年產(chǎn)3.4萬噸酒精精餾換熱器設計課程設計說明書

1、課程設計說明書題 目：年產(chǎn)3.4萬噸酒精精餾換熱器設計 摘 要 換熱器是一種在不同溫度的兩種或兩種以上流體間實現(xiàn)物料之間熱量傳遞的節(jié)能設備，是使熱量由較高的流體傳遞給溫度較低的流體，使流體溫度達到流程規(guī)定的指標，以滿足過程工藝條件的需要，同時也提高能源利用率的主要設備之一。換熱器行業(yè)涉及暖通、壓力容器、中水處理設備等近30多種產(chǎn)業(yè)，相互形成產(chǎn)業(yè)鏈條。 換熱器是將熱流體的部分熱量傳遞給冷流體的設備，又稱熱交換器。換熱器是實現(xiàn)化工生產(chǎn)過程中熱量交換和傳遞不可缺少的設備。在石油、化工、輕工、制藥、能源等工業(yè)生產(chǎn)中，常常用作把低溫流體加熱或者把高溫流體冷卻，把液體汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液體。換熱器

2、既可是一種單元設備，如加熱器、冷卻器和凝汽器等；也可是某一工藝設備的組成部分，如氨合成塔內的換熱器。換熱器是化工生產(chǎn)中重要的單元設備，根據(jù)統(tǒng)計，熱交換器的噸位約占整個工藝設備的20%有的甚至高達30%，其重要性可想而知。 在接到完成年產(chǎn)3.3萬噸酒精的生產(chǎn)任務，我在設計換熱器時的思路是：在正常的生產(chǎn)過程中，利用低壓蒸汽作為加熱介質在預熱器中對原料液進行預熱，達到泡點81.9后利用離心泵輸送到精餾塔中進行蒸餾，塔頂蒸餾出的酒精蒸汽輸送到塔頂冷凝器，利用循環(huán)冷卻水作為冷卻介質使酒精蒸汽轉為液體，輸送到分配器中，調節(jié)分配器使回流比為2，使部分酒精液體回流。未回流部分作為產(chǎn)品輸送到塔頂冷卻器中，在塔頂

3、冷卻器中再次用冷卻水使其降到35輸送到儲裝罐中。同時，利用塔釜再沸器將塔釜液體進行快速加熱達到泡點，輸送到精餾塔中進行蒸餾，剩余的釜殘液經(jīng)過塔底冷卻器冷卻后輸送到儲裝罐中。換熱器中流體的相對流向一般有順流和逆流兩種。順流時，入口處兩流體的溫差最大，并沿傳熱表面逐漸減小，至出口處溫差為最小。逆流時，沿傳熱表面兩流體的溫差分布較均勻。在冷、熱流體的進出口溫度一定的條件下，當兩種流體都無相變時，以逆流的平均溫差最大順流最小。在完成同樣傳熱量的條件下，采用逆流可使平均溫差增大，換熱器的傳熱面積減?。蝗魝鳠崦娣e不變，采用逆流時可使加熱或冷卻流體消耗量降低。前者可節(jié)省設備費，后者可節(jié)省操作費，所以在我的設

4、計中應該盡量采用逆流換熱。 目 錄第一章 換熱器的設計11.1 概述 11.2 設計方案的確定及選型11.3 列管式換熱器的設計計算3第二章 列管式換熱器的工藝計算102.1 原料預熱器的工藝計算102.2 塔頂冷凝器的工藝計算. 152.3 塔頂冷卻器的工藝計算. 20第三章 匯 總 表253.1 原料預熱器的主要結構尺寸和計算結果26第四章 設 計 評 論27參 考 文 獻29致 謝·················

5、83;···············································30第一章 換熱器的設計1.1

6、 換熱器的簡介換熱器（英語翻譯：heat exchanger），是將熱流體的部分熱量傳遞給冷流體的設備，又稱熱交換器。換熱器是化工、石油、動力、食品及其它許多工業(yè)部門的通用設備，在生產(chǎn)中占有重要地位。在化工生產(chǎn)中換熱器可作為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發(fā)器和再沸器等，應用更加廣泛。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三大類即：間壁式、混合式和蓄熱式。在三類換熱器中，間壁式換熱器應用最多。 因此適用于不同介質、不同工況、不同溫度、不同壓力的換熱器，結構型式也不同，換熱器的具體分類如下： 一、換熱器按傳熱原理分類 1、表面式換熱器 表面式換熱器是溫度不同的兩種流體在被壁面分

