化工原理课程设计年产25 万吨苯冷却器的工艺设计

化工原理课程设计211-化工原理课程设计任务书-年产2.5万吨苯冷却器的工艺设计一、设计题目：年产2.5万吨苯冷却器的工艺设计二、设计条件1.生产能力2.5吨每年粗苯2.设备型式：列管换热器3.操作压力：常压4.苯的进出口温度：进口80℃,出口35℃5.换热器热损失为热流体热负荷的3.5%6.每年按330天计，每天24小时连续生产7.建厂地址：兰州地区8.要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa,9.非标准系列列管式换热器的设计三、设计步骤及要求1.确定设计方案（1）选择列管换热器的类型（2）选择冷却剂的类型和进出口温度（3）查阅介质的物性数据（4）选择冷热流体流动的空间及流速（5）选择列管换热器换热管的规格（6）换热管排列方式（7）换热管和管板的连接方式（8）选择列管换热器折流挡板的形式（9）材质的选择2.初步估算换热器的传热面积A3.结构尺寸的计算（1）确定管程数和换热管根数及管长（2）平均温差的校核（3）确定壳程数（4）确定折流挡板，隔板规格和数量（5）确定壳体和各管口的内径并圆整5.校核（1）核算换热器的传热面积，要求设计裕度不小于10%,不大于20%.（2）核算管程和壳程的流体阻力损失（3）管长和管径之比为6～10如果不符合上述要求重新进行以上计算.6.附属结构如封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、补强圈等的选型7.将计算结果列表（见表1）四、设计成果1.设计说明书（A4纸）（1）内容包括封面、任务书、目录、正文、参考文献、附录（2）格式必须严格按照兰州交通大学毕业设计的格式打印。2.换热器工艺条件图（2号图纸）（手绘）摘要在石油、化工、食品加工、轻工、制药等行业的生产过程中，换热器是通用工艺设备，可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，换热器的类型、性能各异，但设计所依据的传热基本原理相同，不同之处是在结构设计上需要根据各自设备的特点采用不同的方法。本次我的设计题目是年产2.5万吨苯冷却器的工艺设计，要求自行设计非系列标准的换热器管壳式换热器。首先是根据给定的工艺参数进行前期的工艺计算。工艺计算的大体内容为确定设计方案、确定物性、计算传热系数、初估传热面积、工艺结构尺寸的计算和换热器校核。其中对初选的传热系数进行校核，计算传热面积裕量，流动阻力，如果不能满足设计要求，需调整设计，直至满足设计要求为止。其次是附属结构计算。这部分是对管板、接管、法兰等具体零件的设计和选用。材料选用方面：对于主要承压元件选用Q345R为材料。由于介质腐蚀性不高，所以选用20钢为换热管的材料。材料的选用与制造成本紧密相连，所以应该在保证设计要求的前提下尽量降低成本。关键词：苯冷却器非标准工艺计算 目录TOC\o"1-3"\h\u209411.文件综述 -6-270911.1换热器简介 -6-31331.2换热器的种类 -6-118411.3列管式换热器 -7-47061.3.1固定管板式换热器 -7-55411.3.2浮头式换热器 -8-46961.3.3U型管式换热器 -8-21721.3.4填料函式换热器 -9-233781.4管壳式换热器设计时应考虑的问题 -9-150691.4.2流体两端温度的选择 -9-70291.4.3管子的规格和排列方法 -10-61931.5主要附件 -10-127702.确定设计方案 -11-130112.1选择换热器的类型 -11-32982.2流动空间及流速的选择 -11-213153工艺计算及主体设备设计 -12-2333.1确定物性数据 -12-149213.2估算传热面积 -12-146233.2.1计算热负荷 -12-97113.2.2计算两流体的平均温度差 -13-94643.2.3传热面积 -13-48933.3苯的冷却量 -13-50903.4工艺结构尺寸 -14-187263.4.1管径和管内流速 -14-304823.4.2管程数和传热管数 -14-263243.4.3传热管排列和分程方法 -14-171343.4.4壳体内径 -14-93903.4.5折流板 -14-298753.4.6其他附件 -15-242044换热器核算 -15-97854.1热流量核算 -15-181054.1.1壳程表面传热系数 -15-105124.1.2管程对流传热系数： -16-305134.1.3污垢热阻和管壁热阻 -16-110824.1.4计算传热系数 -16-311644.1.5平均传热温差校正 -17-152654.1.6计算传热面积 -17-261004.1.7该换热器的实际传热面积 -17-286464.1.8该换热器的面积裕度为 -18-277744.2换热器内流体的流动阻力 -18-183974.2.1管程流体阻力 -18-84415参考文献 -20-306996符号说明 -21-粗苯冷却器的设计1.文件综述1.1换热器简介换热器就是用于存在温度差的流体间的热交换设备，换热器中至少有两种流体，温度较高则放出热量，反之则吸收热量。换热器依据传热原理和实现热交换的方法一般分为间壁式、混合式、蓄热式三类。其中间壁式换热器应用最广。它又可分为管式换热器、板式换热器、翅片式换热器、热管换热器等。其中以管式（包括蛇管式、套管式、管壳式等）换热器应用最普遍。列管式和板式，各有优点，列管式是一种传统的换热器，广泛应用于化工、石油、能源等设备;板式则以其高效、紧凑的特点大量应用于工业当中。1.2换热器的种类换热器按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器（板翅式、管翅式等），如表1-1所示。类型特点间壁式管壳式列管式固定管板式刚性结构用于管壳温差较小的情况（一般≤50℃），管间不能清洗带膨胀节有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质内填料函密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋管式沉浸式用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板面式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板式可进行严格的逆流操作，有自洁的作用，可用作回收低温热能平板式结构紧凑，拆洗方便，通道较小、易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高混合式适用于允许换热流体之间直接接触蓄热式换热过程分阶段交替进行，适用于从高温炉气中回收热能的场合表1-1换热器的结构分类1.3列管式换热器列管式换热器是目前化工工业生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。列管式换热器，按材质分为碳钢列管式换热器，不锈钢列管式换热器和碳钢与不锈钢混合列管式换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程，传热面积1～500m2，可根据需要定制。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。

