化工原理課程設(shè)計(jì)---碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)（一）</p><p>　　——碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)</p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　一、設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)3</b></p><p>　　二、概述及設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介4</p><p>　　1.碳八

2、芳烴分離工藝簡(jiǎn)介4</p><p><b>　　2.換熱器簡(jiǎn)介4</b></p><p>　　三、設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù)7</p><p><b>　　1.設(shè)計(jì)條件7</b></p><p>　　2.主要物性參數(shù)7</p><p>　　四、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算9</

3、p><p>　　1.估算傳熱面積9</p><p>　　2.選擇管徑和管內(nèi)流速11</p><p>　　3.選取管長(zhǎng)、確定管程數(shù)和總管數(shù)12</p><p>　　4.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)13</p><p>　　5.傳熱管排列14</p><p><b>　　6.管心距15

4、</b></p><p>　　7.管束的分程方法15</p><p><b>　　8.殼體內(nèi)徑16</b></p><p>　　9.折流板和支承板16</p><p>　　10.其它主要附件17</p><p><b>　　11.接管17</b><

5、/p><p>　　五、換熱器核算17</p><p>　　1.熱流量核算17</p><p>　　2. 傳熱管和殼體壁溫核算24</p><p>　　3. 換熱器內(nèi)流體阻力計(jì)算26</p><p>　　六、設(shè)計(jì)自我評(píng)述31</p><p><b>　　七、參考文獻(xiàn)32</

6、b></p><p>　　八、主要符號(hào)表32</p><p><b>　　八、附錄33</b></p><p>　　附錄1 工藝尺寸圖33</p><p>　　附錄2工藝流程圖34</p><p><b>　　一、設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)</b></p><

7、;p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)</p><p>　　姓名：王亮 班級(jí)：化工101</p><p>　　碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)</p><p>　　冷流體：液體（流量15Koml/h）</p><p><b>　　組成摩爾分率</b></p><p>　　乙苯 對(duì)二甲苯 間二甲苯 鄰

8、二甲苯</p><p>　　18% 18% 40% 24% </p><p>　　加熱水蒸氣壓力為 12</p><p>　　由20℃加熱到162℃</p><p>　　要求管程和殼程壓差均小于50KPa,設(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)式列管換熱器</p><p>　　二、概述及設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介</p><

9、;p>　　1.碳八芳烴分離工藝簡(jiǎn)介</p><p>　　碳八芳烴分離即C8芳烴分離，根據(jù)工業(yè)需要將碳八芳烴分離成單一組分或餾分的過(guò)程。C8芳烴分離的主要目的是活的經(jīng)濟(jì)價(jià)值較高的對(duì)二甲苯和鄰二甲苯。因此，C8芳烴分離有常常與碳八芳烴異構(gòu)化結(jié)合在一起，以獲得更多的對(duì)、鄰二甲苯。在個(gè)別情況下，也要分離出高純度的乙苯、苯乙烯。</p><p>　　各種C8芳烴間沸點(diǎn)很接近難以用一般的精餾方法

10、分離，各種C8芳烴沸點(diǎn)如表所示。乙苯和鄰二甲苯沸點(diǎn)與對(duì)、間二甲苯的相差較大，可以通過(guò)精餾的方法分離。</p><p>　　C8芳烴分離順序是：首先蒸餾出沸點(diǎn)較低的乙苯，在蒸餾分出沸點(diǎn)較高的鄰二甲苯。所剩對(duì)二甲苯和間二甲苯混合物，可因熔點(diǎn)不同，采用低溫結(jié)晶或吸附法分離。分離出的乙苯，鄰、間二甲苯顆單獨(dú)進(jìn)行化工利用，也可異構(gòu)化。根據(jù)對(duì)產(chǎn)品種類要求的不同，還可采用其他分離程序。</p><p>

11、<b>　　2.換熱器簡(jiǎn)介</b></p><p>　　換熱器，是工業(yè)生產(chǎn)中要實(shí)現(xiàn)熱量交換而采用的一種交換熱量的設(shè)備。是化工、石油、動(dòng)力、輕工、機(jī)械、冶金、交通及其他許多工業(yè)部門(mén)的通用設(shè)備。它不僅可以單獨(dú)作為加熱器，冷卻器等使用，而且是一些化工單元操作的重要附屬設(shè)備。</p><p>　　化工生產(chǎn)中所用的換熱器按其用途可作為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發(fā)器和再沸器等，應(yīng)

12、用更加廣泛。換熱器種類很多，但根據(jù)冷、熱流體熱量交換的原理和方式基本上可分四大類，即間壁式、直接接觸式、蓄熱式和中間載熱體式。這四類換熱器中，間壁式換熱器中的列管式換熱器應(yīng)用最多。</p><p>　　列管式換熱器又稱管殼式換熱器，是最典型的間壁式換熱器，它在工業(yè)上的應(yīng)用有著悠久的歷史，而且至今仍在所有換熱器中占據(jù)主導(dǎo)地位。它的突出優(yōu)點(diǎn)是單位體積設(shè)備所能提供的傳熱面積大，傳熱效果也較好。由于結(jié)構(gòu)堅(jiān)固，而且可以選用