7、開的空間里流動，通過壁面的導熱和流體在壁表面對流，兩種流體之間進行換熱。表面式換熱器有管殼式、套管式和其他型式的換熱器。 2、 蓄熱式換熱器 蓄熱式換熱器通過固體物質構成的蓄熱體，把熱量從高溫流體傳遞給低溫流體，熱介質先通過加熱固體物質達到一定溫度后，冷介質再通過固體物質被加熱，使之達到熱量傳遞的目的。蓄熱式換熱器有旋轉式、閥門切換式等。 3、 流體連接間接式換熱器 流體連接間接式換熱器，是把兩個表面式換熱器由在其中循環(huán)的熱載體連接起來的換熱器，熱載體在高溫流體換熱器和低溫流體之間循環(huán)，在高溫流體接受熱量，在低溫流體換熱器把熱量釋放給低溫流體。 4、 直接接觸式換熱器 直接接觸式換熱器是兩種流

8、體直接接觸進行換熱的設備，例如，冷水塔、氣體冷凝器等。 二、換熱器按用途分類 1、加熱器：加熱器是把流體加熱到必要的溫度，但加熱流體沒有發(fā)生相的變化。 2、預熱器：預熱器預先加熱流體，為工序操作提供標準的工藝參數(shù)。 3、過熱器：過熱器用于把流體（工藝氣或蒸汽）加熱到過熱狀態(tài)。 4、蒸發(fā)器：蒸發(fā)器用于加熱流體，達到沸點以上溫度，使其流體蒸發(fā)。三、按換熱器的結構分類 可分為：浮頭式換熱器、固定管板式換熱器、u形管板換熱器、板式換熱器等。1.2 設計方案的確定及選型在進行換熱器的設計時，首先應根據(jù)年產(chǎn)3.3萬噸酒精的生產(chǎn)任務的工藝要求確定換熱系統(tǒng)的流程方案并選用適當類型的換熱器，確定所選換熱器中流體

9、的流動空間及流速等參數(shù)，同時計算完成給定生產(chǎn)任務所在地需的傳熱面積，并確定換熱器的工藝尺寸且根據(jù)實際流體的腐蝕性確定換熱器的材料，根據(jù)換熱器內的壓力來確定其壁厚。1.2.1 流程方案的確定 換熱器設計的第一步是確定換熱系統(tǒng)的流程。在正常的生產(chǎn)過程中，利用低壓蒸汽作為加熱介質在預熱器中對原料液進行預熱，達到泡點81.9后利用離心泵輸送到精餾塔中進行蒸餾，塔頂蒸餾出的酒精蒸汽輸送到塔頂冷凝器，利用循環(huán)冷卻水作為冷卻介質使酒精蒸汽轉為液體，輸送到分配器中，調節(jié)分配器使回流比為2，使部分酒精液體回流。未回流部分作為產(chǎn)品輸送到塔頂冷卻器中，在塔頂冷卻器中再次用冷卻水使其降到35輸送到儲裝罐中。綜合考慮地

10、理位置等因素，我認為使用水蒸汽作為加熱介質和循環(huán)冷卻水做為冷卻介質是比較經(jīng)濟的。1.2.2 換熱器類型的選擇列管式換熱器的結構簡單、牢固，操作彈性大，應用材料廣，歷史悠久，設計資料完善，并已有系列化標準，特別是在高溫、高壓和大型換熱設備中占絕對優(yōu)勢。不同形式的列管式換熱器主要針對換熱器管程與殼程流體的溫度差不同設計。由于列管式換熱器管束與殼體內通過流體的溫度不同，會引起管束與殼體熱膨脹程度的差異，若兩側流體的溫度差較大時，需加入膨脹節(jié)。根據(jù)熱補償方法不同，列管式換熱器有以下幾種形式。（1） 固定管板式換熱器固定管板式換熱器兩端的管板與殼體連在一起。這類換熱器結構簡單、價格低廉，但管外清洗困難，