列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：浮头式换热器、固定式换热器、U形管换热器、填料函式换热器等1.3.1固定管板式换热器 图1-1固定管板式换热器固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、封头压盖等部件组成。固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板。这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。这类换热器操作简单、便宜。最大的缺点是管外侧清洗困难，因而多用于壳侧流体清洁，不易结垢或污垢容易化学处理的场合。当壳壁与壳壁温度相差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏整个换热器，因此，一般管壁与壳壁温度相差50℃以上时，换热器应有温差补偿装置，图为具有温差补偿圈（或称膨胀节）的固定管板式换热器。一般这种装置只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强不高的情况。壳程压强超过6×105Pa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就应考虑采用其他结构。1.3.2浮头式换热器图1-2浮头式换热器浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连，该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。新型浮头式换热器浮头端结构，它包括圆筒、外头盖侧法兰、浮头管板、钩圈、浮头盖、外头盖及丝孔、钢圈等组成。用法兰把管束一侧的管板固定到壳体的一端，另一侧的管板不与外壳连接，以便管子受热或冷却时可以自由伸缩。这种形式的优点是当前两侧传热介质温差较大时，不会因膨胀产生温差压力，且管束可以自由拉出，便于清洗。缺点是结构复杂，造价高。1.3.3U型管式换热器图1-3U型管换热器此类换热器只有一个管板，管程至少为两程。由于管束可以取出，管外侧清洗方便，另外，管子可以自由膨胀。缺点是U型管的更换及管内清洗困难。考虑到换热器管壁与壳壁温差不超过50℃，而且应用广泛，操作简单、方便。用水冷却氨气不易结垢，所以选择带有补偿圈的固定管板式换热器。1.3.4填料函式换热器图1-4填料函式换热器填料函式换热器的结构如图1-4所示。其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。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单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。其缺点是填料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重的介质不适用。1.4管壳式换热器设计时应考虑的问题1.4.1流体通道的选择原则

