化工原理课程设计说明书Word下载.docx
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2.5.2、热流量核算…………………………………………………………………10
2.5.3、壁温核算……………………………………………………………………11
2.6、设计数据结果一览表……………………………………………………………13
3.9.2、液面落差…………………………………………………………………………43
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；
K——总传热系数，W/（m2·
℃）；
L——管长，m；
m——程数；
n——指数；
管数；
程数；
N——管数；
NB——折流板数；
Nu——努赛尔准数；
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；
气化热，kJ/kg
R——热阻，m2·
℃/W
Re——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。
希腊字母
——对流传热系数，W/（m·
℃）
——有限差值；
——导热系数，W/（m·
——粘度，Pa·
s；
——密度，kg/m3；
——校正系数。
下标
i——管内；
m——平均；
o——管外；
s——污垢。
一、《化工原理》课程设计任务书
1.1、设计题目
试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98%的氯苯10000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%（以上均为质量分数）
1.2、操作条件
（1）塔顶压强:
（2）进料热状况:
泡点蒸汽进料
（3）回流比:
（4）单板压降不大于、
（5）全塔效率
1.3、设备形式
筛板塔
1.4、设计工作日
每年320天,每天24小时连续运行
1.5、厂址
抚州地区
1.6、设计要求
概述
设计方案的确定及流程说明
塔的工艺计算
塔和塔板主要工艺尺寸的确定
（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学验算
（3）塔板的负荷性能图
设计结果一览表
对本设计的评述
二、换热器的设计
设计一台卧式列管换热器，将质量流量为10000吨/年（1141.55kg/h）的苯-氯苯混合液从20℃加热到84℃，加热介质采用300kPa绝压的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出，要求换热器的管压降小于70kPa。
2.1、列管式换热器的设计和选用要考虑的问题
2.1.1、列管式换热器型式选用
两流体温度变化情况：
热流体（水蒸汽）进口温度133.3℃，出口温度133.3℃；
冷流体（苯-氯苯）进口温度20℃，出口温度94℃。
估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用固定板换热器，管子两端与管板的连接方式可用焊接法或胀接法固定。
壳体则同管板焊接。
从而管束、管板与壳体成为一个不可拆的整体。
管壁与壳壁温度不同，二者线膨胀不同，又因整体是固定结构，必产生热应力。
热应力大时可能使管子压弯或把管子从管板处拉脱。
所以当热、冷流体间温差超过50℃时应有减小热应力的措施，称“热补偿”。
图所示的为具有膨胀节的固定管板式换热器，即在壳体上焊接一个横断面带圆弧型的钢环。
该膨胀节在受到换热器轴向应力时会发生形变，使壳体伸缩，从而减小热应力。
固定板换热器
2.1.2、冷，热流体流动的通道的选择
饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出；
苯-氯苯混合液走管程。
2.1.3、流动方式的选择，流速，流体出口温度
采用对流流动方式,换热器原料液出口温度应为94℃,管内流速取ui=0.5m/s。
2.1.4、换热管规格和排列的选择
换热管直径越小，换热器单位容积的传热面积越大。
因此对于洁净的流体可完管径可取得小些，但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。
苯-氯苯原料液粘度较大，易结垢，固采用25×
2.5mm规格，管长4.5m。
为了清洗方便，采用正方形排列。
2.2、工艺计算
定性温度：
可取流体进出口温度的平均值
壳程水蒸汽温度的定性温度为
（300kPa绝压下的水蒸汽T=133.3℃）
管程流体的定性温度为
=（20+94）/2=57℃
根据定性温度，分别查取有关物性数据
水蒸汽在133.3℃下的有关物性数据如下
密度=1.651kg/m3
定压比热容=1.9735kJ/（kg·
导热系数=0.0265971W/（m·
黏度=1.33×
10－5Pa·
S
液化热=2168.1kJ/kg
苯-氯苯混合液（X1=0.4）在57℃下的物性数据如下