11、宜處理兩流體溫差小于50。c且殼方流體較清潔及不易結垢的物料。補償圈的彈性變形可減少溫差應力，這種補償方法使用于兩流體溫差小于70。c，且殼方流體壓強不高于600kpa的情況。（2） 浮頭式換熱器換熱器的管板有一個不與外殼連接，該端被稱為浮頭，管束連同浮頭可以自由伸縮，而與外殼的膨脹無關。浮頭式換熱器的管束可以拉出，便于清洗和檢修，適用于兩流體溫差較大的各種物料的換熱，應用極為普通，但結構復雜，造價高。（3） 填料式換熱器管束一端可以自由膨脹，與浮頭式換熱器相比，結構簡單、造價低，但殼程流體有外漏的可能性，因此殼程不能處理易燃、易爆的流體。原料預熱器冷熱流體的溫度差大于70。c，所以選用浮頭式

12、換熱器。冷凝器的平均溫差大于50。c小于70。c，所以選用帶有膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。塔頂冷卻器兩流體溫差小于50。c，可以選用普通的固定管板式換熱器。 此外，在確定選用換熱器的型式時，即要依據(jù)兩流體的溫度差考慮熱補償?shù)膯栴}，還應考慮流體的性質及檢修和清晰等因素。1.2.3 列管式換熱器的基本參數(shù) 基本參數(shù) 管殼是換熱器的基本參數(shù)包括： 公稱換熱面積sn； 公稱直徑dn； 公稱壓力pn； 換熱器管長度l； 換熱管規(guī)格； 管程數(shù)np。1.2.4 設計的基本原則（1） 流體流徑的選擇流體流徑的選擇是指在管程和殼程各走哪一種流體，以固定管板式換熱器為例，介紹一些選擇的原則。 不潔凈和易結垢的流體宜

13、走管程，因為管程清晰較方便。 若兩流體溫差較大，宜使對流傳熱系數(shù)大的流體走殼程，因壁面溫度與h大的流體接近，以減少管壁與殼壁的溫差，減少溫差應力。根據(jù)上述原則，在后面的換熱器設計中，應該盡量使乙醇液體或者冷卻水走管程，水蒸汽或者乙醇蒸汽走殼程。 壓力高的流體宜走管程，以免殼體受壓，可節(jié)省殼體金屬消耗量。 被冷卻的流體宜走殼程，可利用殼體對外散熱作用，增強冷卻效果。 飽和蒸汽宜走殼程，以便于及時排除冷凝液，且蒸汽較潔凈，一般不需清洗。 有毒易污染的流體宜走管程，以減少泄漏量。 流量小或粘度大的流體宜走殼程，因流體在有折流擋板的殼程中流動，由于流速和流向的不斷改變，在低re下即可達到湍流，以提高傳

14、熱系數(shù)。（2） 流體流速的選擇 流體流速的選擇涉及到傳熱系數(shù)、流動阻力及換熱器結構等方面。增大流速，可加大對流傳熱系數(shù)，減少污垢的形成，使總傳熱系數(shù)增大；但同時使流動阻力加大，動力消耗增多；選擇高流速，使管子的數(shù)目減小，對一定的換熱面積，不得不采用較長的管子或增加程數(shù)，管子太長不利于清洗，單程變?yōu)槎喑淌蛊骄鶄鳠釡夭钕陆怠Ｒ虼?，一般需要通過多方面權衡選擇適宜的流速。（3） 冷卻介質終溫選擇在換熱器的設計中，進、出換熱器物料的溫度一般是由工藝確定的，而冷卻介質（或加熱介質）的進口溫度一般為已知，出口溫度則由設計者根據(jù)自己的實際情況設定。如用冷卻水冷卻某熱流體，水的進口溫度可根據(jù)當?shù)氐臍夂驐l件作出估

15、計，而出口溫度需經(jīng)過經(jīng)濟權衡確定。為了節(jié)約用水，可使水的出口溫度高些，但所需傳熱面積加大；反之，為減小傳熱面積，則可增加水量，降低出口溫度。一般來說，設計時冷卻水的溫度差可取8-10。c。缺水地區(qū)可選用較大溫差，水源豐富地區(qū)可選用較小溫差。內蒙古屬于偏干旱地區(qū)水資源較為缺乏，所以設計時進出口溫度可以較大。 (4)加熱介質根據(jù)工藝要求以及設備的承壓能力，加熱介質可選用低壓蒸氣。1.2.5 列管式換熱器結構的確定列管式換熱器主要分為管程和殼程兩部分。（1） 管程結構 換熱管常用換熱管的規(guī)格有19×2mm, 25×2mm。換熱管在管板上的排列方式有正方形直列、長方形錯列、三角形直

