化工原理课程设计精馏塔设计

学校代码: 10128

学 号:[1**********]0

（

前 言

工业生产过程中，两种物流之间热的交换通过换热器实现。在石油、化工、食品加工、轻工、制药等行业的生产过程中，换热器是通用工艺设备，可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，换热器类型，性能各异，但设计所依据的传热基本原理相同，不同之处是在结构设计上需要根据各自设备特点采用不同的计算方法。为此，本次仅对设计成熟，应用广泛的列管式换热器的工艺设计作介绍。

列管式换热器的应用已有悠久的历史。在很多工业部门中，列管式换热器仍处于主导地位，随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强，换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型的高效换热器相继问世。

本次设计任务是年产3.4万吨酒精精馏系统换热器设计，其中包含了生产工艺流程中五个换热器：原料预热器，塔顶全凝器，塔底冷却器，塔顶冷却器和再沸器。选取了三个换热器对其进行了精算，经反复选择与核算之后，选取了合适的换热器类型及其结构尺寸等其他工艺指标要求。对其余两个换热器做了冷热流体的物料衡算，以及对换热器的初步选型。

此次设计参考了较多的文献资料，结合实际生产需求采用了科学严谨的计算方法和精确严密的计算步骤，设计出了较符合生产需求，经济实惠，安全可靠，操作简便，易于清洗、维修的列管式换热器。

编者

2009-7-15

第一章 概 述

1.1设计设备在生产中的作用

在工业生产中，要实现热量的交换，须采用一定的设备，此种交换热量的设备称为换热器。

换热器作为工艺过程必不可少的单元设备，广泛地应用于石油、化工、动力、轻工、机械、冶金、交通、制药等工程领域中，据统计，在现代石油化工企业中，换热器投资约占装置建设总投资的30%-40%；在合成氨厂中，换热器占全部设备总台数的40%，由此可见，换热器对整个企业的建设投资及经济效益有着重要的影响。

1.2设计工艺流程示意图

图解：原料液通过原料液预热器预热后进入精馏塔，被成功加热后成为原料蒸汽进入塔顶冷凝器被冷却水冷却成为液体，再进入分配器，经过二次冷却成为产品进入

贮罐。而从塔底出来的一部分釜残液进入第一次预热器对原料液进行第一次加热，另一部分通过再沸器达到预期需要的温度后回到精馏塔，此过程循环进行。

1.3流程方案

在进行换热器的设计之前，首先应根据工艺要求确定换热系统的流程方案并选用适当类型的换热器，确定所选定换热器中流体的流动空间及流速等参数，同时计算完成给定生产任务所需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸。

随着环境意识的增强，节约能源，减少热污染等问题在换热器设计中已成为必须考虑的问题，如何在满足工艺要求的前提下，实现节能和环保，是流程方案确定的主要任务，经过慎重考虑确定出的流程方案最终表现在流程方案说明和流程图上。

具体流程方案说明如下：

由于任务要求以下所用换热器均为列管式换热器中的一种固定管板式换热器。

（1）原料预热器

流经此预热器的是酒精和水蒸气两种流体，由于饱和蒸汽通入壳程便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，壳程可不必清洗，除此之外，水蒸气在有折流板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，使流体在很低的Re下即可达到湍流，将它安排在壳程提高了对流传热系数，降低了热阻，使总传热系数增加，所需传热面积减少，设备费用降低，所以，安排水蒸气走壳程，原料液走管程。

（2）塔顶全凝器

流经此换热器的是酒精蒸汽和冷却水两种流体，由于蒸汽走壳程可及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，壳程可不必清洗。为了便于清洗，应使酒精蒸汽走壳程，冷却水走管程。

（3）塔底冷却器

流经此换热器的是0.5%残液和水蒸气，考虑到冷却水较酒精易结垢和冷却，安排酒精走壳程，冷却水走管程。

1.4设备方案

本次设计所有换热器均为固定管板式换热器，它是列管式换热器中的一种，其结构简单，坚固耐用，造价低廉，操作弹性大，应用材料广，适应性强，历史悠久，设计资料完善。优点是结构紧凑，在相同的壳体直径内排管数最多，旁路最少，每根换

热管都可更换，且管内清洗方便，但缺点是壳程不易机械清洗，当换热管束与壳体内通过流体的温差大于50℃时，由于热应力而引起管子弯曲或使管子从管板上拉脱，因此，需在壳体上设置膨胀节。固定管板式换热器适用于流体清洁且不易结垢，两流体温差不大或较大但壳程压力不高的场所。

分别介绍各个换热器的设备方案

（1）原料预热器

两流体温度变化情况：水蒸气进口温度为120℃，出口温度为120℃（液体），酒精进口温度20℃，出口温度81.9℃.两流体温差为69.05℃>50℃，需要考虑补偿，选用带有膨胀节的固定管板式换热器。

（2）塔顶全凝器

两流体温度变化情况：酒精进口温度78.3℃（蒸汽），出口温度78.3℃（液体）。冷却水进口温度15℃，出口温度25℃，两流体温差58.3℃>50℃,则选带有膨胀节的固定管板式换热器。