1．不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；

2．腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗;

3．高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；

4．饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；

5．被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；

6．有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；

7．粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。1.4.2流体两端温度的选择若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题。若其中一流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却一热流体，冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则可根据经济核算来确定：为了节省冷水量，可使出口温度提高一些，但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要增加冷水量。两者是相互矛盾的。一般来说，水源丰富的地区选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差。不过，工业冷却用水的出口温度一般不宜高于45℃，因为工业用水中所含的部分盐类（如CaCO3、CaSO4、MgCO3和MgSO4等）的溶解度随温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热性能很差的污垢，而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度。1.4.3管子的规格和排列方法小直径管子能使单位体积的传热面积大，因而在同样体积内可布置更多的传热面。或者说，当传热面积一定时，采用小管径可使管子长度缩短，增强传热，易于清洗。但是减小管径将使流动阻力增加，容易积垢。对于不清洁、易结垢或粘度较大的流体，宜采用较大的管径。因此，管径的选择要视所用材料和操作条件而定，总的趋向是采用小直径管子。管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则。国产管材的长度一般为6m，因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度分为1.5、2、3或6m几种，常用3m或6m的规格。长管不易清洗，且易弯曲。此外，管长L与壳体D的比例应适当，一般L/D=4～6。管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错列三种。等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大；正方形直列比较松散，对流传热系数较三角形排列时低，但管外壁清洗方便，适用于壳程流体易结垢的场合；正方形错列则介于上述两者之间，对流传热系数较直列高。管子在管板上的间距t跟管子与管板的连接方式有关：胀管法一般取t=（1.3～1.5）do，且相邻两管外壁的间距不小于6mm；焊接法取t=1.25do。换热器壳体内径应等于或稍大于管板的直径。通常是根据管径、管数、管间距及管子的排列方式用作图法确定。等边三角形正方形直列正方形错列