16、列、三角形錯列和同心圓排列。管板列管式換熱器管板是用來固定管束連接殼體和端蓋的一個圓形厚板，它的受力關系比較復雜。厚度計算應根據(jù)我國“鋼制壓力容器設計規(guī)定”進行。管板上開有管孔，管孔的排列方式有三角形、正方形和同心圓形。三角形可排列較多的管子，裝配較多的管子，傳熱效果較好，所以常被采用，管子中心距一般在1.25d（d為管子外徑）。 管箱列管式換熱器管箱即換熱器的端蓋，也叫分配室。用以分配液體和起封頭的作用。壓力較低時可采用平蓋，壓力較高時則采用凸形蓋，用法蘭與管板連接。檢修時可拆下管箱對管子進行清洗或更換。 （2） 殼程結構殼體是一個圓筒形的容器。直徑小于400mm的殼體通常用鋼管制成，大于4

17、00mm的用鋼板卷焊而成。根據(jù)工作溫度選擇殼體材料，有防腐要求時，大多考慮使用復合金屬板。折流擋板列管式換熱器折流板的作用是；增強流體在管間流動的湍流程度；增大傳熱系數(shù)；提高傳熱效率。同時它還起支撐管束的作用。因為蒸汽的冷凝與流動狀態(tài)無關而且為了使冷凝水更好地排除，所以冷凝器不設折流板。列管式換熱器除上述部件外，列管換熱器根據(jù)尺寸大小和用途不同，大型換熱器還設有拉桿、旁路擋板；冷凝器設有攔液板等等。1.2.6 殼程和管程數(shù)的確定當管內流體流量較小時，會使管內流速較低，對傳熱系數(shù)較小。為了提高管內流速，可采用多管程。列管式換熱器的系列標準中管程數(shù)有1、2、4和6程等四種。采用多管程時，合理的換熱

18、器管的長度為1.5、2、3或6m。管長與殼體直徑之比l/d為4-6，水平放置的換熱器可取大些。1.3 列管式換熱器的設計計算1.3.1設計步驟1.系統(tǒng)物料衡算根據(jù)產(chǎn)量要求，計算換熱系統(tǒng)的原料量、產(chǎn)品量，再進一步確定所需計算的換熱器，逐步進行換熱器的選用。2.選用換熱器計算熱負荷，冷卻介質的用量計算或加熱介質用量的計算。計算平均溫度差，當兩側的流體均為變溫傳熱時，應進行溫度差的校正。試算并初選設備規(guī)格 3.試算并初選設備規(guī)格 (1) 計算定性溫度，并確定在定性 溫度下流體的性質。 (2) 由總傳熱速率方程 qkstm，初步算出傳熱面積s，并確定換熱器的基本尺寸(如d、l、n及管子在管板上的排列等

19、)，或按系列標準選擇設備規(guī)格。 (3) 確定流體在換熱器中的流動途徑。 (4) 計算平均溫度差。 (5) 依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選定總傳熱系數(shù)k選值。 3計算管、殼程壓強降 根據(jù)初定的設備規(guī)格，計算管、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓強降超過工藝允許的范圍，則要調整流速，再確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的設備，重新計算壓強降直至滿足要求為止。 4核算總傳熱系數(shù) 計算管、殼程對流傳熱系數(shù)hi 和ho，確定污垢熱阻rsi和rso，再計算總傳熱系數(shù)k選，比較k得初始值和計算值，若k計/ k選1.101.25，則初選的設備合適。否則需另設

20、k選值，重復以上計算步驟 。 通常，進行換熱器的選擇或設計時，應在滿足傳熱要求的前提下，再考慮其他各項的問題。1.3.2計算主要公式傳熱速率方程式 q = k·s·tm 式中 q傳熱速率(熱負荷)，w； k總傳熱系數(shù)，w/(m2·)； s與k值對應的傳熱面積，m2； t m平均溫度差，。 （1）傳熱速率(熱負荷) q傳熱的冷熱流體均沒有相變化，且忽略熱損失，則 q = whcph ( t1 t2 ) = wccpc( t2 t1 )流體有相變化，如飽和蒸汽冷凝，且冷凝液在飽和溫度下排出，則q = wh·r = wccpc( t2 t1 ) 式中 w流體的