（3）塔底冷却器

两流体温度变化情况：0.5%乙醇进口温度99.3℃，出口温度35℃，冷流体进口温度15℃，出口温度25℃，两流体温差57.15℃>50℃，需要考虑温度补偿，所以选择带膨胀节的固定管板式换热器。

1.5换热器的结构形式

1.管壳式换热器

管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为广泛。管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：

（1） 固定管板式换热器

固定管板式换热器两端的管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单，价格低廉，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50℃且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。

带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于70℃且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。

（2） 浮头式换热器

浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以

自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高。

（3） 填料涵式换热器

填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀，与浮头式换热器相比，结构简单，造价低，但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。

2.蛇管式换热器

蛇管式换热器是管式换热器中结构最简单，操作最方便的一种换热设备，通常按照换热方式不同，将蛇管式换热器分为沉浸式和喷淋式两类。

3.套管式换热器

套管式换热器是由两种不同直径的直管套在一起组成同心套管，其内管用U型时管顺次连接，外管与外管互相连接而成，其优点是结构简单，能耐高压，传热面积可根据需要增减，适当地选择管内、外径，可使流体的流速增大，且两种流体呈逆流流动，有利于传热。此类换热器适用于高温，高压及小流量流体间的换热。

1.6 材质的选择

在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。一般为了满足设备的操作压力和操作温度，即从设备的强度或刚度的角度来考虑，是比较容易达到的，但材料的耐腐蚀性能，有时往往成为一个复杂的问题。在这方面考虑不周，选材不妥，不仅会影响换热器的使用寿命，而且也大大提高设备的成本。至于材料的制造工艺性能，是与换热器的具体结构有着密切关系。

一般换热器常用的材料，有碳钢和不锈钢。

（1）碳钢

价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。

（2）不锈钢

奥氏体系不锈钢以1Crl8Ni9Ti为代表，它是标准的18-8奥氏体不锈钢，有稳定

的奥氏体组织，具有良好的耐腐蚀性和冷加工性能。

1.7 列管式换热器的结构

1.7.1 管程结构

介质流经传热管内的通道部分称为管程。

（1）换热管布置和排列间距

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

10)。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。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，如图1-4所示。

（A） （B）（C）

（D）（E）

图 1-4 换热管在管板上的排列方式

(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。

（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。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，

管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过350℃的场合。

（3）封头和管箱

封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。

①封头 当壳体直径较小时常采用封头。接管和封头可用法兰或螺纹连接，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。

②管箱 换热器管内流体进出口的空间称为管箱,壳径较大的换热器大多采用管箱结构。由于清洗、检修管子时需拆下管箱，因此管箱结构应便于装拆。

③分程隔板 当需要的换热面很大时，可采用多管程换热器。对于多管程换热器，在管箱内应设分程隔板，将管束分为顺次串接的若干组，各组管子数目大致相等。这样可提高介质流速，增强传热。管程多者可达16程，常用的有2、4、6程。在布置时应尽量使管程流体与壳程流体成逆流布置，以增强传热，同时应严防分程隔板的泄漏，以防止流体的短路。

1.7.2 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。

（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。

（2）缓冲板

在壳程进口接管处常装有防冲挡板，或称缓冲板。它可防止进口流体直接冲击管

束而造成管子的侵蚀和管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。也有在管束两端放置导流筒，不仅起防冲板的作用，还可改善两端流体的分布，提高传热效率。

（3）其他主要附件

①旁通挡板 如果壳体和管束之间间隙过大，则流体不通过管束而通过这个间隙旁通，为了防止这种情形，往往采用旁通挡板。

②假管 为减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。假管的表面形状为两端堵死的管子，安置于分程隔板槽背面两管板之间但不穿过管板，可与折流板焊接以便固定。假管通常是每隔3~4排换热管安置一根。

③拉杆和定距管 为了使折流板能牢靠地保持在一定位置上，通常采用拉杆和定距管。

1.8 列管式换热器及全凝器的设计计算

1.8.1 设计步骤

目前，我国已制订了管壳式换热器系列标准，设计中应尽可能选用系列化的标准产品，这样可简化设计和加工。但是实际生产条件千变万化，当系列化产品不能满足需要时，仍应根据生产的具体要求自行设计非系列标准的换热器。此处将扼 要介绍这两者的设计计算的基本步骤。

（1）非系列标准换热器的一般设计步骤

①了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。

②由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。

③决定流体通入的空间。

④计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据。

⑤初算有效平均温差。一般先按逆流计算，然后再校核。

⑥选取管径和管内流速。

⑦计算传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算。由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此一般先假定一个壳程对流传热系数，以计算K值，然后再作校核。