13、的結(jié)構(gòu)材料范圍也比較寬廣，故適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性較大。尤其在高溫、高壓和大型裝置中采用更為普遍。</p><p>　　管殼式換熱器主要由殼體、管束、管板和封頭等部分組成，殼體多呈圓形，內(nèi)部裝有平行管束，管束兩端固定在管板上，在管殼式換熱器內(nèi)進(jìn)行換熱器的兩種流體，一種在管內(nèi)流動(dòng)，其行程稱為管程；另一種在管外流動(dòng)，其行程稱為殼程，管束的壁面即為傳熱面。</p><p>　　為了提高殼程流體流速，

14、往往在殼體內(nèi)安裝一定數(shù)目與管束相垂直的折流擋板，折流擋板不僅可防止流體短路、增加流體流速，還迫使流體按規(guī)定路徑多次錯(cuò)流通過(guò)管束，使湍流程度大為增加。</p><p>　　流體在管內(nèi)每通過(guò)管束一次稱為一個(gè)管程，每通過(guò)殼體一次稱為一個(gè)殼程。為提高管內(nèi)流體速度，可在兩端封頭內(nèi)設(shè)置適當(dāng)隔板，將全部管子平均分隔成若干組。這樣，流體可每次只通過(guò)部分管子而往返管束多次，稱為奪管程。同樣，為提高管外流速，可在殼體內(nèi)安裝縱向擋板使

15、流體多次通過(guò)殼體空間，稱多殼程。</p><p>　　根據(jù)所采用的溫差補(bǔ)償措施，列管式換熱器可分為以下幾種主要類型：</p><p>　?、?固定管板式換熱器： </p><p>　　當(dāng)冷熱兩流體溫不大時(shí)，可采用固定管板的結(jié)構(gòu)型式。這種換熱器的特點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造成本低。但由于殼程不易清洗或檢修，管外物料應(yīng)是比較清潔、不易結(jié)垢的。對(duì)于溫差較大的而且殼體承受壓力不太高

16、時(shí)，可在殼體壁上安裝膨脹節(jié)以減少熱應(yīng)力。</p><p>　?、?浮頭式換熱器： </p><p>　　這種換熱器中兩端的管板，有一端不與殼體相連，可以沿管長(zhǎng)方向自由浮動(dòng)，故稱浮頭。當(dāng)殼體和管束因溫差較大而熱膨脹不同時(shí)，管束連同浮頭就可在殼體內(nèi)自由伸縮，從而解決熱補(bǔ)償問(wèn)題而另外一端的管板又是以法蘭與殼體相連接的，因此，整個(gè)管束可以由殼體中排卸出來(lái)，便于清洗和檢修。所以，浮頭式換熱器是應(yīng)用較

17、多的一種，但結(jié)構(gòu)比較復(fù)雜，金屬耗量多，造價(jià)也較高。</p><p>　?、?U型管式換熱器： </p><p>　　U形管式換熱器，每根管子都彎成U形，兩端固定在同一塊管板上，每根管子皆可自由伸縮，從而解決熱補(bǔ)償問(wèn)題。管程至少為兩程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨脹。其缺點(diǎn)是管子內(nèi)壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，質(zhì)量輕，適用于高溫高壓條件。</p>

18、;<p>　?、芴盍虾綋Q熱器： </p><p>　　填料函式換熱器的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是管板只有一端與殼體固定連接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸縮，不會(huì)產(chǎn)生因殼壁與管壁溫差而引起的溫差應(yīng)力。填料函式換熱器的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)較浮頭式換熱器簡(jiǎn)單，制造方便，耗材少，造價(jià)低；管束可以從殼體內(nèi)抽出，管內(nèi)、管間均能進(jìn)行清洗，維修方便。其其缺點(diǎn)是填料函耐壓不高，一般小于4.0MPa；殼程介質(zhì)可能通過(guò)填料函外漏，對(duì)易燃

19、、易爆、有毒和貴重的介質(zhì)不適用。填料函式換熱器適用于管、殼壁溫差較大或介質(zhì)易結(jié)垢，需經(jīng)常清洗且壓力不高的場(chǎng)合。</p><p><b>　?、莞綋Q熱器 </b></p><p>　　釜式換熱器的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在殼體上部設(shè)置適當(dāng)?shù)恼舭l(fā)空間。同時(shí)兼有蒸氣室的作用。管束可以為固定管板式、浮頭式或U形管式。釜式換熱器清洗維修方便，可處理不清潔、易結(jié)垢的介質(zhì)，并能承受高溫、高壓。

20、它適用于液-氣式換熱，可作為最簡(jiǎn)單結(jié)構(gòu)的廢熱鍋爐。</p><p>　　管殼式換熱器除上述五種外，還有插管式換熱器、滑動(dòng)式換熱器等其他類型。</p><p>　　三、設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù)</p><p><b>　　1.設(shè)計(jì)條件</b></p><p>　　（1）設(shè)計(jì)任務(wù)及條件</p><p>