21、質量流量， kg/s； cp流體的平均定壓比熱容， j/(kg·)； t熱流體的溫度，； t 冷流體的溫度，。r 飽和蒸汽的冷凝潛熱，j/kg下標h和c分別表示熱流體和冷流體，下標1和2分別表示換熱器的進口和出口。 （2）平均溫度差 一側恒溫，逆流與并流的平均溫差相等tm =(t1-t2)/ln(t1/t2)式中 t1、t2分別為換熱器兩端熱、冷流體的溫差，。 （3）管程壓強降 pi =（p1+p2）ft·ns·np其中：p1 = p2 =式中： p1 直管中因摩擦阻力引起的壓力降，pa； p2 回彎管中因摩擦阻力引起的壓力降，pa；可由經(jīng)驗公式ft 結垢校正系數(shù)

22、，無因次，25×2.5mm的換熱管取1.4；19×2mm的換熱管取1.5 。 ns 串聯(lián)的殼程數(shù)； np 管程數(shù)。 （4）殼程壓強降 殼程無折流擋板，殼程壓力降按流體沿直管流動的壓力降計算，以殼方的當量直徑de代替直管內徑di。 殼程有折流擋板,計算公式如下： po =（p1´+p2´）fs·ns p1´= f·f0·nc（nb + 1）·u2o / 2p2´=nb3.5 （2 b / d） ×（·uo2）/ 2nb = l / z 1f0 = 5.0×reo 0.

23、228nc = 1.1×n 1/2ao= h×( d nc·do)式中 p1´流體橫過管束的壓力降，pa； p2´流體流過折流擋板缺口的壓力降，pa； fs結垢校正系數(shù)，無因次，對液體fs =1.15；對氣體fs =1.0； f管子排列方式對壓力降的校正系數(shù)：三角形排列f =0.5，正方形 直列f = 0.3，正方形錯列f =0.4； f0殼程流體的摩擦系數(shù)， nc橫過管束中心線的管數(shù)，可按式3-2及式3-3計算； h折流板間距，m； d殼體直徑，m； nb折流板數(shù)目； uo按殼程流通截面積so計算的流速，m/s。 （5）總傳熱系數(shù)ko (以外

24、表面積為基準)初選換熱器時，應根據(jù)所要設計的換熱器的具體操作物流選取k的經(jīng)驗數(shù)值，選定的k的經(jīng)驗值為k選， 確定了選用的換熱器后，需要對換熱器的總傳熱系數(shù)進行核算，管內對流傳熱系數(shù)管外對流傳熱系數(shù)則，總傳熱系數(shù)的計算公式為： 式中 k0基于換熱器外表面積的總傳熱系數(shù)，w/(m2·)； hi，ho傳熱管內、外側流體的對流傳熱系數(shù)，w/(m2·)； rsi，rso傳熱管內、外側表面上的污垢熱阻，m2·/ w； di，do，dm換熱器列管的內徑、外徑及平均直徑，m； k列管管壁的導熱系數(shù)，w/(m·)； b傳熱管壁厚，m。 由上式計算得到的總傳熱系數(shù)為k計 。

25、（6）接管內徑 d =（4 vs /u）1/2 核算流速 u = 4 vs /d2式中： d 接管內徑，m ； vs 管程、殼程流體的體積流量，m3 / s ; u 流體流速，m / s 。第二章 列管式換熱器的工藝計算2.1 原料預熱器的工藝計算已知： =8744.51kg/h =4722.22 kg/h =4028.65kg/h q=1 r=l/d=2 =46 =18 d=4722.22/40.96=115.29kg/h平均摩爾質量： ； 所以全塔物料衡算：f=w+d fxf=wxw+dxd 所以r=l/d=2 l=2d=230.6kg/h （1）估算傳熱面積，初選換熱器型號熱流體：水蒸氣

26、冷流體：原料液基本物性數(shù)據(jù)的查取原料液的定性溫度 130 （絕對壓力為0.3mpa）釜殘液的定性溫度 （20+81.9）/2 =50.95物性參數(shù)：名稱密度kg/m3定壓比熱cpkj/(kg·)導熱系kw/(m·)粘度pa·s汽化熱rkj/kg乙醇50.957642.980.1480.7×10-3水 50.95988.14.170.66255.494×10-4水蒸汽1301.4960.681.324×10-52174.2水 130934.84.2660.68442.17×10-4熱負荷計算qh = wh·r =wf

