC加热至162 oC，管壁温度和壳体温度有较大的温差，因此，确定选用浮头式换热器。（3）流程支配由于饱和蒸汽比较清净，表面传热系数与流速无关且冷凝液简洁排出。所以饱和蒸汽宜走壳程。还有黏度大的流体宜走壳程，而该工艺混合液体的黏度<（0.5-1）×10-3Pa s。综合考虑，该混合流体走

11、管程，水蒸气走壳程。2.主要物性参数（1）定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。而查得C8芳烃混合流体的各组成粘度都很低，故管程混合液体的定性温度为 （3.2.1）壳程饱和蒸汽在12kg/cm2压力下的定性温度为 （3.2.2）依据定性温度分别查到管程和壳程流体的有关物性数据。如下表表1 加热水蒸气在12kg/cm2(t=187.8oC)下的物性参数密度6.1241 kg/m3定压比热容Cp 4.450 kJ kg-1 k-1焓H 2788.5 kJ kg-1 k-1汽化热r 1990.6 kJ kg-1

12、热导率 0.671 w m-1  k-1黏度1.46×10-5 Pa s表2 混合液在91下的物性参数密度810 kg/m3定压比热容Cp1.93 kJ kg-1 k-1热导率0.120 w m-1  k-1黏度0.35×10-3 Pa s表3 流体物性参数C8芳烃沸点（oC）凝固点（oC）乙苯136.186-94.975间二甲苯139.103-47.872对二甲苯138.35113.263邻二甲苯144.411-25.182表4 设计条件冷流体加热水蒸气进口温度t120 oC187.8 oC出

13、口温度t2162oC187.8 oC定性温度tm91 oC187.8 oC四、工艺设计计算1.估算传热面积（1）换热器的热流量换热器的热流量是指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态，冷流体和热流体之间所交换的热量，或是通过冷、热体的间壁所传递的热量。在热损失可以忽视不计的条件下，对于无相变的物流，换热器的热流量由下式确定：（4.1.1）式中热流量.W;工艺流体质量流量，kg/s工艺流体的定压比热容kJ kg-1 k-1工艺流体温度变化，K Kg/s=t2-t1=162-20=142 K热流量KJ/s=121.23KW（2）对于有相变化的单组份饱和蒸汽冷凝过程，其热

14、流量衡算可表示为 （4.1.2） 式中蒸汽冷凝质量流量，kg/s饱和蒸汽冷凝热，kJ/kg则加热水蒸气的用量 Kg/s(3)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 ： (4.1.3)式中逆流或并流的平均传热温差，K； 依据流型计算；折流状况下的平均传热温差可先按纯逆流状况计算，然后加以校正，即 (4.1.4) 式中 折流状况下的平均传热温差，K； 温度校正系数；由于在相同德流体进出口温度下，

15、逆流流型具有较大的传热温差，所以在工程上，若无特殊需要，均接受逆流。则平均传热温差按逆流计算得=75.8 （4）估算传热面积在估算传热面积时，可以依据冷热流的具体状况，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（4.1.5）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假设k=600 w m-1  k-1，则估算得传热面积为 m22.选择管径和管内流速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

16、5;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%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&#

17、215;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。但管径小，流淌阻力大，清洗困难，设计可依据具体状况用适宜的管径。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猛烈振动而损坏换热器。选用𝝓=14×2较高级冷却传热管（碳钢），选取管内流速u1=1m/s3

18、.选取管长、确定管程数和总管数选定管径和管内流速后，可以下式确定换热器的单程传热管数。（4.3.1）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；则按单程传热管数根依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度： （4.3.2）式中 L按单程计算的管子长度，m； 管子外径，m；=8.67m假如按单程计算的传热管长度太长，则应接受多管程。确定了每程传热管长度之后，即可求管程数。 （4.3.3）式中 L单程换热器计算的传热管长度，m l选取的每程传热管长度，m.取每程传热管长度l=2 m则 换热器的总传热管数为（根）4.平均传热温差校正及壳程数选用

19、多管程换热器损失部分传热温差，这种状况下的平均传热温差由计算，其中温差校正系数与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。其中 （4.4.1） （4.4.2）式中 , 热流体进、出口温度，； ，冷流体进、出口温度，；则方案中对单侧温度变化流体，折流、并流、逆流的平均传热温差相等。即=1，壳程数为15.传热管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。如图 传热管的排列应使其在整个管板上均匀而紧凑地分布，同时还有考虑流体性质，管箱结构及加工制造等方面等方面的要求。一般说来，正三角形排列在管板面积上课排较多的传热管，而且管外表面的表面传热系数较大。但正三角形