密度=834.5295716kg/m3
定压比热容=1.686kJ/（kg·
导热系数=0.123438163W/（m·
黏度=3.93×
10－4Pa·
s
2.3、计算总传热面积
热流量
=1141.55×
（94-20）×
1.686=142424.34kJ/h=39.56kW
水蒸汽流量
39.56×
3600/2168.1=65.69kJ/h
平均传热温度
总传热系数K
Re=diui/=0.02×
0.5×
834.5295716/3.93×
10－4=21235
αi=0.023λiRe0.8（/λi）0.4/di=0.023×
0.123438163×
212350.8（1.686×
3.93×
10－4/0.123438163）0.4/0.02=48
传热面积
39560/（500×
69.89475）=1.14m2
2.4、工艺结构尺寸
由浮头式（内导流）换热器的基本参数表（《化工原理》上册，2）浮头式（内导流）换热器的基本参数，天津大学出版社2005年版，第367页）
查得
壳径/mm
700
管子尺寸/mm
25×
2.5mm
公称压强/MPa
2.5
管长/m
4.5
公称面积
92.1
管子总数
268
管程数
2
管子排列方法
正方形斜转45°
若选用该型号换热器，则要求过程的总传热系数为
2.5、换热器核算
2.5.1、核算压强降
管程流动阻力
管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。
即
为管程结垢校正系数，量纲为1，对25×
2.5mm的管子可近似取1.4。
管程流体通截面积
管程流体流速
设管壁粗糙度，
查图（《化工原理》上册，图1-27摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系，天津大学出版社2005年版，第54页）
得所以
管程流动阻力小于70kPa，符合设计条件。
2.5.2、热流量核算
壳程对流传热系数
蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩（Kern）估算式，根据两流体温度与传热系数，假设tw=115℃
管程对流传热系数
普兰特准数
③传热系数K
查表（《化工原理》上册，壁面污垢的热阻125370087（污垢系数），天津大学出版社2005年版，第354页。
）
知污垢热阻，
管壁导热系数
故此换热器合适。
④传热面积裕度
该换热器的实际传热面积A
则该换热器的面积裕度按式
/在1.15～1.25范围内，传热面积裕度合适，该换热器能完成生产任务。
故该换热器合适。
2.5.3、壁温核算
因管壁很薄，且管壁热阻很小，故壁温可按式
计算。
由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。
但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较小。
计算中应按最不利的操作条件考虑，因此取两侧污垢热阻为零计热。
于是上式变为
气体平均温度
液体平均温度（端流）
带入计算得与凯恩式中假设相差不大，故假设合适。
2.6、设计数据结果一览表
设计数据结果一览表
参数
管程
壳程
流量（kg/h）
1141.55kg/h
进/出口温度（℃）
20/94
133.3/133.3
压力（kpa）
常压
300（绝压）
物性参数
定性温度（℃）
57
密度（kg/m3）
834.53
935.3302
定压比热容（J/（kg·
℃））
1686.1354
1973.5
粘度（Pa·
S）
0.000393
0.000219
热导率（W/（m·
0.123438163
0.6862
普朗特数
5.36
设备结构参数
形式
浮头式
台数
1
管体内径（mm）
20
壳程数
管径（mm）
25
管子排列
管长（mm）
4500
材质
碳钢
管数目（根）
传热面积（m2）
1.14
污垢热阻（（m2·
k）/w）
1.72×
10-4
8.60×
10-5
主要计算结果
流速（m/s）
0.7116
表面传热系数（w/（m2·
k））
1067.4
4648.6
阻力（kpa）
6892.54
传热量（W）
3119100
传热温差（K）
69
传热系数（w/（m2·
573.36
裕度
15.79%
三、筛板式精馏塔设计
3.1.1、塔设备在化工生产中的作用与地位
塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。
它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
可在塔设备中完成常见的单元操作有：
精馏、吸收、解吸和萃取等。
此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。
塔设备的设计和研究
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