全凝器的設計

1、課程設計說明書課程名稱： 化工原理課程設計 題 目： 乙醇-水精餾塔頂全凝器設計學生姓名： 學號： 20082171030系 別： 專業(yè)班級： 指導老師： 2010年12月?lián)Q熱器設計任務書班級姓名學號20082171030一、設計題目乙醇水精餾塔頂全凝器的設計二、設計任務及操作條件1、處理能力28800噸/年2.、單位產(chǎn)量 4000kg/h3、設備型式列管式換熱器4、操作條件（1）乙醇蒸汽：入口溫度75，出口溫度65。（2）冷卻介質(zhì)：循環(huán)水，入口溫度25 ，出口溫度 45 。（3）允許壓降：不大于101.3kpa。（4）進料液中含乙醇70%； 塔頂產(chǎn)品中乙醇的含量不低于99.6%； 塔底產(chǎn)品中

2、乙醇的含量不高于0.01%；（5）乙醇蒸汽定性溫度下的物性數(shù)據(jù)： h754.2kg/m3h0.523mPa·Scpc2.64KJ/(Kg·)0.46w/(m·) (5)每年按300天計，每天24小時連續(xù)運行。三、完成設備圖一張。（A3，CAD）目錄1.設計方案簡介41.1確定設計方案4換熱器的選型4流動空間安排、管徑及流速的確定41.2確定流體的定性溫度、物性數(shù)據(jù)42.工藝流程草圖及其說明63.工藝計算及主體設備設計63.1計算總傳熱系數(shù)6計算熱負荷Q6平均傳熱溫差先按純逆流算73.1.3 冷卻水用量73.1.4 計算總傳熱系數(shù)K73.2計算傳熱面積83.3工藝結

3、構尺寸8管程數(shù)和傳熱管數(shù)8傳熱管排列和分程方法9殼體內(nèi)徑9折流板93.4換熱器核算9熱量核算9計算流動阻力114.輔助設備的計算及選型13接管135.換熱器主要結構尺寸和計算結果13表 3換熱器主要結構尺寸和計算結果146. CAD繪制設備附屬圖(見附圖)15結 論16符號說明17參 考 文 獻181.設計方案簡介1.1確定設計方案換熱器的選型兩流體溫度變化情況：塔頂熱流體（乙醇蒸汽）進口溫度75oC，出口溫度65oC。（過程中有相變）根據(jù)南平地區(qū)全年平均溫度，取冷流體（循環(huán)水）進口溫度25oC，而冷卻水的出口溫度一般不高于5060，以避免大量結垢且兩端溫差不小于5C,所以取出口溫度35

4、76;C，該換熱器用循環(huán)冷卻水冷凝，冬季操作時進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。流動空間安排、管徑及流速的確定雖然冷卻水較易結垢，但乙醇易揮發(fā)、易爆炸走殼程不易漏，雖然流速太低將會加快污垢的增長速度使換熱器的熱流量下降，但工業(yè)生產(chǎn)都是先從安全穩(wěn)定角度考慮 的，所以總體考慮冷卻水應該走管程，乙醇蒸汽走殼程冷凝，取管徑為19mmmm的碳鋼管，管內(nèi)流速為0.97m/s。1.2確定流體的定性溫度、物性數(shù)據(jù)根據(jù)精餾塔物料衡算得X=0.991,可知液相中乙醇摩爾分數(shù)占99.1%。表1 乙醇水溶液平衡數(shù)據(jù)表液相中乙醇的摩爾分數(shù)

5、X氣相中乙醇的摩爾分數(shù)y液相中乙醇的摩爾分數(shù)X氣相中乙醇的摩爾分數(shù)y0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6750.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0殼程甲醇蒸汽的定性溫度為 T=70管程冷卻水

6、的定性溫度為 t=30表2 流體物性數(shù)據(jù)物性 流體 乙醇蒸氣70754.20.5232.640.46水30995.70.80074.1740.6182.工藝流程草圖及其說明 乙醇 圖1 冷凝器流程草圖 如圖所示，首先由A設備精餾塔上升的甲醇蒸汽作為進料，從1號接管進入B設備換熱器，再從2號接管流出進入C設備冷凝液儲槽，其中循環(huán)水從3號接管進入再從4號接管出來，到達冷凝液儲槽的冷凝液，一部分作回流液回流，另一部分經(jīng)冷卻后為產(chǎn)品，整個工藝流程大體是這樣。3.工藝計算及主體設備設計3.1計算總傳熱系數(shù)3.1.1計算熱負荷Q因為單位產(chǎn)量是D =4000kg/h Mkg/kmolD=由精餾塔設計計算得最

7、小回流比R，取R=1.5R=0.76，則乙醇蒸汽進量 V=RD+D=1.1487.52+87.52=187.29kmol/h則 W187.29查70時，乙醇r=925KJ /kg （化學化工物性數(shù)據(jù)手冊有機卷）水r=125.7KJ/kg （化工原理上冊）由物料衡算得蒸汽中乙醇占99.1%，水蒸氣占0.9%r=925937.7KJ/kg3.1.2平均傳熱溫差先按純逆流算 3.1.3 冷卻水用量 W3.1.4 計算總傳熱系數(shù)K 要知道傳熱系數(shù)K，首先得計算對流傳熱系數(shù)管程對流傳熱系數(shù)Re=P=0.023殼程傳熱系數(shù)先假定一個殼程對流傳熱系數(shù)污垢熱阻 Rsi=3.44 m2·/W（化工原理

