化工原理课程设计-碳八分离工段预热器设计

化工原理课程设计设计项目：碳八分离工段预热器设计TOC\o"1-3"\h\z前言 3化工原理课程设计简介 31.2化工原理课程目的和要求 3第二章列管式换热器工艺设计 4换热器简介 42.2方案简介 6设计任务和设计条件 62.2.2选择换热器的类型 6流程安排 6第三章换热器工艺设计与核算 63.1工艺设计 63.1.1估算传热面积 63.1.2选择管径及管内流 8选取管长确定管程数和总管数 9第四章设计计算 14确定物性数据 14计算总传热系数 154.3.1热流量 154.3.2平均传热温差 154.3.3冷却水用量 154.3.4总传热系数K 16计算传热面积 17工艺结构尺寸 174.5.1管径和管内流速 174.5.2管程数和传热管数 17平均传热温差校正及壳程数 184.5.4传热管排列和分程方法 184.5.5壳体内径 194.5.6折流板 194.5.7接管 19换热器核算 204.6.1热量核算 204.6.2换热器内流体的流动阻力 227.附图表 25前言化工原理课程设计简介化工原理课程设计是化工类专业学生运用自己所学的相关知识进行化工单元操作设备设计的一次实践过程。它能培养学生综合运用本门课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：1.查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；2.树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；3.迅速准确的进行工程计算的能力；4.用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。化工原理课程目的和要求化工原理课程设计可以让我们在以下方面得到培养和锻炼。首先，进行基本技能及工程素质的系统训练，逐渐培养其工程意识。课程设计是一个复杂的学用结合的过程，为较好的完成课程设计工作，需要我们学会对工具书、国家标准的使用，经验公式和经验数据的选择及设计结果的判断等。其次，培养学生综合运用所学知识解决工程实际问题的能力。这里包括：一是运用知识能力，二是理解知识能力。再者，培养我们良好的设计思路，即理论联系实际解决工程问题。在解决这些问题时既要严格遵循基础理论，同时还要考虑实际情况，并且对一些次要因素也不可忽略，所以在设计过程中有很多东西要我们借鉴前人的经验、成果，不能臆造脱离实际。同时在设计过程中要勇于创新、勤于探索，不因循守旧。课程设计基本要求要秉着实事求是的态度认真完成以下内容：1.设计方案简介根据任务书提供的条件和要求，进行生产实际调研或查阅有关资料，在此基础上，通过分析研究，选定适宜的流程方案和设备类型，确定原则的工艺流程。同时对选定的方案和设备进行简要论述。2.主要设备的工艺设计计算依据有关资料进行工艺设计计算，包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计；3.典型辅助设备的选型和计算包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定；4.带控制点的工艺流程简图以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点；5.主体设备工艺条件图图面上应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表；6.编写设计说明书，说明书是设计的书面总结，也是后续设计工作的主要依据，包括以下主要内容：（1）封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间）；（2）目录；（3）设计任务书；（4）设计方案简介；（5）设计条件及主要物性参数表；（6）工艺设计计算、机械设计计算（7）辅助设备的计算及选型；（8）设计结果汇总表；（9）设计自我评述；（10）参考资料；（11）主要符号表；（12）附录（工艺尺寸图工艺流程图）；第二章列管式换热器工艺设计2.1换热器简介换热器（英语翻译：heatexchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、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，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。（1）管式换热器它主要包括蛇管、套管和列管式换热器，结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适用面广，下面主要讲述列管式换热器。列管式换热器又称管壳式换热器，是最典型的坚壁式换热器，它的传热效果好，尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。管式换热器主要有壳体、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,管束两端固定于管板上。在管壳换热器内进行换热的两种流体,一种在管内流动,其行程称为管程；一种在管外流动,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，往往在壳体内安装一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往返管束多次，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。列管式换热器主要有如下几种类型：①固定管板式换热器：这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）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。一般壳程压强超过0.6Mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。②浮头式换热器：换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。③填料函式换热器：这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。④U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。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。（2）板式换热器板式换热器是由一系列具有一定波纹形状的金属片叠装而成的一种新型高效换热器。各种板片之间形成薄矩形通道，通过半片进行热量交换。板式换热器是液—液、液—汽进行热交换的理想设备。它具有换热效率高、热损失小、结构紧凑轻巧、占地面积小、安装清洗方便、应用广泛、使用寿命长等特点。但承压能力较低，工作介质的处理量小，且制造加工较复杂，成本高。2.2方案简介.1设计任务和设计条件碳八分离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%，以上为摩尔分率），进行预热（由25℃加热至161℃），流量为10kmol/h，加热水蒸气压力为15kg/cm2，要求管程和壳程压差均小于50kPa，设计标准列管式换热器。2.2.2选择换热器的类型流体温度的变化情况：混合流体进口温度25℃，出口温度161℃，该换热器用水蒸气加热，由于管程和壳程压差均小于50kPa，可考虑用固定管板式，但由于这钟装置只能用在管壁温与壳体壁温之差低于60℃~70℃而该题中混合流体由25℃加热至161℃，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑这一因素，估计该换热器的管壁之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。.3流程安排考虑到易结垢流体应走易于清洗的一侧，以及粘度大的流体应走壳程，因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面积和方向都不断变化，在较低的雷诺指数下就可以达到湍流状态，对于该工艺物流组成是中有机物µ﹤（0.5~1）×10-3Pa·S，综合考虑，该混合流体走管程，水蒸气走壳程。