1.5主要附件封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体，圆形用于大直径的壳体。缓冲挡为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间（死角），为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间。放气孔、牌液孔、换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝气体和冷凝液等。拉杆和定距管：为了使折流板能够牢靠的保持在一定的位置上，通常采用拉杆和定距管接管换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算式中—流体的体积流量,u—流体在接管中的流速，m/s流速的经验值对液体可取为：u=1.5~2m/s。2.确定设计方案2.1选择换热器的类型兰州地区虽然临近黄河，水资源丰富，但是黄河污染较为严重，而且泥沙含量大容易结垢，所以宜采用自来水。兰州年最高温度在35左右，设冷却水进口温度25，冷却水两端温度差取10,出口温度为25。减少冷却水的的用量，节约水资源。热流体进口温度80,出口温度35，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。2.2流动空间及流速的选择由于苯是有毒物质宜走管程，自来水水走壳程，选用浮头式换热器也易于清洗水垢。由于管径的大小影响管内流速的的大小和管内的压强降，若选用φ19×2mm的管子会导致管内的流速和压强降过大，使得管子的材料要强高，成本增加，因此选用φ25×2.5mm的碳钢管,管内流速取0.5m/s。3工艺计算及主体设备设计3.1确定物性数据定性温度：取流体进出口温度的平均值管程苯的定性温度：T=壳程冷却水的定性温度:t=根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据[1]。苯在57.5℃下的有关物性数据如下：冷却水在30℃下的有关物性数据如下：3.2估算传热面积3.2.1计算热负荷苯的质量流量:热负荷：3.2.2计算两流体的平均温度差对数平均温度：3.2.3传热面积假设K=350W/(m2·K),则估算面积为：考虑15％的面积裕度：3.3苯的冷却量换热器热损失为冷流体热负荷的3.5％，则 3.4工艺结构尺寸3.4.1管径和管内流速选用较高级冷拔传热管(碳钢10)，取管内流速3.4.2管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数。按单程管计算，所需的传热管长度为：按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长,则该换热器管程数为传热管总根数3.4.3传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。（见化工过程及设备课程设计书本图3-13）取管心距t=1.4d0，则t=1.25×25=31.25(mm)，则t取32mm。隔板中心到离其最近一排管中心距离S=t/2+6=32/2+6=22（mm）。各程相邻的管心距为44mm。管束的分程方法，每程各有传热管7根，其前后箱中隔板设置和介质的流通顺序按化工过程及设备课程设计书本图3-14选取。3.4.4壳体内径采用多管程结构，取管板利用率,则壳体内径为:按卷制壳体的进级挡，圆整可取3.4.5折流板采用弓形折流板，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＝0.25×325=81.25（mm），估可取h=80(mm)。折流板间距B=0.6D,则B=0.6×325=195（mm），可取B为200mm。折流板数=传热管长/折流板间距-1=6000/200-1=29(块)。3.4.6其他附件本换热器传热管外径为25mm故其拉杆直径为ф16，拉杆数为4个。壳程入口处，应设置防冲挡板。3.4.7接管壳程流体进出口接管：取接管内甲苯流速为u＝0.42m/s，则接管内径为：（m），圆整后可取管内径为23mm。管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u＝1.5m/s，则接管内径为(m)=84mm。4换热器核算4.1热流量核算4.1.1壳程表面传热系数壳程表面传热系数，用克恩法计算：当量直径，由正三角排列得：壳程流通截面积：壳程流体流速及其雷诺数分别为：普朗特数:粘度校正：4.1.2管程对流传热系数：管程流体流通截面积：管程流体流速及其雷诺数分别为：普朗特数：4.1.3污垢热阻和管壁热阻查有关文献知可取[4]：管外侧污垢热阻管内侧污垢热阻管壁热阻查有关文献知碳钢在该条件下的热导率为45W/(m·K)。4.1.4计算传热系数4.1.5平均传热温差校正平均传热温差校正系数按照单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表[4]。可得。平均传热温差：4.1.6计算传热面积:4.1.7该换热器的实际传热面积：4.1.8该换热器的面积裕度为：传热面积裕度满足设计要求不小于10%,不大于20%，该换热器能够完成生产任务。4.2换热器内流体的流动阻力4.2.1管程流体阻力计算公式如下：其中：—分别为直管弯道中因摩擦阻力引起的压强降—结垢校正因数，对于的换热管—管程数，此处为4—串联的壳程数，此处为1由Re=20148，传热管相对粗糙度0.2/20=0.01，查莫狄图得=0.036，流速=0.738m/s，ρ=995.7kg/m3，故 管程流体阻力在允许范围之内。4.2.2壳程阻力、式中—流体横过管束的压强降，—流体通过折流挡板缺口的压强降，—壳程压强降的结垢后校正因数，无因次，此处取为1.15式中F—管子排列方式对压强降的校正因数，由于此处为正三角形排列，所以取0.5—壳程流体的摩擦系数，时—折流挡板数—折流挡板间距，按浮头时换热器系列标准，此处取150mm—按壳程流通截面积计算的流速—横过管束中心线的管数此处(n为总管数)即（根）所以计算表明管程和壳程压强降都能满足设计要求。5参考文献【1】刘光启.2002.《化工物性算图手册》.化学工业出版社【2】马江权,冷一欣.2009.《化工原理课程设》.中国石化出版社【3】王卫东.2011.《化工原理课程设计》.化学工业出版社【4】周涛.2010.《化工原理》.科学出版社【5】钱颂文.2002.《换热器设计手册》.北京，化学工业出版社【6】《材料与零部件（上）》.1982.上海科学技术