化工原理课程设计2

化工原理课程设计（一）——碳八分离工段原料预热器设计学生：왕량学校：대련대학专业班级：화공101学号：10412041指导老师：왕위징时间：2012.07.08目录一、设计任务书 (3)二、概述及设计方案简介 (4)1.碳八芳烃分离工艺简介 (4)2.换热器简介 (4)三、设计条件及主要物性参数 (7)1.设计条件 (7)2.主要物性参数 (7)四、工艺设计计算 (9)1.估算传热面积 (9)2.选择管径和管流速 (11)3.选取管长、确定管程数和总管数 (12)4.平均传热温差校正及壳程数 (13)5.传热管排列 (14)6.管心距 (15)7.管束的分程方法 (15)8.壳体径 (16)9.折流板和支承板 (16)10.其它主要附件 (17)11.接管 (17)五、换热器核算 (17)1.热流量核算 (17)2. 传热管和壳体壁温核算 (24)3. 换热器流体阻力计算 (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：王亮班级：化工101碳八分离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 122Kg cm/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.碳八芳烃分离工艺简介芳烃分离，根据工业需要将碳八芳烃分碳八芳烃分离即C8离成单一组分或馏分的过程。

C芳烃分离的主要目的是活的经8芳烃分离有常常济价值较高的对二甲苯和邻二甲苯。

因此，C8与碳八芳烃异构化结合在一起，以获得更多的对、邻二甲苯。

在个别情况下，也要分离出高纯度的乙苯、苯乙烯。

芳烃间沸点很接近难以用一般的精馏方法分离，各各种C8种C芳烃沸点如表所示。

乙苯和邻二甲苯沸点与对、间二甲8苯的相差较大，可以通过精馏的方法分离。

芳烃分离顺序是：首先蒸馏出沸点较低的乙苯，在蒸馏C8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，采用低温结晶或吸附法分离。

分离出的乙苯，邻、间二甲苯颗单独进行化工利用，也可异构化。

根据对产品种类要求的不同，还可采用其他分离程序。

2.换热器简介换热器，是工业生产中要实现热量交换而采用的一种交换热量的设备。

是化工、石油、动力、轻工、机械、冶金、交通及其他许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，但根据冷、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，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。

它的突出优点是单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果也较好。

由于结构坚固，而且可以选用的结构材料围也比较宽广，故适应性强，操作弹性较大。

尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。

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，部装有平行管束，管束两端固定在管板上，在管壳式换热器进行换热器的两种流体，一种在管流动，其行程称为管程；另一种在管外流动，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。

为提高管流体速度，可在两端封头设置适当隔板，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，可在壳体安装纵向挡板使流体多次通过壳体空间，称多壳程。

根据所采用的温差补偿措施，列管式换热器可分为以下几种主要类型：①固定管板式换热器：当冷热两流体温不大时，可采用固定管板的结构型式。

这种换热器的特点是结构简单，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减少热应力。

②浮头式换热器：这种换热器中两端的管板，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，但结构比较复杂，金属耗量多，造价也较高。

③ 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。

④填料函式换热器：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，造价低；管束可以从壳体抽出，管、管间均能进行清洗，维修方便。

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。

⑤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。

釜式换热器清洗维修方便，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，可作为最简单结构的废热锅炉。

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%，以上均为摩尔分率）进行预热（由20 o C 加热至162 o C ），流量为15kmol/h ，加热水蒸气压力为12kg/cm 2. 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情况：混合流体进口温度为20 o C ，出口温度为162 o C ，加热水蒸气进口压力为12kg/cm 2，，查表得对应饱和蒸汽温度为187.8 o C 。

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，但因为这种装置只用于管壁温与壳体壁温之差低于60-70 o C ，而任务中混合流体由20 o C 加热至162 o C ，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）流程安排因为饱和蒸汽比较清净，表面传热系数与流速无关且冷凝液容易排出。

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η<（0.5-1）×10-3Pa s 。

综合考虑，该混合流体走管程，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C 8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20162912c t +== ℃ （3.2.1） 壳程饱和蒸汽在12kg/cm 2压力下的定性温度为187.8t ℃（3.2.2）h根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2o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。

在热损失可以忽略不计的条件下，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，K15106.160.442333600m q ⨯== Kg/s=t 2-t 1=162-20=142 K热流量0.44233 1.93142121.23m p q C t φ=∆=⨯⨯=KJ/s=121.23KW（2）对于有相变化的单组份饱和蒸汽冷凝过程，其热流量衡算可表示为h h D r φ=（4.1.2） 式中 h D —蒸汽冷凝质量流量，kg/sh r —饱和蒸汽冷凝热，kJ/kg则加热水蒸气的用量121.230.06091990.6h h D r φ=== 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 ：1212ln m t t t t t ∆-∆∆=∆∆ (4.1.3)式中 m t ∆——逆流或并流的平均传热温差，K ；1t ∆ 2t ∆——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 (4.1.4) 式中 m t ∆——折流情况下的平均传热温差，K ；t ε∆ ——温度校正系数；由于在相同德流体进出口温度下，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，均采用逆流。

则平均传热温差按逆流计算得1212(187.820)(187.8162)187.820ln ln 187.8162m t t t t t ∆-∆---∆==-∆-∆=75.8 ℃ （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）；mt∆——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3121.23102.6760075.8pmAK tφ⨯===∆⨯m22.选择管径和管流速由于管长及管程数均和管径及管流速有关，故应首先确定管径及管流速。

目前国家常用的换热管规格和尺寸偏差见表6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GB816310×1.5±0.15+12%-10%±0.20+15%-10%14×219×225×225×2.5±0.20 ±0.0432×338×345×3±0.30 ±0.4557×3.5±0.8% ±10% ±1% +12%，-10% 10×1.5±0.15 ±0.20不锈钢GB2270 14×2 19×2 25×2 ±0.20 +12% -10% ±0.40 ±15%32×2 38×2.545×2.5 ±0.30 ±0.45 57×3.5 ±0.8% ±1%同样的传热面积来说可以减小壳体直径。