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年产5万吨甲醛的工艺设计吸塔换热器的设计本科毕业论文（设计）本科毕业论文（设计）题目 年产 5 万吨的甲醛一吸塔换热器工艺设计 学生姓名 专业名称 化学工程与工艺 指导教师 20xx 年 5 月 5 日1 目录 摘 要：.1ABSTRACT:.11. 概述.21.1 性状及用途.21.2 甲醛的生产工艺.21.2.1 尾气循环法.21.2.2 甲缩醛氧化法法.31.2.3 银催化法.31.2.4 其他方法.31.3 我国甲醛工业的发展及需求状况.31.3.1 甲醛工业的发展.31.3.2 我国甲醛需求状况.52. 原料、辅助原料及产品的主要技术规格.53. 工艺介绍.64. 换热器及设计方案简介.74.1 换热器.74.2 设计方案简介.84.3 换热器类型选择.104.4 流径的选择.104.5 流速的选择.114.6 材料的选择.114.7 管程结构.115. 换热器方案确定及工艺计算.125.1 确定物性数据.135.2 计算热负荷和冷却用水量.145.3 计算流体的平均传热温差.145.4 估算传热面积.1415.5 选择冷凝器类型规格.155.6 核算压强降.165.6.1 管程压强降.165.6.2 壳程压强降.175.7 核算总传热系数.175.7.1 管程对流传热系数.175.7.2 壳程对流传热系数.185.8 污垢热阻.185.9 总传热系数.186. 换热器主要结构尺寸和设计计算结果.19结束语.20参考文献.21谢 辞.22设计体会和总结.23附图.241年产 5 万吨甲醛的工艺设计 吸塔换热器的设计摘 要：甲醛是重要的化工产品，本文主要承担换热器的设计，根据物料衡算及热量衡算结果，确定了换热器的工艺参数、类型及特征尺寸，类型及特征尺寸：公称直径 400mm、公称面积 32.5m2、管数 94、管长 4.5m；采用管板式换热器，并对换热器进行了流体力学和热力学的核算.结果表明所设计的换热器符合要求。 关键词：甲醛;工艺设计;换热器 Process Design of Formaldehyde of 50,000 Tons Per YearThe Design of the Heat ExchangerAbstract: Formaldehyde is an important chemical products, mainly responsible for the design of the heat exchanger.According to the material balance and heat balance, then determine the process parameters of the heat exchanger, the type and characteristics of size: nominal diameter of 400mm, nominalarea 32.5m2, tube 94, tube length 4.5m; tube plate heat exchangers, and use mechanics and thermodynamics to the heat exchanger showing that the design of the heat exchanger meet the requirements. Key words: formaldehyde; process design; the heat exchanger11 概述1.1 甲醛性状及用途 甲醛：福尔马林;Formalin; Methanal; Formaldehyde 性质：气体的相对* 交稿日期：2012-05-27. 指导教师：卫粉艳 作者简介：叶帅（1990-） ，男，陕西省榆林人，化学化工学院 20xx 届毕业生2密度 1.067（空气=1） 。液体的相对密度 0.815(-20)。熔点-92。沸点-19.5。易溶于水和乙醇。水溶液的浓度最高可达 55，通常是 40，称作甲醛水，俗称福尔马林（formalin） ，是有刺激气味的无色液体。保藏于冷处时，生成仲甲醛而变浑浊。蒸发时也生成仲甲醛，用途广泛、生产工艺简单、原料供应充足的大众化工产品，是甲醇下游产品中的主干。甲醛除可直接用作消毒、杀菌、防腐剂外，主要用于有机合成、合成材料、涂料、橡胶、农药等行业，其衍生产品主要有多聚甲醛、聚甲醛、酚醛树酯、脲醛树酯、氨基树酯及乌洛托产品。