21、　　碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)，對(duì)冷工藝物流（乙苯18%，對(duì)二甲苯18%，間二甲苯40%，鄰二甲苯24%，以上均為摩爾分率）進(jìn)行預(yù)熱（由20 oC加熱至162 oC），流量為15kmol/h，加熱水蒸氣壓力為12kg/cm2. 要求管程和殼程壓差均小于50kpa，試設(shè)計(jì)并選擇標(biāo)準(zhǔn)式列管換熱器。</p><p>　?。?）選擇換熱器類型</p><p>　　流體溫度的變化情況：混合流體進(jìn)口溫

22、度為20 oC，出口溫度為162 oC，加熱水蒸氣進(jìn)口壓力為12kg/cm2，，查表得對(duì)應(yīng)飽和蒸汽溫度為187.8 oC。出口溫度不變，但發(fā)生相變，轉(zhuǎn)化為水。由于管程和殼程壓差均小于50KPa，可考慮用固定管板式，但因?yàn)檫@種裝置只用于管壁溫與殼體壁溫之差低于60-70 oC，而任務(wù)中混合流體由20 oC加熱至162 oC，管壁溫度和殼體溫度有較大的溫差，因此，確定選用浮頭式換熱器。</p><p><b&g

23、t;　?。?）流程安排</b></p><p>　　因?yàn)轱柡驼羝容^清凈，表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)與流速無(wú)關(guān)且冷凝液容易排出。所以飽和蒸汽宜走殼程。還有黏度大的流體宜走殼程，而該工藝混合液體的黏度η<（0.5-1）×10-3Pas。綜合考慮，該混合流體走管程，水蒸氣走殼程。</p><p><b>　　2.主要物性參數(shù)</b></p>&

24、lt;p>　　（1）定性溫度：對(duì)于一般氣體和水等低粘度流體，其定性溫度可取流體進(jìn)出口溫度的平均值。而查得C8芳烴混合流體的各組成粘度都很低，故管程混合液體的定性溫度為 </p><p>　　℃（3.2.1）</p><p>　　殼程飽和蒸汽在12kg/cm2壓力下的定性溫度為</p><p>　　℃ （3.2.2）</p>

25、<p>　　根據(jù)定性溫度分別查到管程和殼程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。如下表</p><p>　　表1 加熱水蒸氣在12kg/cm2(t=187.8oC)下的物性參數(shù)</p><p>　　表2 混合液在91℃下的物性參數(shù)</p><p>　　表3 流體物性參數(shù)</p><p>　　表4

26、 設(shè)計(jì)條件</p><p><b>　　四、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p><p><b>　　1.估算傳熱面積</b></p><p>　　（1）換熱器的熱流量</p><p>　　換熱器的熱流量是指在確定的物流進(jìn)口條件下，使其達(dá)到規(guī)定的出口狀態(tài)，冷流體和熱流體之間所交

27、換的熱量，或是通過(guò)冷、熱體的間壁所傳遞的熱量。</p><p>　　在熱損失可以忽略不計(jì)的條件下，對(duì)于無(wú)相變的物流，換熱器的熱流量由下式確定：</p><p><b>　?。?.1.1）</b></p><p>　　式中 —熱流量.W;</p><p>　　—工藝流體質(zhì)量流量，kg/s</p><p

28、>　　—工藝流體的定壓比熱容kJkg-1k-1</p><p>　　—工藝流體溫度變化，K</p><p><b>　　Kg/s</b></p><p>　　=t2-t1=162-20=142 K</p><p>　　熱流量 KJ/s=121.23KW</p><p>　?。?）對(duì)于有

29、相變化的單組份飽和蒸汽冷凝過(guò)程，其熱流量衡算可表示為</p><p><b>　?。?.1.2） </b></p><p>　　式中—蒸汽冷凝質(zhì)量流量，kg/s</p><p>　　—飽和蒸汽冷凝熱，kJ/kg</p><p>　　則加熱水蒸氣的用量 Kg/s</p><p><b>

30、;　　(3)平均傳熱溫差</b></p><p>　　平均傳熱溫差是換熱器的傳熱推動(dòng)力。其值不但和流體的進(jìn)出口溫度有關(guān)，而且還與換熱器內(nèi)兩種流體的流型有關(guān)。對(duì)于列管式換熱器，常見(jiàn)的流型有3種：并流、逆流和折流。對(duì)于并流和逆流，平均傳熱溫差均可用換熱器兩端流體溫度的對(duì)數(shù)平均溫差表示， 即 ：</p><p><b>　　(4.1.3)</b></p&g

31、t;<p>　　式中——逆流或并流的平均傳熱溫差，K；</p><p><b>　　——根據(jù)流型計(jì)算；</b></p><p>　　折流情況下的平均傳熱溫差可先按純逆流情況計(jì)算，然后加以校正，即 (4.1.4)</p><p>　　式中 ——折流情況下的平均傳熱溫差，K；</p>&l

32、t;p><b>　　——溫度校正系數(shù)；</b></p><p>　　由于在相同德流體進(jìn)出口溫度下，逆流流型具有較大的傳熱溫差，所以在工程上，若無(wú)特殊需要，均采用逆流。則平均傳熱溫差按逆流計(jì)算得</p><p><b>　　=75.8 ℃</b></p><p><b>　?。?）估算傳熱面積</b&g