20、排列时管外机械清洗较为困难，而且管外流体的流淌阻力也较大。正方形排列在同样的管板面积上可配置的传热管最少，但管外易于进行机械清洗，所以当传热管外壁需要机械清洗时，常接受这种排列方法。同心圆排列方式的优点在于靠近壳体的地方管子分布较为均匀，在壳体直径很小的换热器中可排列的传热管数比正三角形排列还多。由于壳外是清洁的饱和蒸汽，所以接受正三角形排列时，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 （4.5.1）若设b为正六边形对角线上管子数目，则 b=2a+1 （4.5.2）式中 排列的传热管数目。 a正六边形的个数。 b正六边形对角线上传热管数。对于多管程换热器，常接受组

21、合排列法。各程内接受正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，接受矩形排列方法。6.管心距管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，当接受胀接法，接受过小的管心距，常会造成管板变形。而接受焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有肯定的数值范围，一般状况下，胀接时，取管心距t=(1.31.5)d0，焊接时，取t=1.25d0=0.0175 。 多管程结构中，隔板占有管板部分面积。一般状况下，隔板中心到离其最近一排管中心距离可用下式计算（mm）（4.6.1

22、）当do=14mm时 =14.75 mm各程相邻管心距 2S=2×14.75=29.5 mm7.管束的分程方法接受多管程，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，隔板形式要简洁，密封长度要短，一般接受偶数管程。管束分程方法常接受平行或T形式。8.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，壳体内径由下式确定 D=t（b-1）+（23）d0 （4.8.1）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 （4.8.2）对于正方形排列 （4.8.3）多管程换热器壳体的内径

23、还和管程数有关： （4.8.4） 式中 管板利用率；在该设计中取=0.5 则壳体内径 mm 整圆可取200 mm9.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。10.其它主要附件旁路挡板防冲挡板11.接管壳程流体进出口接管：取接管内气体， 则接管内径 m圆整后取管内径为36mm管程流体进出口接管：取接管内流体流速， 则接管内径为 m圆整后取接管内径为27mm。五、换热器核算1.热流量核算 列管式换热器传热面积以传热管外表面积为准，在此规

24、定下则有 （5.1.1） 式中 K传热系数，W/（m2·k）； 壳程表面传热系数，W/（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）；(1)壳程表面传热系数壳程流体无相变传热 壳程表面传热系数的计算有贝尔法、克恩法及多诺霍法。其中克恩法最为简洁便利。克恩提出下式作为接受弓形折行板时，壳程表面传热系数的计算式（5.1.2）式中 壳程流体的热导率，W/（m·k） 当量直径，m 管外流淌雷诺数 普朗特数，取定性温度下的值 流体在定性

25、温度下的黏度，Pa·s 流体在壁温下的黏度，Pa·s当量直径de随管子布置方式而变，分别用下列各式计算。正方形排列时 （5.1.3）三角形排列时 （5.1.4）式中t管间距，m传热管外径，m雷诺数（5.1.5）式中壳程流体的体积流量m³/s（5.1.6）式中B折流板间距，m传热管外径，mt管间距，m对于B则B=0.3D=0.3×200=60mm圆缺高度h=0.25D=0.25×200=50mm折流板数 块 壳程为饱和蒸汽冷凝德沃尔（Devore）基于努塞尔的理论公式和试验值，提出层流时的冷凝表面传热系数计算如下: 水平管束冷凝 （5.1.7）

26、式中 无量纲冷凝表面传热系数； 冷凝表面传热系数，W/（m2·k）； （5.1.8） （5.1.9）式中 qm冷凝液的质量流量 kg/s；传热管长度，m；ns当量管数当量管数ns与传热管布置方式及总管数有关。正方形错列正方形直列三角形直列三角形错列 （5.1.10）垂直管束冷凝 （5.1.11）式中 （5.1.12） （5.1.13） 以上两式仅适用于液膜眼管壁呈层流流淌 即 在此方案中 由式（5.1.14）得 m壳程流通截面积由(5.1.6)式 得m2m/s粘度校正 由式（5.1.2）得w/ K(2)管程表面传热系数（5.1.14） 当流体被加热时 当流体被冷却时式（5.