同时甲醛在农药、医药、炸药和染料工业，还可做杀虫剂、消毒剂、溶剂和还原剂在农业上可做尿素一甲醛型缓效肥料。1.2 甲醛的生产工艺甲醛生产工艺甲醛几乎都采用甲醇空气氧化法制得，按所用催化剂的不同类型，可分为铁钼催化剂法和银催化剂法。国外现有甲醛生产装置中约 70使用银法工艺，近几年新建甲醛装置大部分采用铁钼法。采用铁钼催化剂工艺的甲醛装置一般生产能力较大，甲醇转化率可达 95 99 ，甲醇消耗低，不需要蒸馏装置，可以生产高浓度甲醛，甲醛成品中醇含量低、催化剂使用寿命长、一次性投资大、电耗高。银法工艺简单，投资省、调节能力强、产品中甲酸含量少，但是甲醇转化率低、单耗高、催化剂寿命短、对甲醇纯度要求高，甲醛成品中甲醇含量高，只能生产低浓度甲醛。1.2.1 尾气循环法甲醛通过泵打入蒸发器,经加热蒸发甲醇气体进入混合器,空气由罗茨风机送入空气预热器,经预热后进入混合器,并补充适量的水蒸汽进入混合器。当生产转入正常后,尾气系统用惰性气体将空气置换,然后由尾气风机循环部分尾气使之通过预热器后进入混合器。混合气体经过滤净化处理进入铺装电解银固定床的反应器。设定各项气体的比例来控制反应温度,原料气经氧化脱氢反应生成甲醛气体。最后经吸收塔吸收,通过塔顶加水来控制成品浓度,产品由塔采出。甲醇通过加热汽化为甲醇气体,控制系统按其氧醇比控制反应温度,使反应在最佳状态下进行。工艺上采用尾气循环法,将部分反应热量由循环气带走。而传统工艺路线是将反应热全部由配料蒸汽带走, 由于采用了尾气循环法, 这样就可能制取 37%以上的不同浓度的工业甲醛,以满足不同下游产品的需要。31.2.2 甲缩醛氧化法甲缩醛氧化法制取高浓度的甲醛由三步过程组成：甲缩醛的合成，甲醛与水溶液缩合生成甲缩醛，反应温度 60-90，甲醇与甲醛的摩尔比为 2：1，使用固体酸催化剂；甲缩醛氧化，空气作氧化剂，反应温度诶 200-400；高浓度甲醛的吸收与利用。1.2.3传统银法（银催化法）传统的银法是在甲醇空气爆炸极限以外操作，即在甲醇过量的条件进行操作。因催化反应再常压和 600-700下进行，发生脱氢和氧化两个主反应，50-60%甲醛是由氧化反应得来的。 银催化法又称甲醇过量工艺，利用两种主要反应：脱氢和部分氧化，将甲醇转化成甲醛，主要反应如下：(1)CH3OH HCHO+H2 H = +20400kJ/kmol(2)CH3OH+1/202 HCHO+H2O H = - 37400kJ/Kmol副反应：CH3OH + 3/2O2 CO2 + 2H2O + 673. 90kJ/KmolCH3OH + O2 CO + 2H2O + 391. 75 kJ/KmolCH3OH + H2 CH4 + 2H2O + 115. 37kJ/Kmol1.2.4 其他方法制取甲醛还可以采用二甲醚氧化法，烷烃氧化法和甲醇脱氢1.3 我国甲醛工业的发展及需求状况1.3.1 甲醛工业的发展我国甲醛工业生产以银法为主，经过 40 多年的发展，经历了由浮石银催化剂到电解银催化剂的进步，经历了废热锅炉和尾气锅炉从无到有的进步经历了蒸发器由水蒸气加热到由热水或热甲醛加热的进步，从而形成了我国经典的银法甲醛设备及流程，即通常所说的传统银法工艺 我国甲醛工业的发展大致可分为三个阶段。(1)起步阶段 20 世纪 50-60 年代，以浮石银作催化剂的银法生产甲醛是我国甲醛工业的起步阶段。1965 年-1969 年，由于合成纤维和木材加工工业的发展，甲醛需求量增加，北京维尼纶厂、苏州助剂厂等一批采用浮石银作催化剂的甲醛生产装置先后投产，到 60 年代末生产厂达到 10 家，总生产能力扩大到 10 万吨/年。460 年代后期由于开发聚甲醛树脂等对浓甲醛的需要，又自行开发了“铁钼氧化物”催化剂，吉林石井沟联合化工厂、安阳塑料厂先后采用“铁钼氧化物” 催化剂生产甲醛，但由于催化剂性能不佳和工艺落后以及安全性差等原因未能长期生产。(2) 发展阶段 上世界 70-80 年代的以电解银催化剂为主体的银法生产甲醛是我国甲醛工业日趋成熟的发展阶段。 20 世纪 70 年代以后，我国甲醛工业无论在产能、生产技术还是在设备、节能和自动控制等方面都有了较大的改进和提高。随着反应热和尾气的燃烧热的利用，使甲醛生产装置由原来的“耗汽型”变成为“不耗汽型”或“外供蒸汽型”装置，至 70 年代末我国甲醛工业的产量接近 40 万吨/年。 20 世纪 80 年代以后，由于木材加工业和甲醛下游产品发展的需要，我国甲醛工业又有了较大的发展，至 80 年代末生产甲醛厂家达 51 家，总生产能力超过 80 万吨/年。