33、t;</p><p>　　在估算傳熱面積時(shí)，可以根據(jù)冷熱流的具體情況，參考換熱器傳熱系數(shù)的大致范圍，假設(shè)一K值，估算傳熱面積Ap為</p><p><b>　?。?.1.5）</b></p><p>　　式中 Ap——估算傳熱面積，m2；</p><p>　　K——假設(shè)傳熱系數(shù)系數(shù)，W/（m2·k）；&l

34、t;/p><p>　　——平均傳熱溫差，K</p><p>　　假設(shè)k=600 wm-1 k-1，則估算得傳熱面積為</p><p><b>　　m2</b></p><p>　　2.選擇管徑和管內(nèi)流速</p><p>　　由于管長(zhǎng)及管程數(shù)均和管徑及管內(nèi)流速有關(guān)，故應(yīng)首先確定管徑及管內(nèi)流速。目前國(guó)家內(nèi)

35、常用的換熱管規(guī)格和尺寸偏差見(jiàn)表6</p><p>　　表6 常用換熱管的規(guī)格</p><p>　　若選擇較小的管徑，管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)可以提高，而且對(duì)于同樣的傳熱面積來(lái)說(shuō)可以減小殼體直徑。但管徑小，流動(dòng)阻力大，清洗困難，設(shè)計(jì)可根據(jù)具體情況用適宜的管徑。</p><p>　　管內(nèi)流速的大小對(duì)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)及壓力降的影響較大，一般要求所選的流速應(yīng)使流體處于穩(wěn)定的湍流狀態(tài)，即

36、雷諾指數(shù)大于10000，對(duì)于傳熱熱阻較大的流體后易結(jié)垢流體應(yīng)選取較大的流速。另外還要考慮在所選的流速下，換熱器應(yīng)有適當(dāng)?shù)墓荛L(zhǎng)和管程數(shù)，并保證不會(huì)由于流體的動(dòng)力沖擊導(dǎo)致管子強(qiáng)烈振動(dòng)而損壞換熱器。</p><p>　　選用𝝓=14×2較高級(jí)冷卻傳熱管（碳鋼），選取管內(nèi)流速u1=1m/s</p><p>　　3.選取管長(zhǎng)、確定管程數(shù)和總管數(shù)</p><

37、;p>　　選定管徑和管內(nèi)流速后，可以下式確定換熱器的單程傳熱管數(shù)。</p><p><b>　?。?.3.1）</b></p><p>　　式中 ——單程管子數(shù)目；</p><p>　　——單程流體的體積流量，m3/s;</p><p>　　di——傳熱管的內(nèi)徑，m；</p><p>

38、;　　u——管內(nèi)流體流速，m/s；</p><p><b>　　則按單程傳熱管數(shù)</b></p><p><b>　　根</b></p><p>　　依次可求出按單程換熱器計(jì)算所得的管子長(zhǎng)度：</p><p><b>　?。?.3.2）</b></p><p

39、>　　式中 L——按單程計(jì)算的管子長(zhǎng)度，m；</p><p>　　─——管子外徑，m；</p><p><b>　　==8.67m</b></p><p>　　如果按單程計(jì)算的傳熱管長(zhǎng)度太長(zhǎng)，則應(yīng)采用多管程。</p><p>　　確定了每程傳熱管長(zhǎng)度之后，即可求管程數(shù)。</p><p>

40、;<b>　?。?.3.3）</b></p><p>　　式中 L—單程換熱器計(jì)算的傳熱管長(zhǎng)度，m</p><p>　　l—選取的每程傳熱管長(zhǎng)度，m.</p><p>　　取每程傳熱管長(zhǎng)度l=2 m</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　換熱器的總傳

41、熱管數(shù)為（根）</p><p>　　4.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)</p><p>　　選用多管程換熱器損失部分傳熱溫差，這種情況下的平均傳熱溫差由計(jì)算，其中溫差校正系數(shù)與流體的進(jìn)出口溫度有關(guān)，也與換熱器的殼程數(shù)及管程數(shù)有關(guān)。</p><p>　　其中 （4.4.1）</p><p><b>　　（4.4.2）</b

42、></p><p>　　式中 , ─——熱流體進(jìn)、出口溫度，℃；</p><p>　　，─——冷流體進(jìn)、出口溫度，℃；</p><p><b>　　則方案中</b></p><p>　　對(duì)單側(cè)溫度變化流體，折流、并流、逆流的平均傳熱溫差相等。即=1，殼程數(shù)為1</p><p><

43、;b>　　℃</b></p><p><b>　　5.傳熱管排列</b></p><p>　　傳熱管在管板上的排列有三種基本形式，即正方形、正四邊形和同心圓排列。如圖</p><p>　　傳熱管的排列應(yīng)使其在整個(gè)管板上均勻而緊湊地分布，同時(shí)還有考慮流體性質(zhì)，管箱結(jié)構(gòu)及加工制造等方面等方面的要求。一般說(shuō)來(lái)，正三角形排列在管板面積

