化工原理课程设计.docx

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化工原理课程设计

一、课程设计的目的

通过理论课的学习和生产实习，学生已经掌握了不少理论知识和生产实际知识。

对于

一个未来的工程技术人员来说，如何运用所学知识去分析和解决实际问题是至关重要的。

本课程设计的目的也正是如此。

化工原理课程设计是化工专业的学生在校学习期间第一次进行的设计，要求每位同学

独立完成一个实际装置（本次设计为精馏装置）的设计。

设计中应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面考虑，最终以简洁的文字，表格及图纸正确地把设计表达出来．本次设计是在教师指导下，由学生独立进行的没计，因此，对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会，是培养化工技术人员的一个重要坏节。

通过设计，学生应培养和掌握：

1．正确的设计思想和认真负责的设计态度

设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。

2．独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力

设计由学生独立完成，教师只起指导作用。

学生在设计中碰到问题可和教师进行讨论，教师只做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师原则上不负责检查计算结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性，可靠性

3．精馏装置设计的一般方法和步骤

4．正确运用各种参考资料，合理选用各种经验公式和数据

二、课程设计的要求

1．本设计包括设计说明书一份

设计说明书的内容包括：

设计任务书；目录；设计方案简介；工艺计算及主要设备设计；工艺流程图和主要设备的工艺条件图；辅助设备的计算和选型；设备结果汇总；设计评述；参考文献等。

2.设计说明书简明扼要，表格和文字综合说明，要求语言通顺，段落分明、字迹工整。

三、课程设计内容

1、设计方案简介

对给定或选定的工艺流程、主要设备的形式进行简要论述。

2、主要设备的工艺设计计算

物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。

3、设备设计

设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，并绘制设备的工艺条件图。

4、辅助设备的选型

典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备规格型号的选定。

5、编写设计说明书，参加答辩。

四、设计步骤

（一）收集基础数据

1.处能力：

6000kg/h

2.设备形式：

列管式换热器

3.煤油：

入口温度140℃，出口温度40℃

4.冷却介质：

自来水，入口温度20℃，出口温度40℃

5.允许压强降：

不大于50KPa

6.煤油定性温度下的物性数据：

密度为825Kg/m3，粘度为7.15×10-4Pa·s，比热容为2.22KJ/（Kg·℃），导热系数为0.14W/（m·K）。

（二）设计方案的选定

1.装置流程的选定

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，煤油走壳程。

2.确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式

2.1换热器类型

根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。

以下根据本次的设计要求，介绍几。

种常见的列管式换热器。

2.1.1固定管板式换热器

这类换热器如图1-1所示。

固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。

当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。

2.1.2U型管换热器

U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。

管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。

U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。

其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。

此外，其造价比管定管板式高10%左右。

2.1.3.浮头式换热器

浮头式换热器的结构如下图1-3所示。

其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。

浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。

其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。

2.1.4.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。

2.2换热器类型的选择

两流体温度变化情况：

煤油入口温度140℃，出口温度40℃；冷流体（自来水）入口温度20℃，出口温度40℃。

该换热器用循环冷却水冷却，热流体为煤油，为不易结垢和清洁的流体。

冬季操作时进口温度会降低，估计换热器的管壁温和壳体壁温之差较小，因此初步确定用不带膨胀节的固定管板式换热器。

2.3．管程结构

介质流经传热管内的通道部分称为管程。

2.3.1换热管布置和排列问距

常用换热管规格有ф19×2mm、ф25×2mm（1Crl8Ni9Ti）、ф25×2.5mm

标准管子的长度常用的有1500mm，2000mm，3000mm，6000mm等。

当选用其他尺寸的管长时，应根据管长的规格，合理裁用，避免材料的浪费。

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；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。

我国换热器系列中，固定管板式多采用正三角形排列；浮头式则以正方形错列排列居多，也有正三角形排列。

对于多管程换热器，常采用组合排列方式。

每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。

2.3.2管板

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。

2.4.壳程结构

介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。

壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。

由于各种换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程内对各种元件的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。

各元件在壳程的设置，按其不同的作用可分为两类：

一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动，来提高换热设备的传热效果而设置的各种挡板，如折流板、纵向挡板。

旁路挡板等；另一类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板、管束的导轨以及缓冲板等。

2.4.1壳体

壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进人和排出之用。

直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mrn的可用钢板卷焊而成。

壳体材料根据工作温度选择，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。

介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。

如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。

用两个换热器串联也可得到同样的效果。

为降低壳程压降，可采用分流或错流等型式。

壳体内径D取决于传热管数N、排列方式和管心距t。

计算式如下：

单管程

D=t（nc-1）+（2～3）d0

式中t——管心距，mm；

d0——换热管外径，mm；

nc——横过管束中心线的管数，该值与管子排列方式有关。

正三角形排列：

正方形排列：

多管程

式中N——排列管子数目；

η——管板利用率。

正角形排列：

2管程η=0.7～0.85

>4管程η=0.6～0.8

正方形排列：

2管程η=0.55～0.7

>4管程η=0.45～0.65

壳体内径D的计算值最终应圆整到标准值

2.4.2折流板

在壳程管束中，一般都装有横向折流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热；同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。