(3) 快速增长阶段 20 世纪 90 年代至今的银法生产甲醛和铁钼法生产甲醛同时发展是我国甲醛工业快速增长阶段。20 世纪 90 年代，特别是 90 年代中后期，由于我国经济的快速发展，木材加工业、建材业、塑料工业的社会需求量的大幅度增加和小氮肥厂的转产等因素，我国甲醛工业进入快速增长时期，1990 年-1999 年的 10年中，总生产能力翻了近 3 倍。在这一阶段国内多家企业从国外引进以铁钼氧化物作催化剂的铁钼催化法的甲醛生产装置，逐渐使我国铁钼催化法甲醛装置达到了国际同类装置的先进水平。 进入 21 世纪，我国甲醛工业仍保持持续发展的势头，2002 年总生产能力已超过 700 万吨。迄今，总生产能力已超过 840 万吨/年（以 37%HCHO 计） 。 我国甲醛工业生产以银法为主，经过 40 多年的发展，经历了由浮石银催化剂到电解银催化剂的进步，经历了废热锅炉和尾气锅炉从无到有的进步经历了蒸发器由水蒸气加热到由热水或热甲醛加热的进步，从而形成了我国经典的银法甲醛设备及流程，即通常所说的传统银法工艺1.3.2 我国甲醛需求状况 我国的甲醛消费量不大，主要用于脲醛树脂，其次用于制造乌烙托品和5季戊四醇。许多重要的甲醛衍生产品，如 1，4-丁二醇，聚甲醛等的技术还没有达到工业化的要求，只是甲醛的用途受到局限，也限制了甲醛需求量的提高，但我国市场较大，未来的应用前景乐观。2. 原料、辅助原料及产品的主要技术规格表 1 主原料甲醇的技术要求项目 优等品 一等品 合格品色度（銅-钴号） 5 10密度（） 0.791-0.792 0.791-0.793203g/cm温度范围（0-101325Pa） 64.065.5 沸程 50 30 20水溶性试验 澄 清 -水分含量 % 0.10 0.15 -酸度（以 HCOOH 计）% 0.0015 0.0030 0.0050碱度（以计） % 0.0002 0.0008 0.00153NH羟基化合物含量（以计）% 0.002 0.005 0.0102COH蒸发残渣含量 % 100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。若两流体的温度差较大，传热膜系数较大的流体宜走壳程，因为壁温接近传热膜系数较大的流体温度，以减小管壁和壳壁的温度差。综合考虑以上标准，确定甲醛应走壳程，水走管程。4.5 流速的选择 由于增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。4.6 材质的选择列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降。同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前 常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟乙烯和玻璃等。根据实际需要，可以选择使用不锈钢材料。4.7 管程结构换热管规格和排列的选择换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 252.5 和 192 两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有382.5，572.5 的无缝钢管和 252, 382.5 的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为126m、9m，故系列标准中管长有 1.5m，2m，3m，4.5m，6m 和 9m 六种，其中以 3m和 6m 更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即 L/D 约为 46。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列，如下图所示。 (a) 正方形直列 （b）正方形错列 (c) 三角形直列 （d）三角形错列 （e）同心圆排列 正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗。对于多管程换热器，常采用组合排列方式 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。管板与管子的连接可胀接或焊接。5. 