44、上課排較多的傳熱管，而且管外表面的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)較大。但正三角形排列時(shí)管外機(jī)械清洗較為困難，而且管外流體的流動(dòng)阻力也較大。正方形排列在同樣的管板面積上可配置的傳熱管最少，但管外易于進(jìn)行機(jī)械清洗，所以當(dāng)傳熱管外壁需要機(jī)械清洗時(shí)，常采用這種排列方法。同心圓排列方式的優(yōu)點(diǎn)在于靠近殼體的地方管子分布較為均勻，在殼體直徑很小的換熱器中可排列的傳熱管數(shù)比正三角形排列還多。</p><p>　　由于殼外是清潔的飽和蒸汽，所以采用

45、正三角形排列時(shí)，管子排列面積是一個(gè)正六邊形，排在正六邊形內(nèi)傳熱管數(shù)為</p><p>　　3a（a+1）+1 （4.5.1）</p><p>　　若設(shè)b為正六邊形對(duì)角線上管子數(shù)目，則</p><p>　　b=2a+1 （4.5.2）</p><p>　　式中 ─排列的傳熱管數(shù)目。<

46、;/p><p>　　a─正六邊形的個(gè)數(shù)。</p><p>　　b─正六邊形對(duì)角線上傳熱管數(shù)。</p><p>　　對(duì)于多管程換熱器，常采用組合排列法。各程內(nèi)采用正三角形排列，而在各程之間為了便于安裝隔板，采用矩形排列方法。</p><p><b>　　6.管心距</b></p><p>　　管板上兩傳

47、熱管中心距離稱為管心距。管心距的大小主要與傳熱管和管板的連接方式有關(guān)，此外還要考慮到管板強(qiáng)度和清洗外管面所需的空間。</p><p>　　傳熱管和管板的鏈接方式有脹接和焊接兩種，當(dāng)采用脹接法，采用過(guò)小的管心距，常會(huì)造成管板變形。而采用焊接法時(shí)，管心距過(guò)小，也很難保證焊接質(zhì)量，因此管心距應(yīng)有一定的數(shù)值范圍，一般情況下，脹接時(shí)，取管心距t=(1.3~1.5)d0，焊接時(shí)，取t=1.25d0=0.0175 。</

48、p><p>　　多管程結(jié)構(gòu)中，隔板占有管板部分面積。一般情況下，隔板中心到離其最近一排管中心距離可用下式計(jì)算</p><p>　?。╩m）（4.6.1）</p><p>　　當(dāng)do=14mm時(shí) =14.75 mm</p><p>　　各程相鄰管心距 2S=2×14.75=29.5 mm</p><p>

49、<b>　　7.管束的分程方法</b></p><p>　　采用多管程，則需要在管箱中安裝分程隔板。分程時(shí)，應(yīng)使各程管字?jǐn)?shù)目大致相等，隔板形式要簡(jiǎn)單，密封長(zhǎng)度要短，一般采用偶數(shù)管程。</p><p>　　管束分程方法常采用平行或T形式。</p><p><b>　　8.殼體內(nèi)徑</b></p><p&g

50、t;　　換熱器殼體內(nèi)徑取決于傳熱管數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式。對(duì)于單程換熱器，殼體內(nèi)徑由下式確定</p><p>　　D=t（b-1）+（2~3）d0 （4.8.1）</p><p>　　式中 t ——管心距，mm；</p><p>　　d0——傳熱管外徑，mm；</p><p>　　上式中，b的取值和管子的排列方式有關(guān)，對(duì)于

51、正三角形排列b值為</p><p><b>　　（4.8.2）</b></p><p><b>　　對(duì)于正方形排列</b></p><p><b>　?。?.8.3）</b></p><p>　　多管程換熱器殼體的內(nèi)徑還和管程數(shù)有關(guān)：</p><p>&

52、lt;b>　?。?.8.4） </b></p><p>　　式中 η ——管板利用率；</p><p>　　在該設(shè)計(jì)中取η=0.5 則</p><p>　　殼體內(nèi)徑 mm </p><p>　　整圓可取200 mm</p><p><b>　　9.折流板和支承板</b>

53、</p><p>　　列管式換熱器的殼程流體流通面積比管程流通面積大，故需設(shè)置折流板。折流板有橫向折流板和縱向折流板兩類，單殼程的換熱器僅需設(shè)置橫向折流板，多殼程換熱器不但需要橫向折流板，而且需要設(shè)置縱向折流板。</p><p><b>　　10.其它主要附件</b></p><p><b>　?、倥月窊醢?lt;/b><

54、/p><p><b>　?、诜罌_擋板</b></p><p><b>　　11.接管</b></p><p>　　殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)氣體， 則接管內(nèi)徑 </p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整后取管內(nèi)徑為36mm</

55、p><p>　　管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)流體流速， 則接管內(nèi)徑為</p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整后取接管內(nèi)徑為27mm。</p><p><b>　　五、換熱器核算</b></p><p><b>　　1.熱流量核算 </b&