第三章换热器工艺设计与核算3.1工艺设计估算传热面积（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。在热损失可以忽略不计的条件下，对无相的工艺物流，换热器的热流量由下式确定Q1=M1CP1Δt1（3-1）式中Q1─——热流量，W；M1─——工艺流体的质量流量，kg/s；CP1─——工艺流体的定压比热容，kJ/（kg·k）；Δt1─——工艺流体的温度变化，k（2）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’(3-2)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’─——损失的热流量若以水蒸气作为介质，则水蒸气的用量可用下式确定(3-3)式中─——水蒸气质量流量，kg/s；─——水蒸气冷凝热，kJ/kg；（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(3-4)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，然后加以校正即逆(3-5)式中─——折流情况下的平均传热温差，K；─——温度校正系数；（4）估算传热面积在估算传热面积时，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(3-6)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3-1-2（同教材表3-2）表3-1-2常用换热管的规格材料钢管标准外径×厚度/(mm×mm)Ⅰ级换热器Ⅱ级换热器外径偏差/mm壁厚偏差外径偏差/mm壁厚偏差碳钢GB816310×+12%-10%+15%-10%14×219×225×225×32×338×345×357×0.8%10%1%+12%，-10%不锈钢GB227010×+12%-10%15%14×219×225×232×238×45×57×0.8%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(3-7)式中─——单程管子数目；V─——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；依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度：(3-8)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。确定了每程管子长度之后，即可求得管程数(3-9)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：(3-10)式中─——，m；换热器的总管数（4）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，也与换热器的壳程数及管程数有关。(3-11)(3-12)式中,─——热流体进、出口温度，℃；，─——冷流体进出、口温度，℃；一般要求的值不得低于0.8，若低于此值。当换热器的操作条件略有变化时的变化较大，使得操作极不稳定。在这种情况下，应考虑采用多壳程结构的换热器或多台换热器串联来解决，所需的壳程数或串联换热器的台数可按下述方法确定：首先，在坐标纸上作Φ—T和Φ—t线，由热横方程知，若两流体的热容量流率不变则Φ-T和Φ-t线为直线。然后从冷流体的出口温度t2开始作水平线与Φ—t线相交，在交点处向下作垂直线与Φ—t线相交重复以上步骤，直至垂线与Φ—t线相交点的温度等于或低于冷流体的进口温度，此时图中水平线的数目即为所需的壳程数或串联换热器的台数。（5）管子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。采用正三角形排列时，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(3-13)若设b为正六边形对角线上管子数目，则b=2a+1(3-14)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。（6）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=(1.3~1.5)d0，0。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(3-15)（7）管束的分程方法在设计中，如采用多管程，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。（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：D=t（b-1）+（2~3）d0(3-16)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(3-17)对于正方形排列(3-18)多管程换热器壳体的内径还和管程数有关：(3-19)式中n─——管板利用率；（9）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①旁路挡板②防冲挡板（11）接管管程流体出口接管不宜采用轴向接管。3.2换热器核算(1)热流量核算(3-20) 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）；壳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(3-21)正方形排列时(3-22)三角形排列时(3-23)壳程为饱和蒸汽冷凝Devore基于努塞尔的理论公式，提出层流时的冷凝表面传热系数计算如下:水平管束冷凝(3-24)式中─——无量纲冷凝表面传热系数；─——冷凝表面传热系数，W/（m2·k）；，(3-25)式中m─——壳程污垢热阻，m2·k/w；─——传热管长度，m；ns─——传热管外径，m；当量管数ns与传热管布置方式及总管数有关。(3-26)垂直管束冷凝(3-27)式中，(3-28)管程表面传热系数(3-29)当流体被加热时当流体被冷却时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(3-30)式中b─——传热管壁厚，m；─——管壁热导率，m·k/w；换热器面积裕度(3-31)根据Ac和Ap，可求出该换热器的面积裕度(3-32)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%。(2)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(3-33)(3-34)(3-35)考虑到污垢热阻的影响则有：(3-36)(3-37)一般情况下，管壁温度可取为：(3-38)(3)换热器内流体阻力计算管程总阻力(3-39)第四章设计计算确定物性数据（1）定性温度：管程流体的定性温度为（℃）壳程水蒸气在15kg/cm2（1470kpa）的压力下的定性温度为t=180(℃)根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。水在70℃密度定压比热容）导热系数黏度循环冷却水在36℃密度定压比热容）导热系数黏度（2）水蒸气在℃下物性：热流量=25252.5(kg/h)平均传热温差冷却水用量总传热系数K管程传热系数壳程传热系数假设壳程的传热系数污垢热阻(根据表一表二选取)管壁的导热系数考虑15%的面积裕度，管径和管内流速选用传热管(碳钢),取管内流速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