折流板的型式有圆缺型、环盘型和孔流型等。

圆缺形折流板又称弓形折流板，是常用的折流板，有水平圆缺和垂直圆缺两种。

切缺率（切掉圆弧的高度与壳内径之比）通常为20％~50％。

垂直圆缺用于水平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。

垂直圆缺时，不凝气不能在折流板顶部积存，而在冷凝器中，排水也不能在折流板底部积存。

弓形折流板有单弓形和双弓形，双弓形折流板多用于大直径的换热器中。

折流板的间隔，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。

一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50mm，最大值决定于支持管所必要的最大间隔。

2.4.3壳程接管

壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。

当加热蒸汽或高速流体流入壳程时，对换热管会造成很大的冲刷，所以常将壳程接管在入口处加以扩大，即将接管做成喇叭形，以起缓冲的作用；或者在换热器进口处设置挡板。

（三）工艺设计计算

1.计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据

选用Φ25×2.5的碳钢管，根据表一——管内流速取ui=1.0m/s

定性温度：

可取流体进口温度的平均值

壳程煤油的定性温度为

管程流体的定型温度为

根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

煤油在90℃下的物性数据

循环冷却水在30℃下的物性数据

密度

ρ0=825Kg/m3

密度

ρi=995.7Kg/m3

定压比热容

Cp0=2.22

KJ/（Kg·℃）

定压比热容

Cpi=4.174

KJ/（Kg·℃）

导热系数

λi=0.14

W/（m·K）

导热系数

λi=0.617

W/（m·K）

粘度

μ0=0.000715

Pa·s

粘度

μ0=0.000801

Pa·s

2.根据传热任务计算热负荷

管程传热系数

m0=6000Kg/h

Q0=m0Cp0t0=6000×2.22×（140-40）

=1332000KJ/h

=370KW

3.计算平均温差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数

平均温差

平均传热温差校正系数

按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查对数平均温差校正系数φΔt。

但R=5的点在图上难以读出，因而相应以1/R，PR代替P，查同一图线，

可得φΔ=0.93＞0.8，成立

平均传热温差

Δtm=φΔtΔtˊm=0.93×49.71=46.23℃

4.依据总传热系数的经验值范围，或者按照实际生产状况，选定总传热系数K选

=4581W/（m2·℃）

壳程传热系数

假设壳程的传热系数α0=1000W/（m2·℃）

污垢热阻

Rsi=0.000344m2·℃/W

Rso=0.000172m2·℃/W

管壁的导热系数λ=17.4W/（m2·℃）

=491.5W/（m2·℃）

所以K选=K=491.5W/（m2·℃）

5.由总传热速率方程初步计算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸，或按系列标准选择设备规格

考虑15%的面积裕度，S=1.15×Sˊ=1.15×15.14=17.41m2

冷却水用量

工艺结构尺寸：

1）管径和管内流速

选用Φ25×2.5的碳钢管，取管内流速取ui=1.0m/s

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

按单管程计算，所需的传热管长度为:

按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。

根据本设计的实际情况，采用非标设计，现取传热管l=6m，则该换热器的管程数为:

传热管总根数为：

N=2×14=28（根）

3）平均传热温差及壳程数

平均传热温差校正系数

按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查对数平均温差校正系数φΔt。

但R=5的点在图上难以读出，因而相应以1/R，PR代替P，查同一图线，

可得φΔ=0.93＞0.8，成立

平均传热温差

Δtm=φΔtΔtˊm=0.93×49.71=46.23℃

4）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。

取管心距t=1.25

，则

t=1.25

25=31.25mm≈32（mm）

横过管束中心线的管数

5）壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率

=0.7，则壳体内径为：

计算的到的壳体直径应按换热器的系列标准进行圆整。

壳体直径经常用的标准有159mm、273mm、400mm、500mm、600mm、800mm等。

根据以上标准可取D=400mm。

6）折流板数

取折流板间距B=0.3D,则B=0.3

400=120（mm），

可取B为120mm。

7）壳程流体进出口接管：

取接管内气体流速为u1=0.1m/s，则接管内径为

圆整后可取管内径为160mm。

管程流体进出口接管：

取接管内流体流速为u2=0.7m/s，则接管内径为

圆整后可取管内径为90mm。

6.核算总传热系数

热量核算

1壳程对流传热系数

壳程流通截面积

壳体流体流速及其雷诺数分别为

普兰特准数

则壳程传热膜系数

2.管程对流传热系数

管程流通截面积

管程传热膜系数

3.传热系数K

=543.7W/（m2·℃）

4.传热面积S

该换热器的实际传热面积S＇=17.41m2

该换热器的裕度为

该换热器的面积裕度在15％-25％之间，则所设计换热器能够完成生产任务。

7.计算管、壳程压强降

1.管程流动阻力

ΔP0=（ΔP1＇+ΔP2＇）FtN5Np，

其中Ft=1.4，N5=1，Np=2

由Re=12465，且传热管线对粗糙度

，查莫狄图得：

λi=0.038w/m℃，流速ui=1.0，ρi=995.7，

所以，

因为27.44kpa<50kpa，所以管程流动阻力在允许范围之内。

2.壳程阻力

ΔP0=（ΔP1＇+ΔP2＇）FtN5

Ft=1.15，N5=1

流体流经管束的阻力

F=0.5

NB=49,u0=0.12

流体流及折流板缺口的阻力

B=0.12m，D=0.4m

总阻力

所以壳程流动阻力也比较适宜。

8.换热器的主要结构尺寸和计算结果表

附表1换热器主要结构尺寸和计算结果

参数

管程

壳程

流率/（Kg/h）

15948

6000

进（出）口温度/℃

20（40）

140（40）

压力/KPa

---

---

物性

定性温度/℃

30

90

密度/Kg/m3

995.7

825

定压比热容/[kJ/（kg/℃）]

4.174

2.22

黏度/Pa·s

0.000801

0.000715

热导率/[W/（m·℃）]

0.617

0.14

普朗特数

6.12

11.34

设备结构参数

形式

固定管板式

壳程数

1

壳体内径/mm

400

台数

1

管径/mm

Φ25*2.5

管心距/mm

32

管长/mm

6000

管子排列

正三角形

管数目/根

26

折流板数/个

49

传热面积/m2

17.41

折流板间距/mm

120

管程数

2

材质

碳钢管

主要计算结果

管程

壳程

流速/（m/s）

1.0

0.12

表面传热系数[W/（m2·℃）

4809

1056

污垢热阻/（m2*℃/W）

0.000344

0.000172

阻力/Pa

27440

1424

热流量/kW

370

传热温差/K

49.71

传热系数/[W/m2*℃]

491.5

裕度/%

1.21

9.设计评述

本设计所有参数经反复核算，保证各参数均在设计要求之内，准确可行。

壳程流体

流速uo=0.12m/s，流体雷诺数Re0=2452。

管程流体流速ui=1.0m/s，流体雷诺数Rei=24861>4000。

管程流体流动方式为湍流，能够较好的达到换热的要求。

考虑到产品的卫生要求，换热器材质选用不锈钢材料。

每程内都采用正三角形排列，

而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。

正三角形排列结构紧凑，正方形排列便于机械清洗。

该换热器的面积裕度H=21％在15％-25％之间，则所设计换热器能够完成生产任务。

管程流动阻力为27.44Kpa，10Kpa<27.44Kpa<50Kpa在允许范围之内；壳程流动阻力为1.43Kpa，1.43Kpa<10Kpa也允许范围之内，比较适宜。

五、参考资料

1.陈敏恒，丛德滋等。

化工原理（上、下册）（第二版）北京；化学工业出版社，2000

2.大连理工大学化工原理教研室。

化工原理课程设计。

大连：

大连理工大学出版社，1994

3.柴诚敏，刘国维，李阿娜。

化工原理课程设计。

天津：

天津科学技术出版社，1995

4.时钧，汪家鼎等。

化学工程手册，北京：

化学工业出版社，1986

六、附表

介质

流速

循环水

新鲜水

一般液体

易结垢液体

低粘度油

高粘度油

气体

管程流速，m/s

1.0~2.0

0.8~1.5

0.5~3

>1.0

0.8~1.8

0.5~1.5

5~30

壳程流速，m/s

0.5~1.5

0.5~1.5

0.2~1.5

>0.5

0.4~1.0

0.3~0.8

2~15

表1.换热器常用流速的范围

七、主要符号说明

英文字母

B——折流板间距，m；

C——系数，无量纲；

d——管径，m；

D——换热器外壳内径，m；

f——摩擦系数；

F——系数；

h——圆缺高度，m；

K——总传热系数，W/（m2·℃）；

L——管长，m；

m——程数；

n——管数；

程数；

N——管数；

程数；

NB——折流板数；

Nu——努塞尔特准数；

P——压力，Pa；

因数；

Pr——普兰特准数；

q——热通量，W/m2；

Q——传热速率，W；

r——半径，m；

气化潜热，kJ/kg；

R——热阻，m2·℃/W；

因数；

e——雷诺准数；

S——传热面积，m2；

t——冷流体温度，℃；

管心距，m；

T——热流体温度，℃；

u——流速，m/s；

W——质量流量，kg/s，

V——体积流量，m3/s。

希腊字母

α——对流传热系数，W/（m2·℃）；

Δ——有限差值；

λ——导热系数，W/（m·℃）；

μ——粘度，Pa·S；

ρ——密度，kg/m3；

ψ——校正系数。

下标

c——冷流体；

h——热流体；

i——管内；

m——平均；

o——管外；

s——污垢。