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1、化工原理课程设计（一）碳八分离工段原料预热器设计说明书姓名： 班级：化工081学号：指导教师： 目 录目录一、设计任务书2二、概述及设计方案简介3（一）、碳八芳烃分离工艺简介3（二）、换热器简介4三、设计条件及主要物性参数6（一）、确定设计方案6（二）、确定物性参数6四、工艺设计计算8（一）、估算传热面积8（二）、工艺结构尺寸9（三）、换热器核算141.热流量核算142.传热管和壳体壁温核算193.换热器内流体阻力计算20五、设计自我评述24六、参考文献24七、主要符号表25八、附录26附录1 工艺尺寸图26附录2工艺流程图27一、设计任务书二、概述及设计方案简介（一）碳八芳烃分离工艺简介碳八
2、芳烃分离即C8芳烃分离，根据工业需要将碳八芳烃分离成单一组分或馏分的过程。C8芳烃分离的主要目的是活的经济价值较高的对二甲苯和邻二甲苯。因此，C8芳烃分离有常常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。各种C8芳烃间沸点很接近难以用一般的精馏方法分离，各种C8芳烃沸点如表所示。乙苯和邻二甲苯沸点与对、间二甲苯的相差较大，可以通过精馏的方法分离。C8芳烃分离工艺流程简图如图1，分离顺序是：经白土精制托除不饱和化合物后，首先蒸馏出沸点较低的乙苯，在蒸馏分出沸点较高的邻二甲苯。所余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
3、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。C8平衡组成白土精制精馏精馏乙苯或 吸 附结 晶对二甲苯异 构 化精馏精馏轻组分邻二甲苯C9及重组分C9及重组分C8芳烃图1 C8芳烃分离工艺流程简图（二）换热器简介换热器（英语翻译：heat exchanger），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
4、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
5、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： 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
6、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6070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。 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
7、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。 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。 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
8、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。三、设计条件及主要物性参数乙苯分离式碳八分离的第一步，采用精馏的方法进行。在原料预热器重，原料在换热器重被水蒸气加热至沸点，然后
9、送入精馏塔内进行分离。工艺物流组成（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）。由25 oC加热至161 oC，流量为5kmol/h，加热水蒸气压力为12kg/cm2. 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。（一）、确定设计方案1.选择换热器类型预热器要求冷流体流量5kmol/h，进口温度为常温，设为（25 oC），出口温度为161 oC，加热水蒸气进口压力为12kg/cm2，差得对应饱和蒸汽温度为187.8 oC，出口温度不变，但发生相变，转化为水。由于该换热器的管壁温度和壳体温度有较大温差，故选用浮头式换热器。2.流程安排实际
10、生产中要求饱和蒸汽走管程，混合冷流体走壳程。采用逆流传热（二）、确定物性参数定性温度：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C8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 壳程饱和蒸汽的定性温度为根据定性温度分别查到管程和壳程流体的有关物性数据。对于混合液体来说，最可靠的物性数剧是实测值。若不具备此条件，应分别查出各组分的有关物性数据。然后根据物料的组成情况计算出混合物的物性参数。管程混合液在93 oC下的物性参数如下：表1 混合液93 oC下物性参数密度LL=809kg/m3定压比热容CplCpl=1.95kJkg-1k-1热导率ll=0.
11、120wm-1 k-1粘度ll=0.3410-3Pas加热水蒸气在压力为12kg/cm2即定性温度t=187.8oC下的物性参数如下表：表2 加热水蒸气在12kg/cm2下物性参数密度ll=6.1241kg/m3定压比热容CpgCpg=4.417 kJkg-1k-1焓 kJkg-1k-1汽化热rw=1990.6 kJkg-1热导率g=0.675 wm-1 k-1粘度g=1.5210-5Pas表3 冷流体摩尔组分乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯18%18%40%24%表4 流体主要物性参数C8芳烃沸点（oC）凝固点（oC）邻二甲苯144.411-25.182间二甲苯139.103-47.872对二甲
12、苯138.35113.263乙苯136.186-94.975表5 设计条件冷流体加热水蒸气进口温度t125 oC187.8 oC出口温度t2161 oC187.8 oC定性温度tm93 oC187.8 oC四、工艺设计计算（一） 估算传热面积1.换热器的热流量 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：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kJkg-1k-1工艺流体温度变化，K106.1618%+106.1618%+106
13、.1640%+106.1624%=106.16代入式得=0.14744kg/s1=t2-t1=161-25=136K热流量2对于有相变化的单组份饱和蒸汽冷凝过程，则依冷凝蒸汽的冷凝热确定： 式中D为蒸汽冷凝质量流量，kg/sr为饱和蒸汽冷凝热，kJ/kg则加热水蒸气的用量Di3.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 ：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
14、差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即 式中 折流情况下的平均传热温差，K； 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为式中 Ap估算传热面积，m2； K假设传热系数系数，W/（m2k）； 平均传热温差，K假设k=500 wm-1 k-1，则估算得传热面积为m2（二） 工艺结构尺寸1. 选择管径和管内流速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
