化工原理课程设计

化工课程设计（一）————碳八分离工段乙苯冷却器姓名：马成伟专业班级：过控112学号：11414012指导教师：王卫京日期：2013-7-5目录目录 (2)第一章、设计任务书 (3)第二章、概述及设计方案简介 (4)(一) C8烃分离 (4)(二) 换热器简介 (5)第三章、设计条件及主要的物性参数 (6)(一) 选择换热器类型 (6)(二) 流程安排 (6)(三) 确定物性参数 (6)第四章、工艺设计计算 (8)(一) 换热器的热流量 (8)(二) 冷却水用量 (8)(三) 平均传热温差 (8)(四) 估算传热面积 (8)选择管径及管内流 (9)选取管长确定管程数和总管数 (10)(五) 平均传热温差校正及壳程数 (11)(六) 传热管的排列.............................................. 错误！未定义书签。

管心距 (12)管束的分程方法.............................................. 错误！未定义书签。

壳体内径 (13)折流板和支承板.............................................. 错误！未定义书签。

其它主要附件.................................................. 错误！未定义书签。

接管 (14)(七) 换热器核算 (14)热流量核算 (14)管内表面传热系数 (14)污垢热阻和管壁热阻 (15)传热系数K (16)换热器面积裕度 (16)(八) 传热管和壳体壁温核算 (16)(九) 换热器内流体阻力计算 (18)管程总阻力 (18)壳程阻力 (18)(十) 换热器主要结构尺寸和计算结果 (19)第五章、自我评价 (21)第六章、参考资料 (21)第七章、主要符号表 (22)附录 (23)附录一工艺流程图 (23)附录二工艺尺寸图 (24)第一章设计任务书碳八分离工段乙苯冷却器热流体：液体组成摩尔分率流量为：4.145kmol/h由131℃冷却至40℃冷却循环水温度30℃，温升5℃要求管程和壳程压差均小于50kPa，设计标准列管式换热器第二章概述及设计方案简介（一）C8烃分离仅在苯乙烯生产需要原料乙苯，或在C8芳烃异构化过程，为防止乙苯会在异构化过程中使氧化铝-氧化硅催化剂积炭,需要分离乙苯。

近年来因苯烷基化技术的发展，由C8芳烃分离乙苯在经济上已无法与合成乙苯竞争，并且新一代贵金属异构化催化剂能有效地将乙苯转化成二甲苯，从而使乙苯分离的重要性大大下降。

由C8芳烃中分出乙苯，工业上有三种方法：①精馏，需用300～400块塔板，回流比为75；②吸附分离，该法操作费用比精馏法低 1/3；③色层分离，在分离对二甲苯的同时，也联产乙苯。

邻二甲苯分离将邻二甲苯与其他两种异构体分离约需100块塔板。

如果C8芳烃中含有少量的碳九芳烃,则尚需另设30块板的精馏塔以分离C9芳烃，才能得到较高纯度的邻二甲苯。

对二甲苯分离分离间二甲苯和对二甲苯可采用低温结晶、吸附分离。

（二）换热器简介换热器是化学、石油化学及石油炼制工业中以及其他一些行业中广泛使用的热量交换设备，在生产中占有重要地位。

工业生产中所用的换热器按其用途可分为加热器、预热器、过热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用甚为广泛。