换热器设计方案的确定及工艺计算 （1）选择换热器的类型 本设计中用 37%的甲醛和冷却水在管板式换热器中进行换热，经过物料衡算后，一吸塔出来的吸收液的流量为 6281.7kg/h,且进料温度为 56,出口温度为 30，冷却水的进口温度为 15,出口温度为 25。整个换热过程没有相变化。该换热器用循环冷却水冷却，该换热器的管壁温和壳体壁温之差较小，因此初步确定选用不带膨胀节的固定管板式换热器。反应后出料中除了产品甲醛CHO 和未反应的甲醇 CHOH 以外还有少量的副产物甲酸 HCOOH，但由于副产物在反应器出料中所占的比例极小，所以在计算中忽略不计，在以下的计算过程中，以每小时为单位。流动空间及流速的确定 根据两种流体的性质，由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲醛走壳程。135.1 确定物性数据定性温度：对于一般的粘性流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值， 故管程循环水的定性温度为:2022515t壳程甲醛的定性温度为：4323056T根据定性温度，分别查找管程和壳程流体的有关物性数据1 表 4 循环冷却水的物性参数表 5 43甲醛液体的物性参数物质甲苯液体密度 黏度 定压比热容 Cp 导热系数 709.59kg/m3 0.135*10-3mPas 3.124 kJ/(kgk) 0.1877 w/(mk)5.2 计算热负荷和冷却水用量（1）热负荷 在热损失不计的情况下，对无相变的工艺物流，冷凝器的热流量由下式确定：Q=WhCpT=6281.7kg/h3.124（56-30）=5.1105kJ/h=141.67kw温度t1525 20 密度/kg/m3 黏度/mPas 定压比Cp/kJ/(kgk） 导热系数/w/(mk) 999.25 1.149 4.186 0.58867999.45 998.20.903 1.005 4.18 4.1830.60825 0.595914（2）冷却水用量)h/(2.12192)1525(183.410 5.1CWc5kgtpQ5.3计算流体的平均传热温差假设选用单壳程、多管程的列管卧式冷凝器，按逆流过程其温度为：热流体：5630冷流体：2515 3125-56tTt2111515-30tTt122 22.041531ln15-31ttlnt-tt2121，由，3225. 015561525Tt -tP1112t 6 . 215-2530-56t -tT-TR1221查图可得2，0.850.8 则壳程选单壳程可行。t 所以，=0.8522.04=19mtmtt， 5.4估算传热面积 根据冷流体和热流体的具体情况，参考换热器的传热系数3的大致范围假设总传热系数 K 为： 2260/()WmK则传热面积为：2m68.28192601000141.67tKQSm5.5 选择冷凝器类型规格由于两流体间的温差不大，不需要温度502322515-23056t -Tmm补偿；但是为了便于壳程污垢清洗，由换热器系列标准中选定4以采用固定管板式列管换热15 表6 选定冷凝器的性能参数 则本次设计换热器的实际传热面积为： m22 .335 . 4025. 014. 394ldnSoo故该过程的总传热系数为：W/(m2.K)225192 .33100067.141tSQKmo其他附件：1 封头 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，因此本设计中的冷却器选用方形封头2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 h0.25450112.5(mm)，故可取 h110 mm。 取折流板间距B0.3D，则 B0.3450135(mm)，可取 B 为 150。 折流板数 (块) 29115045001折流板间距）传热管长BN3接管 壳程流体进出口接管：取管内液体流速为 40m/s,则接管内径为： 参数名称 参数参数名称参数公称直径/mm公称压/MPa管程数中心排管数 管程流通面积/m24001.0211 0.0148 管子尺寸/mm管长/m管子总数管子排列方管心距/mm252.54.594三角形排列3216m0089. 036004014. 359.7097 .62814uV4D 圆整后可取管内径为：10mm.5.6 核算压强降5.6.1 管程压强降12()itspPPP FN N 其中 1.5,tF 2,pN 1sN 管程流通面积：A=0.01482m管程流速为： smAVsu/23. 