27、·cpc·(t2-t1)=qccpm= （c乙醇+c水 ）/ 2 = 3.58 kj/(kg·)qc= wc·cpm·(t2-t1)= 8744.51×3.58×103×(81.9-20)/3600 = 538278w =1937801 kj/h因為r=2174.2 kj/kg ，水蒸汽的消耗量：wh= qc / r = 891.27kg/h確定流體的流徑設計任務的熱流體為水蒸氣，冷流體為原料液，為防止原料液在管程中流動從而使管程結垢，所以令水蒸氣走殼層，原料液走管程。計算平均溫度差暫按單殼程二管程考慮，先求逆流平

28、均溫度差 水蒸氣 t1=130 t2 =130 原料液 t2=81.9 t1=20 t 48.1 110tm=（110-48.1）/ln（110/48.1）=74.8 (tm>70）計算r：r=(t1-t2)/(t2-t1)=0 無需校正tm。選k值，估算傳熱面積取k=700w/(m2·)s=q/(k·tm )=538278 /（700×74.8）=10.3m2初選換熱器型號 由于兩流體溫差大于70，可選用浮頭式換熱器初選換熱器型號為：jb/t 325- i-2.5-10.73主要參數(shù)如下：外殼直徑325mm公稱壓力2.5mpa公稱面積10.73m2管子尺寸

29、19×2.0管子數(shù)60管長3m管中心距25mm管程數(shù)np2管子排列方式正三角形管程流通面積0.0053m2實際換熱面積：so=ndol=60×3.14×0.019×3=10.73m2采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為：k=q/ (so·tm )=538278/（10.73×74.8）=670.66w/(m2·)（2）核算壓強降管程壓強降 pi=（p1+p2）ft·ns·np (其中ft=1.4，ns=1，np=2)1/m=wa/a+wb/b ， 平均密度：m=861.72kg/m3 lgm

30、=xi·lgi ，平均粘度： m=6.71×10-4 pa·s管程流速：ui=wc/(m·ai)=8744.51/(861.72×0.0053×3600)=0.5318m/srei=di·m·ui /m=（0.015×861.72×0.5318）/（6.71×10-4）=10.244×103對于碳鋼管，取管壁粗糙度=0.1，則相對粗糙度為/di=0.1/15=0.007由教材-re關系圖查得，=0.041p1=0.041×（3/0.015）×（861.2&

31、#215;0.53182）/2=774pap2= 3×861.72×0.53182/2=365.55papi=（p1+p2）ft·ns·np=（999+366）×1.4×1×2=3822pa（<50kpa）所以管程壓強降符合設計要求。 殼程壓強降 po=（p1+p2）ft·ns (其中ft=1.0，ns=1 , ) 因為殼程走的為水蒸氣，不需要加折流擋板 nc=1.1(60)0.5=8.52殼程流通面積： ao=（/4）·(d2- n·do2 ) =（3.14/4）×（0.325

32、2-8.52×0.0192） =0.0803 m2殼程流速：uo=wh/(·ao)=891/(1.496×0.0803×3600)=2.06m/sreo=do··uo /=（0.019×1.469×2.06）/（1.324×10-5）=4.343×103 （500）fo=5.0×reo-0.228=5.0×（4.343×103）-0.228=0.741管子為正三角形排列f=0.5p1=f·fo·nc（ nb+1）·u2o/2p1=0.5

33、×0.741×8.52×(1+1)×1.496×2.062/2=19.7papo=p1·fs·ns=19.7×1×1=19.7pa（<100 kpa）計算結果表明，管程和殼程的壓降均能滿足條件（3）核算總傳熱系數(shù)管程對流傳熱系數(shù)cp=（c乙醇+c水 ）/ 2 = 3.58 kj/(kg·)k=0.5×(0.148+0.6625)=0.405 w/(m·)m=6.71×10-4 pa·s w/(m2·)殼程對流傳熱系數(shù) =2112.5 w/(