27、2.1）适用条件：低粘度流体（<2×103Pa s）； 雷诺数Re>10000；普朗特数Pr在0.6 160之间；管长管径之比l/d>50;此方案中 管程流体流通截面积：Si=0.785×0.012×35÷5=5.50×104 m2管程流体流速 m/s w/m2 K(3)污垢热阻和管壁热阻管壁热阻取决于传热管壁厚的材料，其值为 （5.1.15）式中 b 传热管壁厚，m；管壁热导率，m·k/w；查表得管外侧污垢热阻 m2·k/w管内侧污垢热阻 m2·k/w碳钢在91下的热导率 =

28、49.16管壁热阻污垢热阻：(4)传热系数K由(21)式计算595 w/m2 k(5)换热器面积裕度在规定热流量下，计算了传热系数Kc和平均传热温差后，则与Kc对应的计算得传热面积为 （5.1.16）依据Ac和A，可求出该换热器的面积裕度 （5.1.17）式中 H 换热器的面积裕度；A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%。 =2.69 m2该换热器的实际传热面积A m2则换热器的面积裕度按(5.1.17) 式计算为=传热面积裕度合适，该换热器能够温差生产任务。2. 传热管和壳体壁温核算对于稳定的传热过程，若忽

29、视污垢热阻，则有 (5.2.1)式中 换热器热流量，W热流体的平均温度， 热流体侧的管壁温度，冷流体的平均温度，冷流体侧的管壁温度，热流体侧的表面传热系数，w/m2 K冷流体侧的表面传热系数，w/m2 K热流体侧的传热面积，m2冷流体侧的传热面积，m2因此有 （5.2.2）（5.2.3） 若考虑污垢热阻的影响则有：(5.2.4)(5.2.5)式中 ，分别为热流体和冷流体的污垢热阻，m2·k/w一般状况下，管壁平均温度可取为： （5.2.6） 当管壁热阻小，可忽视不计，则可依下式计算管壁温度：（5.2.7）液体平均温度（过渡流及湍流）（5.2.8）（5.2.9）液体

30、（层流阶段）及气体的平均温度（5.2.10）（5.2.11）式中，为热流体进口温度为热流体出口温度为热流体进口温度为热流体出口温度由于管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度按式（5.2.7）计算(51)式中液体的平均温度和水蒸气平均温度分别按式（5.2.9）和式（5.2.10）计算 = =1698.9 w/ K = =2369.4 w/ K传热管平均壁温 壳体壁，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=187.8该温差较大，故需设温度补偿装置。由于换热器壳程流体要交高。因此，选用浮头式换热器是较为合理的。3. 换热器内流体阻力计算（1）管程阻力 管程流体的阻力等于流体流经传热管的

31、直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即：（5.3.1）式中单程直管阻力管程总阻力局部阻力管程结垢校正系数，可近似取1.5 壳程数 管程数其中直管部分的阻力和局部阻力可分别计算如下：（5.3.2）（5.3.3）式中摩擦系数管内流速,m/s传热管长度，m流体密度,kg/m3传热管内径，m局部阻力系数,一般取3则在本设计中依式（5.3.1）-（5.3.3）得 =1.5由Re=22981 传热管相对粗糙度 查莫狄图得i=0.05,流速ui=0.993m/s =810kg/m3 所以 Pa Pa管程流体阻力在允许范围之内。（2）壳程阻力当壳程装有弓形折流板时，计算阻力的方法较多。在工程中常用埃索法。埃索法

32、如下：（5.3.4）式中壳程总阻力，Pa流体流过管束的阻力，Pa流体流过折流板缺口的阻力，Pa 壳程结垢校正系数 壳程数其中，（5.3.5）（5.3.6） （5.3.7）式中每一壳程的管子总数；折流板数目;折流板间距换热器壳体内径壳程流体流过管束的最小速度按流通面积计算管子排列形式对阻力的影响，壳程流体摩擦因子 （5.3.8）在本设计中，由式（5.3.4）（5.3.8）)得流体流经管束的阻力： 管束阻力流体经过流板缺口的阻力： B=0.060mD=0.200m 总阻力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。（3）换热器主要结构尺寸和计算结果表7换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率/(kg/h)1592.4219.24进/出口温度/oC20/162187.8/187.8压力/kPa48921.2×103物性定性温度/oC91187.8密度/(kg/m3)8106.1241定压比热容/kj/(kg K)1.934.45黏度/Pa s0.35×10-31.46×10-5热导率/W/(m K)0.1200.671普朗特数0.0975.629设备结构参数形式浮头式台数1壳体直径/mm20