56、gt;</p><p>　　列管式換熱器傳熱面積以傳熱管外表面積為準(zhǔn)，在此規(guī)定下則有</p><p><b>　?。?.1.1） </b></p><p>　　式中 K——傳熱系數(shù)，W/（m2·k）；</p><p>　　——?dú)こ瘫砻鎮(zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；</p><p&g

57、t;　　—?dú)こ涛酃笩嶙?，m2·k/w；</p><p>　　——管程污垢熱阻，m2·k/w；</p><p>　　——傳熱管外徑，m；</p><p>　　——傳熱管內(nèi)徑，m；</p><p>　　——傳熱管平均值徑，m；</p><p>　　——管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；<

58、;/p><p>　　(1)殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p>　?、贇こ塘黧w無(wú)相變傳熱</p><p>　　殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計(jì)算有貝爾法、克恩法及多諾霍法。其中克恩法最為簡(jiǎn)單便利。</p><p>　　克恩提出下式作為采用弓形折行板時(shí)，殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計(jì)算式</p><p><b>　　（5.1.2）</

59、b></p><p>　　式中 —?dú)こ塘黧w的熱導(dǎo)率，W/（m·k）</p><p><b>　　—當(dāng)量直徑，m</b></p><p><b>　　—管外流動(dòng)雷諾數(shù)</b></p><p>　　—普朗特?cái)?shù)，取定性溫度下的值</p><p>　　—流體在定性溫

60、度下的黏度，Pa·s</p><p>　　—流體在壁溫下的黏度，Pa·s</p><p>　　當(dāng)量直徑de隨管子布置方式而變，分別用下列各式計(jì)算。</p><p><b>　　正方形排列時(shí)</b></p><p><b>　?。?.1.3）</b></p><

61、p><b>　　三角形排列時(shí)</b></p><p><b>　?。?.1.4）</b></p><p>　　式中t———管間距，m</p><p><b>　　——傳熱管外徑，m</b></p><p>　　雷諾數(shù) （5.1.5）</p>

62、<p>　　式中 ——?dú)こ塘黧w的體積流量m³/s</p><p><b>　?。?.1.6）</b></p><p>　　式中B——折流板間距，m</p><p><b>　　——傳熱管外徑，m</b></p><p><b>　　t——管間距，m</b&g

63、t;</p><p>　　對(duì)于B則B=0.3D=0.3×200=60mm</p><p>　　圓缺高度h=0.25D=0.25×200=50mm</p><p><b>　　折流板數(shù) 塊 </b></p><p>　?、跉こ虨轱柡驼羝淠?lt;/p><p>　　德

64、沃爾（Devore）基于努塞爾的理論公式和實(shí)驗(yàn)值，提出層流時(shí)的冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算如下:</p><p><b>　　水平管束冷凝</b></p><p><b>　?。?.1.7）</b></p><p>　　式中 ─——無(wú)量綱冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)；</p><p>　　─——冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，

65、W/（m2·k）；</p><p><b>　?。?.1.8）</b></p><p><b>　　（5.1.9）</b></p><p>　　式中 qm─——冷凝液的質(zhì)量流量 kg/s；</p><p>　　─——傳熱管長(zhǎng)度，m；</p><p><b&

66、gt;　　ns─——當(dāng)量管數(shù)</b></p><p>　　當(dāng)量管數(shù)ns與傳熱管布置方式及總管數(shù)有關(guān)。</p><p><b>　?。?.1.10）</b></p><p><b>　　垂直管束冷凝</b></p><p><b>　?。?.1.11）</b><

67、/p><p>　　式中 （5.1.12）</p><p>　　（5.1.13） </p><p>　　以上兩式僅適用于液膜眼管壁呈層流流動(dòng) 即 </p><p><b>　　在此方案中 </b></p><p>　　由式（5.1.14）得 m<

68、/p><p>　　殼程流通截面積由(5.1.6)式 得</p><p><b>　　m2</b></p><p><b>　　m/s</b></p><p><b>　　粘度校正 </b></p><p>　　由式（5.1.2）得</p>&

69、lt;p><b>　　w/㎡K</b></p><p>　　(2)管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)</p><p><b>　　（5.1.14）</b></p><p><b>　　當(dāng)流體被加熱時(shí)</b></p><p><b>　　當(dāng)流體被冷卻時(shí)</b></

70、p><p>　　式（5.2.1）適用條件：低粘度流體（η<2×103Pas）；</p><p>　　雷諾數(shù)Re>10000；</p><p>　　普朗特?cái)?shù)Pr在0.6 ~160之間；</p><p>　　管長(zhǎng)管徑之比l/d>50;</p><p><b>　　此方案中 &l

71、t;/b></p><p>　　管程流體流通截面積：</p><p>　　Si=0.785×0.012×35÷5=5.50×104 m2</p><p><b>　　管程流體流速</b></p><p><b>　　m/s</b></p>

72、<p><b>　　w/m2K</b></p><p>　　(3)污垢熱阻和管壁熱阻</p><p>　　管壁熱阻取決于傳熱管壁厚的材料，其值為</p><p><b>　　（5.1.15）</b></p><p>　　式中 b ——傳熱管壁厚，m；</p><p