34、m·)污垢熱阻由表查得：rso=0.859×10-4 ( )/wrsi=1.7197×10-4( )/w總傳熱系數(shù)k:k=670.66 w/(m·)dm=(do-di)/ln(do/di)=0.01692m =1/1.66×10-3即 ko=837w/(m2·)由于 (ko k)/k=（837-670.66）/ 670.66= 24.8% 故所選的換熱器是合適的 （4）接管管程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u=2m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5、=(4×8744.51/3.14×2×861

35、.72×3600)0.5=0.042m，查出do=50mm,b=3mm,di=42mm，因為u=v/ao=(4×8744.51)/(3.14×3600×861.72×0.0422)=2.04m/s( 1m/s <u <3m/s) 符合所以，標準接管內徑為42mm。殼程流體進口接管，取接管內流體流速為：u=30 m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(891.27×4)/(3.14×3600×1.469×30)=0.085m，查出do=95mm,b=5.0mm,di=85mm，因為u=v/

36、ao=(891.27×4)/(3.14×3600×1.469×0.0852)=29.7m/s( 20m/s <u <40m/s) 符合 所以，標準接管內徑為40mm殼程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u=2.0 m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(891.27×4)/(3.14×3600×934.8×2)=0.013m，查出do=15mm,b=1.0mm,di=13mm，因為u=v/ao=(891.27×4)/(3.14×3600×934.8×0.0

37、132)=1.996m/s( 1m/s <u <3m/s) 符合 所以，標準接管內徑為13mm。2.2 全凝器的工藝計算（1） 估算傳熱面積，初選換熱器型號熱流體：以純蒸汽（92%）冷流體：冷卻水 （15）基本物性數(shù)據(jù)的查取92%乙醇蒸汽的定性溫度 78.3 冷卻水的定性溫度 （15+35）/2 =25物性參數(shù)：名稱密度kg/m3定壓比熱cpkj/(kg·)導熱系kw/(m·)粘度pa·s汽化熱rkj/kg乙醇液78.3736.7750.15324.4×10-4846乙醇氣體78.31.62481.80460.0221.038×10

38、-5850水78.3972.8174.1950.67453.565×10-4水蒸汽78.30.29290.62281.1535×10-52307.8冷卻水20998.24.830.5989100.5×10-5熱負荷計算rm =92%×850 + 8%×2307.8=966.7 kj/kgwh=l+d=4722.2784+9444.5568=14167kg/hq= w* rm = 14167×966.7×103/3600=3804.2×103w由 q=wccpc ( t2 - t1) 得wc=qh/cpc ( t2

39、- t1)=3804.2×103/4.183×103×（35-15）=45.47kg/s =163699.73 kg/h確定流體的流徑設計任務的熱流體為乙醇蒸汽，冷流體為冷卻水，為使乙醇蒸汽通過殼壁面向空氣中散熱從而提高冷卻效果，所以令乙醇蒸汽走殼層，冷卻水走管程。計算平均溫度差暫按單殼程雙管程考慮，先求逆流平均溫度差 乙醇蒸汽 t1=78.3 t2 =78.3 冷卻水 t2=20 t1=15 t 58.3 63.3tm =（63.3-58.3）/ln（63.3/58.3）=60.8 （50<tm<70,接近，需加膨脹節(jié)）計算r：r=(t1-t2)/(

40、t2-t1)=0 無需校正tm。選k值，估算傳熱面積取k=600w/(m2·)s=q/(k·tm )=3804.2×103/（600×60.8）=120.5m2初選換熱器型號 由于兩流體溫差接近50，可選用帶有熱膨脹節(jié)的固定管板式換熱器，初選換熱器型號為：g273-2.5-4.4主要參數(shù)如下：外殼直徑700mm公稱壓力2.5mpa公稱面積122.6 m2管子尺寸25×2.5管子數(shù)355管長4.5 m管中心距32mm管程數(shù)np1管子排列方式正三角形管程流通面積0.1115m2實際換熱面積：so=ndo (l-0.1)=355×3.14&

41、#215;0.025×(4.5-0.1)=122.617m2采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為：ko=q/ (so·tm )= 3804.2×103 /（122.617×52.6）=589.83w/(m2·)（2）接管管程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u=2m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(4×45.47/3.14×2×998.5)0.5 =0.170m，查出do=190mm,b=10mm,di=170mm，因為u=4v/d2=(144459×4)/(3.14×9