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为四大类，即间壁式、直接接触式、蓄热式和中间载热体式。

间壁式换热器，亦称为表面式换热器或间接式换热器。

在此类换热器中，冷热流体被固体壁面隔开，互不接触，热量由热流体通过壁面传给冷流体。

该类型换热器适用于冷热流体不允许混合的场合。

间壁式换热器应用广泛，型式多样，各种管壳式和板式结构的换热器均属此类。

直接接触式换热器，亦称为混合式换热器。

在此类换热器中，冷热流体直接接触，相互混合传递热量。

该类型换热器结构简单，传热效率高，适用于冷、热流体允许混合的场合，常见的设备有凉水塔、洗涤塔、文氏管及喷射冷凝等。

蓄热式换热器，亦称为回流式换热器或蓄热器。

此类换热器是借助于热容量较大的固体蓄热体，将热量由热流体传给冷流体。

当蓄热体与热流体接触时，从热流体处接受热量，蓄热体温度升高，然后与冷流体接触，将热量传给冷流体，蓄热体温度下降，从而达到换热的目的。

此类换热器结构简单，可耐高温，常用于高温气体热量的回收或冷却。

其缺点是设备体积庞大，且不能完全避免两种流体的混合。

回转式空气预热器即是一种蓄热式换热器。

中间载体式换热器，亦称为热媒式换热器。

此类换热器将两个间壁式换热器由在其中循环的载热体连接起来，载热体在高、低温流体换热器内循环，从高温流体换热器中吸收热量后带至低温流体换热器中传递给低温流体。

该类型换热器多用于核能工业、化工过程、冷冻技术及余热利用中。

热管式换热器、液体或气体偶联的间壁式换热器均属于此类。

在四类换热器中，间壁式换热器应用最多。

第三章设计条件及主要的物性参数（一）选择换热器的类型流体温度变化情况如下：混合流体进口温度为131℃，被冷却后出口温度到40℃，并且该换热器用的是冷却水冷却，要求管程和壳程压差均小于50kPa，所以考虑用固定管板式换热器，但是因为固定管板式只能用于管壁温与壳体壁温之差低于60~70℃及壳程压力不高的场合，所以初选换热器为浮头式换热器。

其特点是管束可以在壳体内自由伸缩，不会产生热应力。

能在较高压力下工作，适用于壳体壁温与管壁温差较大或壳程流体易结垢的场合。

（二）流程安排易结垢的流体应该走易清洗的一侧，对于浮头式换热器，一般使易结垢的流体流经管程。

所以冷却水流经壳程，混合液体流经管程，采用逆流传热。

（三）确定物性参数定性温度混合流体：Tc=(131+40)/2=85.5℃冷却水：(30+35)/2=32.5℃管程内混合液在85.5℃下的物性参数如下：s冷却水在32.5℃下的物性参数如下：冷流体的摩尔分率：各组分物性参数：设计条件：第四章 工艺设计计算（一）换热器的热流量换热器的热流量指的是在确定的物流进口温度下，使其达到规定的出口温度，冷流体和热流体之间所交换的热量，或是通过冷、热流体的间壁所传递的热量。

在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变化的物流，换热器的热流量由下式确定：Q 1=q m 1C P1Δt 1式中Φ─—— 热流量，W ；q m 1─—— 工艺流体的质量流量，kg/s ；C P1 ─—— 工艺流体的定压比热容，kJ/（kg ·k ）； Δt1─—— 工艺流体的温度变化，kM=∑M i i x =106.16g/molq m 122.01016.106360010145.4331=⨯⨯÷⨯=-kg/s Φ=0.122×1.86×85.5=19401.7W（二）冷却水的用量5174.47.1940110c 3p ,⨯⨯=Φ=t qcm △=0.9296 s /kg 公式中Φ─—— 热流量，W ； c p ─——水的定压比热，KJ/（kg ·k ）t △─——水温度的变化量（三）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1212ln m t t t t t ∆-∆∆=∆∆ 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；△℃64.29591)3035()40131(=----=In In t m（四）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A p 为t mp K A △Φ=式中 A p ─——估算传热面积，m 2；K ─——假设传热系数系数，W/（m 2·k ）； m t ∆─——平均传热温差，K在上的计算中，m t ∆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。

t m p K A △Φ==2m 09.164.296007.19401=⨯ 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。

选取管长确定管程数和总管数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=s n ud q 4i vπ 式中 s n ─——单程管子数目；v q ─——单程流体的体积流量，m 3/s; d i ─——传热管的内径，m ； u ─——管内流体流速，m/s ；取管径为225⨯φ较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u=1.06 m/s,则有： =s n u d q 4i v π==⨯⨯⨯⨯06.1021.062.801295.042π 1.00 依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度：Ps A L n d π==m 3.23025.0183.1=⨯⨯π 式中 L ─——按单程计算的管子长度，m ；0d ─——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。

取每程管子长度l=6m ，则确定了每程管子长度之后，即可求得管程数 P L N l ==()管程488.363.23≈= 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 ； P N ─——管程数（必须取整数）换热器管程数为：T p s N N n ==4（根）式中 T N ─——换热器的总管数,m ；（五）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t ε∆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。

1221T T R t t -=-=2.18303540-131=- P=30-13130-35t t -t 1112=-T =0.0495 式中 1T , 2T ─——热流体进、出口温度，℃； 1t ，2t ─——冷流体进出、口温度，℃；对单侧温度变化流体，折流、逆流、并流的平均传热温差相等 即t ε∆=1，则m t ∆=t ∆ε逆m t ∆=29.64℃（六）传热管的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。