73、>　　——管壁熱導(dǎo)率，m·k/w；</p><p><b>　　查表得</b></p><p>　　管外側(cè)污垢熱阻 m2·k/w</p><p>　　管內(nèi)側(cè)污垢熱阻 m2·k/w</p><p>　　碳鋼在91℃下的熱導(dǎo)率 λ=49.16 </p><

74、p><b>　　管壁熱阻污垢熱阻：</b></p><p><b>　　(4)傳熱系數(shù)K</b></p><p><b>　　由(21)式計(jì)算</b></p><p>　　595 w/m2k</p><p>　　(5)換熱器面積裕度</p><p&g

75、t;　　在規(guī)定熱流量下，計(jì)算了傳熱系數(shù)Kc和平均傳熱溫差后，則與Kc對(duì)應(yīng)的計(jì)算得傳熱面積為</p><p><b>　?。?.1.16）</b></p><p>　　根據(jù)Ac和A，可求出該換熱器的面積裕度</p><p><b>　?。?.1.17）</b></p><p>　　式中 H ——換

76、熱器的面積裕度；</p><p>　　A——實(shí)際傳熱面積，m2；</p><p>　　Ac ——計(jì)算傳熱面積，m2；</p><p>　　為保證換熱器操作的可行性，一般應(yīng)使換熱器的面積裕度大于15%~20%。</p><p><b>　　==2.69 m2</b></p><p>　　該換熱器的實(shí)

77、際傳熱面積A</p><p><b>　　m2</b></p><p>　　則換熱器的面積裕度按(5.1.17) 式計(jì)算為</p><p><b>　　=</b></p><p>　　傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠溫差生產(chǎn)任務(wù)。</p><p>　　2. 傳熱管和殼體壁溫核算

78、</p><p>　　對(duì)于穩(wěn)定的傳熱過(guò)程，若忽略污垢熱阻，則有</p><p><b>　　(5.2.1)</b></p><p>　　式中 —換熱器熱流量，W</p><p>　　—熱流體的平均溫度，℃ </p><p>　　—熱流體側(cè)的管壁溫度，℃</p><p>　

79、　—冷流體的平均溫度，℃</p><p>　　—冷流體側(cè)的管壁溫度，℃</p><p>　　—熱流體側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，w/m2K</p><p>　　—冷流體側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，w/m2K</p><p>　　—熱流體側(cè)的傳熱面積，m2</p><p>　　—冷流體側(cè)的傳熱面積，m2</p><p&g

80、t;<b>　　因此有 </b></p><p>　　（5.2.2） （5.2.3）</p><p>　　若考慮污垢熱阻的影響則有：</p><p>　　(5.2.4) (5.2.5)</p><p>　　式中 ，分別為熱流體和冷流體的污垢熱阻，m2·k/w</p><p

81、>　　一般情況下，管壁平均溫度可取為：</p><p><b>　?。?.2.6） </b></p><p>　　當(dāng)管壁熱阻小，可忽略不計(jì)，則可依下式計(jì)算管壁溫度：</p><p><b>　?。?.2.7）</b></p><p>　　液體平均溫度（過(guò)渡流及湍流）</p>&l

82、t;p><b>　?。?.2.8）</b></p><p><b>　?。?.2.9）</b></p><p>　　液體（層流階段）及氣體的平均溫度</p><p><b>　　（5.2.10）</b></p><p><b>　?。?.2.11）</b&

83、gt;</p><p>　　式中， ——為熱流體進(jìn)口溫度 </p><p>　　——為熱流體出口溫度 </p><p>　　——為熱流體進(jìn)口溫度 </p><p>　　——為熱流體出口溫度 </p><p>　　因?yàn)楣鼙诤鼙?，且管壁熱阻很小，故管壁溫度按式?.2.7）計(jì)算</p><p>&

84、lt;b>　　(51)</b></p><p>　　式中液體的平均溫度 和水蒸氣平均溫度分別按式（5.2.9）和式（5.2.10）計(jì)算</p><p>　　= =1698.9 w/㎡K</p><p>　　= =2369.4 w/㎡K</p><p><b>　　傳熱管平均壁溫</b></p>

85、;<p>　　殼體壁，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=187.8 </p><p>　　該溫差較大，故需設(shè)溫度補(bǔ)償裝置。由于換熱器殼程流體要交高。因此，選用浮頭式換熱器是較為合理的。</p><p>　　3. 換熱器內(nèi)流體阻力計(jì)算</p><p><b>　　（1）管程阻力 </b></p><p>　

86、　管程流體的阻力等于流體流經(jīng)傳熱管的直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即：</p><p><b>　?。?.3.1）</b></p><p>　　式中 ——單程直管阻力 ——管程總阻力</p><p>　　——局部阻力 ——管程結(jié)垢校正系數(shù)，可近似取1.5</p><p>　　—— 殼程數(shù) ——管程

87、數(shù)</p><p>　　其中直管部分的阻力和局部阻力可分別計(jì)算如下：</p><p><b>　?。?.3.2）</b></p><p><b>　?。?.3.3）</b></p><p>　　式中 ——摩擦系數(shù) ——管內(nèi)流速,m/s</p><p>　　——傳熱管