42、98.5×0.0172)=1.999 m/s ( 1m/s <u <3m/s)所以，標準接管內徑為190mm殼程流體進口接管，取接管內流體流速為：u=30 m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(4×14167/3.14×30×1.6248×3600)0.5 =0.3206m查出do=345mm,b=10mm,di=325mm因為u=4v/d2=(14167×4)/(3.14×1.6248×3600×0.3252)=29.2m/s( 20m/s <u <40m/s)所以，標準

43、接管內徑為325mm。殼程流體出口接管，取接管內流體流速為：u=2.0 m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(4×14167/3.14×2×752.5×3600)0.5 =0.058m，查出do=68mm,b=5mm,di=58mm，因為u=v/ao=(14167×4)/(3.14×3600×752.5×0.0582)=1.98m/s( 1m/s <u <3m/s)所以，標準接管內徑為58mm。2.3 塔頂冷卻器的工藝計算（1）估算傳熱面積，初選換熱器型號熱流體：含乙醇為92%的乙醇液體 冷流體

44、：冷卻水（15）基本物性數(shù)據(jù)的查取乙醇液的定性溫度 （78.3+25）/ 2=51.65冷卻水的定性溫度 （35+15）/ 2 =25物性參數(shù)：名稱密度kg/m3定壓比熱cpkj/(kg·)導熱系kw/(m·)粘度pa·s汽化熱rkj/kg乙醇液56.657602910.1646.67×10-4水56.65985.54.1770.65564.96×10-42500冷卻水20998.54.1830.58981005×10-5熱負荷計算cpm=92%c乙醇+8%c水 =3.186 kj/(kg·)q=whcpm(t1-t2) =

45、4722.28×3.186×(78.3-35)3600=180960 wq=whcpm(t1-t2)= wccpm(t2-t1)所以冷卻水耗量： wc=q/cpc ( t2 - t1) = 180960/4.183×103×15 =2.88 kg/s = 10383kg/h確定流體的流徑設計任務的熱流體為乙醇液體，冷流體為冷卻水，為使乙醇液體通過管壁面向空氣中散熱提高冷卻效果，所以令乙醇液體走殼程，冷卻水走管程。計算平均溫度差暫按單殼程雙管程考慮，先求逆流平均溫度差 乙醇蒸汽 t1=78.3 t2=35 冷卻水 t2=30 t1=25 t 48.3 10

46、tm =（48.3-20）/ln（48.3/20）=28.52計算r：r=(t1-t2)/(t2-t1)=(78.3-35)/(30-25)=3.55 p=(t1-t2)/(tt1-t1)= (30-25)/(78.3-25)=0.09由教材4-19圖查得 =tm* =28.52×0.9=25.67選k值，估算傳熱面積取k=380 w/(m2·)s=q/(k·tm )=180960 /（380×25.67）=18.6m2初選換熱器型號 由于兩流體溫差小于50，可選用普通的固定管板式換熱器，初選換熱器型號為：g700 -4.0-13.8主要參數(shù)如下：外殼直

47、徑dn400mm公稱壓力pn2.5mpa公稱面積18.8m2管子尺寸19×2管子數(shù)108管長3m管中心距32mm管程數(shù)np4管子排列方式正三角形管程流通面積0.0008 m2實際換熱面積：so=ndl=108×3.14×0.025×2.9=24.5862 m2采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為：ko=q/ (so·tm )= 180960/（24.5862×25.67）=286.72w/(m2·)（2）接管管程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u=2.0 m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(4

48、15;2.88/ (3.14×2×998.5)0.5=0.04m，查出do=45mm,b=2.5mm,di=40mm，因為u=v/ao=(10383×4)/(3.14×998.5×3600×0.042)=2.30m/s ( 1m/s <u <3m/s)所以，標準接管內徑為40mm。殼程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u=2 m/s，則接管內徑為d=(4v/u)0.5=(4×2.88/ (3.14×2×998.5)0.5=0.043m，查出do=49mm,b=2mm,di=45mm，因為u=v/ao=(4722.28×4)/(3.14×752.5×0.0452)=1.10m/s ( 1m/s <u <3m/s)所以，標準接管內徑為45mm。備注：d=115.3kg/hf=8744.5144kg/hw=222.76kg/hqh=538278wtm=74.8so=10.73m2k=670.66w/(m2·)m=861.72kg/m3m=6.71×10-4 pa·sui=0.53