00148. 02 .99836002 .12192管程雷诺数： )(2000456910005. 12 .99823. 002. 0Re3湍流iiiud对于碳钢管，取糙度005. 0201 . 0d,mm1 . 0i由 -Re5关系图中查得：，所以：065. 0=2=0.065=386Pa1pdL22u02. 05 . 4223. 02 .9982Pa21.79223. 02 .998323P222u则=（1+）FtNp=(386+79.21) ipp2p1.52=1395.63Pa30000Pa管程流动阻力在允许范围之内。5.6.2 壳程压强降17用埃索法计算壳程压强降：ssoNFppp)(21其中 15. 1sF1sN) 1(1BcoNnFfp管子为三角形排列，F=0.5, nc=1.1=1.1=5.5n25取折流挡板间距为： h=0.15m,（块）29115. 05 . 41-NhLB壳程流通面积为： A0=h(D-ncd0)=0.15(0.4-5.50.025)=0.01m2壳程流速为： smAVs/246. 059.70901. 036006281.7U0壳程雷诺数：500109 . 210135. 059.709246. 0025. 0Re76-ooudo17. 15860 . 5Re0 . 5228. 0-228. 0oof所以Pap15. 12009. 081019617. 15 . 021）（PauDhNpoB75.244 . 015. 025 . 392)25 . 3(22）（Papo3015. 1)75.2415. 1 (所以壳程流动阻力也比较适宜5.7 核算总传热系数5.7.1 管程对流传热系数应用迪特斯和贝尔特关联式6计算管程的对流传热系数。Re=45691 . 75959. 0005. 1183. 4Prpic263. 8)5 . 402. 0() 1 . 7()4569(86. 1)()(PrRe86. 131313114. 0313131wiLdNu)(56.77263. 802. 01877. 02kmWNudii185.7.2 壳程对流传热系数 14. 03155. 0)()()(36. 0wpoeeocuddmmt322013. 0)032. 0025. 01 (4 . 015. 01mtdhDAosmAVuso19. 0013. 059.70936007 .6281mddtdooe02. 0025. 014. 3025. 04032. 02344234222276 .109 . 110135. 059.70919. 002. 0Reoeoud002. 01877. 010135. 0124. 3Pr3poc)(2581002. 0109 . 102. 0122. 036. 023155. 07kmWo）（5.8 污垢热阻参考附录7，管内外侧污垢热阻分别取为： =1.7197 10-4（m2K）/W421.7197 10 ()/siRmKWsoR5.9 总传热系数WKmddddRRKiioiosisooo22622056.7725202500017. 000017. 03241111由前面的计算可知，其裕度应为：%4 .16%100225225262故，所选换热器是合适的。6. 换热器主要结构尺寸和设计计算结果19表 7 换热器的主要结构尺寸参数尺寸形式管板式传热面积28.68 管程流通面积/m20.0148管径/mm252.5管长/mm4500管数/根94管程数2壳程数1管心距/mm32管子排列三角型排列 折流挡板数29材质不锈钢表 8 换热器的主要计算结果主要计算结果管程壳程流速/（m/s）0.23 0.246 污垢热阻/(m2.K/W)41.7197 1041.7197 10100.91 .30阻力/kPa传热系数/W/(m2.K)262安全系数/%16.420结束语 本文主要介绍了选用银催化法的换热器的工艺设计和选型，这是一个相当成熟的工艺，具有广阔的市场前景及发展趋势。但是在设计的整个过程中仍存在很多不足之处，由于时间仓促，手头查到的资料欠缺再加上经验贫乏。计算时有的数据取的是经验值和估计值，因而计算出的结果和实际有些偏差，仍需要进一步改进。 21参考文献1刘光启.马连湘.刘杰.化学化工物性数据M.化学工业出版社，2002.32夏清.陈常贵.化工原理.天津大学出版社，2007.13谭天恩 窦梅，化工原理，化学
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