88、長(zhǎng)度，m ——流體密度,kg/m3</p><p>　　——傳熱管內(nèi)徑，m ——局部阻力系數(shù),一般取3</p><p>　　則在本設(shè)計(jì)中依式（5.3.1）-（5.3.3）得</p><p><b>　　=1.5</b></p><p>　　由Re=22981 傳熱管相對(duì)粗糙度 查莫狄圖得λi=0.05,流速u

89、i=0.993m/s ρ=810kg/m3 所以</p><p><b>　　Pa </b></p><p><b>　　Pa</b></p><p>　　管程流體阻力在允許范圍之內(nèi)。</p><p><b>　?。?）殼程阻力</b></p><p

90、>　　當(dāng)殼程裝有弓形折流板時(shí)，計(jì)算阻力的方法較多。在工程中常用埃索法。</p><p><b>　　埃索法如下：</b></p><p><b>　　（5.3.4）</b></p><p>　　式中 ——?dú)こ炭傋枇?，Pa</p><p>　　——流體流過(guò)管束的阻力，Pa</p>

91、<p>　　——流體流過(guò)折流板缺口的阻力，Pa</p><p>　　—— 殼程結(jié)垢校正系數(shù) </p><p><b>　　——?dú)こ虜?shù)</b></p><p>　　其中， （5.3.5）</p><p><b>　?。?.3.6）</b></p&

92、gt;<p><b>　?。?.3.7）</b></p><p>　　式中 ——每一殼程的管子總數(shù)；</p><p><b>　　——折流板數(shù)目;</b></p><p><b>　　——折流板間距</b></p><p><b>　　——換熱器殼

93、體內(nèi)徑</b></p><p>　　——?dú)こ塘黧w流過(guò)管束的最小速度</p><p>　　[按流通面積 計(jì)算]</p><p>　　——管子排列形式對(duì)阻力的影響，</p><p><b>　　殼程流體摩擦因子</b></p><p><b>　?。?.3.8）</b>

94、;</p><p>　　在本設(shè)計(jì)中，由式（5.3.4）—（5.3.8）)得</p><p>　　流體流經(jīng)管束的阻力：</p><p><b>　　管束阻力</b></p><p>　　流體經(jīng)過(guò)流板缺口的阻力： B=0.060mD=0.200m</p><p><b>　　總阻

95、力</b></p><p>　　由于該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。</p><p>　　（3）換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果</p><p>　　表7換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果</p><p>　　注：課程設(shè)計(jì)雖麻煩，但需自己親自算！（此數(shù)據(jù)僅供參考，中間有一些小差錯(cuò)，遂要認(rèn)真核算?。?lt;/p&

96、gt;<p><b>　　六、設(shè)計(jì)自我評(píng)述</b></p><p>　　時(shí)光如水，轉(zhuǎn)眼間四天的課程設(shè)計(jì)即將結(jié)束。這次課程設(shè)計(jì)是大學(xué)以來(lái)第一次課程設(shè)計(jì)，對(duì)我非常重要，同時(shí)，這次課程設(shè)計(jì)也讓我受益匪淺。</p><p>　　本次課程設(shè)計(jì)對(duì)培養(yǎng)我的實(shí)際工程能力具有重要意義。通過(guò)課程設(shè)計(jì)、查找文獻(xiàn)資料，我把化工原理課程中所獲得的理論知識(shí)在實(shí)際的設(shè)計(jì)工作中綜合地加

97、以實(shí)用，使這些知識(shí)得到鞏固和發(fā)展，并將理論知識(shí)和生產(chǎn)實(shí)踐密切地結(jié)合起來(lái)。</p><p>　　通過(guò)這次設(shè)計(jì)，使我的各個(gè)方面的能力得到提高和曾強(qiáng)。特別是增強(qiáng)了我的獨(dú)立思考和創(chuàng)新能力，自己動(dòng)手計(jì)算設(shè)計(jì)，每一步都要謹(jǐn)慎思考。大量的公式，許多從未見(jiàn)過(guò)的字母含義都要自己查找文獻(xiàn)、圖表來(lái)確定。一步的失誤就將導(dǎo)致整個(gè)設(shè)計(jì)功虧一簣，讓我們了解到了工程方面的認(rèn)真謹(jǐn)慎。</p><p>　　感謝老師這幾天的講

98、解和指導(dǎo)，使我們更好地了解如何去設(shè)計(jì)，但由于自己水平有限，所以在設(shè)計(jì)中還存在許多疏漏和不夠合理的地方，還請(qǐng)老師多加諒解。</p><p><b>　　七、參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　1.《化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》匡國(guó)柱 史啟才 主編 化學(xué)工業(yè)出版社</p><p>　　2.《化工原理課程設(shè)計(jì)》 任曉光

99、 主編 化學(xué)工業(yè)出版社</p><p>　　3.《化工原理》 大連理工 主編 高教出版社</p><p>　　4.《化工常用符號(hào)表》 桑芝富 主編 天津大學(xué)出版社</p><p><b>　　八、主要符號(hào)表</b></p><p