⑧初估传热面积。考虑安全系数和初估性质，常取实际传热面积是计算值的

1.15~1.25倍。

（2）系列标准换热器选用的设计步骤

①至⑤步与(1)相同。

⑥选取经验的传热系数K值。

⑦计算传热面积。

⑧由系列标准选取换热器的基本参数。

⑨校核传热系数，包括管程、壳程对流传热系数的计算。假如核算的K值与 原选的经验值相差不大，就不再进行校核；如果相差较大，则需重新假设K值并重复上述③以下步骤。

⑩校核有效平均温差。

1.8.2 设计计算主要公式

传热速率方程式

Q=KSΔtm

Q——传热速率(热负荷)，W；

K——总传热系数，W/(m2·℃)；

S——与K值对应的传热面积，m2；

Δtm——平均温度差，℃。

（1）传热速率(热负荷)Q

①传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则

Q=WhCph(T1-T2)=WcCpc(t2-t1)

W——流体的质量流量，kg/h或kg/s；

cp——流体的平均定压比热容，kJ/(kg·℃)；

T——热流体的温度，℃；

t——冷流体的温度，℃。

下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。

②流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则

Q=Whr=WcCpc(t2-tl)

W——饱和蒸汽的冷凝速率，kg/h或kg/s；

r——饱和蒸汽的气化热，kJ/kg。

（2）平均温度差Δtm ①恒温传热时的平均温度差 Δtm=T-t ②变温传热时的平均温度差 逆流和并流

式中 Δt1、Δt2——分别为换热器两端热、冷流体的温差，℃。 错流和折流

——按逆流计算的平均温差，℃；

——温差校正系数，无量纲，

温差校正系数

根据比值P和R，通过图2-10~图2-13查出。该值实际上表

示特定流动形式在给定工况下接近逆流的程度。在设计中，除非出于必须降低壁温的目的，否则总要求

(3)总传热系数K(以外表面积为基准

)

，如果达不到上述要求，则应改选其他流动形式。

式中 K——总传热系数，W/(m2·℃)；

αi，αo——传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/(m2·℃)； Rsi，Rso——传热管内、外侧表面上的污垢热阻，m2·℃/W；

di，do，dm——传热管内径、外径及平均直径，m； λ——传热管壁导热系数，W/(m·℃)； b——传热管壁厚,m。 （4）对流传热系数

传热膜系数的关联式与传热过程是否存在相变、换热器的结构及流动状态等因素有关。关于传热膜系数的关联式很多，在选用时应注意其适用的范围。

krρ2gλ30.80.4

hi = 0.023RePr ho = [0.725]1／4

dinμdtatwλ——冷凝液的导热系数，w／m℃ ρ——冷凝液的密度，kg／m μ——冷凝液的粘度，pa·S

n——水平管束在垂直列一的管数； （5）污垢热阻

在设计换热器时，必须采用正确的污垢系数，否则热交换器的设计误差很大。因此污垢系数是换热器设计中非常重要的参数。污垢热阻因流体种类、操作温度和流速等不同而各异。

1.8.3 流体流动阻力计算主要公式

流体流经列管式换热器时由于流动阻力而产生一定的压力降，所以换热器的设计必须满足工艺要求的压力降。 （1）管程压力降

多管程列管换热器，管程压力降∑ΔPi： ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp

式中ΔP1—直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；

ΔP2— 回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式

算；

Ft—— 结垢校正系数，无因次，ф25×2.5mm的换热管取1.4；ф19×2mm的换热管取 1.5；

Ns—— 串联的壳程数； Np—— 管程数。

（2）壳程压力降

①壳程无折流挡板 壳程压力降按流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径de代替直管内径di。

②壳程有折流挡板 计算方法有Bell法、Kern法、Esso法等。Bell法计算结果与实际数据一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法计算公式如下： ∑ΔPo=(ΔP′1+ΔP′2)FtNs

式中 ΔP′1——流体横过管束的压力降，Pa； ΔP′2——流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa；

Ft——结垢校正系数，无因次，对液体Ft=0.15；对气体Ft=1.0；

式中 F——管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列F=0.5，正方形直列

F=0.3，正方形错列F=0.4；

fO——壳程流体的摩擦系数，fO=5.0×Reo-0.228(Re＞500)； nc——横过管束中心线的管数， B——折流板间距，m； D——壳体直径，m； NB——折流板数目；

uO——按壳程流通截面积SO(SO=h(D-ncdO))计算的流速，m/s。

第二章 工艺计算

20

21

22

23

24

25

26

27

28

29

30

31

第3章 设计结果概要或设计一览表

塔顶全凝器主要结构尺寸

32

33

参考文献

[1].柴诚敬,张国亮.化工流体流动与传热[M].北京:化工工业出版社,2003. [2].姚玉英等.化工传质与分离[M].天津:天津科技技术出版社,2001. [3].贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M] 天津:天津大学出版社,2006

[4].化工工程手册编委会.化工工程手册第1篇,化工基础数据[M].北京:化工工业出版社.1989.

[5].贺运初.换热器的传热强化与优化[J]设计化工装备技术.1997,18(2)25-28

34

附图

表1-对数平均温度差校正系数值

35

表2-管壳式换热器总传热系数K的推荐值

表3-壁面污垢热阻系数

36