8、課程表2-6）Rso=0 （蒸汽側(cè)熱阻很小可忽略）管壁的導熱系數(shù) =45W/(m·)3.2計算傳熱面積S'=（m2）考慮15%面積裕度，則S=1.15S=1.153.3工藝結構尺寸3.3.1管程數(shù)和傳熱管數(shù)依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)n=（根）按單程管計算，所需的傳熱管長度為L=（m）按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構?，F(xiàn)取傳熱管長l=6m，則該換熱器管程數(shù)為Np=(管程）傳熱管總根數(shù)N=N=2（根）3.3.2傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程內(nèi)均按正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。取管心距t=1.25do，則t=1.25×19=23.7

9、5橫過管束中心線的管數(shù)nc=1.19=1.193.3.3殼體內(nèi)徑采用多管程結構，取管板利用率=0.71，則殼體內(nèi)徑為 D=1.05t =1.05×24 圓整可得D3.3.4折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25×450=112.5，故可取h=113mm取折流板間距B=0.8D B=0.8 圓整得400mm折流板數(shù)NB= =14(塊折流板圓缺面水平裝置。3.4換熱器核算3.4.1熱量核算(1) 對圓缺形折流板，可采用克恩公式o=當量直徑，由正三角形排列得de = (m)殼程流通截面積 So=BD（1-）=0.4×

10、0.45（1-0.792）=0.0037m 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為 uo=（m/s） Reo=0.17普蘭特準數(shù)Pr=黏度校正（）0.141o =0.36× W/(m2·)(2) 管程對流傳熱系數(shù)i=0.023（）Re0.8Pr0.4管程流通截面積Si=0.785×0.015管程流體流速ui=0.97m/s Re=普蘭特準數(shù)P i=0.023× 4743W/(m2·)（3）傳熱系數(shù)K =966W（4）校核有效平均溫差 R=（5）計算傳熱面積SS=（m2）該換熱器的實際傳熱面積SpSp =doL(N-nc）=3.14×0.019（

11、m2）該換熱器的面積裕度為H=×100%=傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務。3.4.2計算流動阻力（1）管程流動阻力 Pi =（P1 + P2 ）FtNsNp Ns =1，Np=2，F(xiàn)t=1.5 P1 =i（）（）,P2 =3（）由Re=1.81，取碳鋼管壁粗糙度，傳熱管相對粗糙度，查莫狄圖得 =0.046W/(m·)，流速 =0.97m/s，=995.7kg/m3 ，所以 P1 =0.046×（）×（）=8619(Pa） P2 =3×=1405(Pa） Pi =(8619+1405)×1.5×2=30072 (P

12、a）<101.3kPa 管程流動阻力在允許范圍之內(nèi)（2）殼程阻力 Po =（P1 '+ P2 '）FsNs Ns =1,Fs=1.0（可凝蒸汽取1.0） 流體流經(jīng)管束的阻力 P1 '=Ffonc(NB+1)（） F=0.5 ， f0=5Re-0.228= 50.543， nc =18（根） ，NB =14，uo =0.86m/s P1 '=0.5×0.543×18×(14+1)×（）=20445（Pa） 流體流過折流板缺口的阻力 P2 '=NB（3.5-)（） h=0.113m, D=0.45m P2 

13、9;=14×（3.5-）×（）=11705（Pa） 總阻力 =20445+11705=32150（Pa）<101.3kPa殼程流動阻力也比較適宜4.輔助設備的計算及選型接管殼程流體進出口接管：取甲醇蒸汽流速為0.95m/s，則接管內(nèi)徑d=（m） 取標準管徑為65mm管程流體進出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速為u=1.5m/s，則接管內(nèi)徑為d=（m） 取標準管徑為85mm5.換熱器主要結構尺寸和計算結果 表 3換熱器主要結構尺寸和計算結果換熱器型式：列管式換熱器工藝參數(shù)流體空間管程殼程物料名稱循環(huán)水甲醇蒸汽操作溫度C 25/3575/65操作壓力Mpa0.10130.101

14、3流體密度kg/m995.7754.2流速m/s0.970.86流量kg/h640808615.34傳熱量kw2240對流傳熱系數(shù)W/47433621總傳熱系數(shù)W/966污垢系數(shù)m0.0003440程數(shù)21阻力壓降Mpa0.0185040.031256使用材料碳鋼碳鋼管子規(guī)格管數(shù)210根管長6000mm管間距mm24排列方式正三角形折流板型式上下間距400切口高度113mm殼體內(nèi)徑mm450換熱面積68.7m6. CAD繪制設備附屬圖(見附圖) 結 論經(jīng)過設計計算，以及相關的核算過程?？梢员容^出所設計的換熱器大致能滿足生產(chǎn)要求。其中在設計時的計算值i=4743W/(m2·)，o=30

15、00W/(m2·)， K=885W/(m2·)與校核所得的i=4743/(m2·)，o=3621W/(m2·)，K=966W/(m2·)都相差不是太大，且換熱器的換熱面積68.7m2也有18.4%的裕量，以及最后流動阻力計算結果都在生產(chǎn)工藝要求的范圍內(nèi)。說明這次的換熱器的設計是可以實現(xiàn)工藝生產(chǎn)的。通過這次的課程設計，我們總結了，在設計中需要認真地計算好每一步，仔細查好每一個設計所需的參數(shù)，需要學會在設計計算中發(fā)現(xiàn)問題，并通過查閱資料和聯(lián)系實際來解決這些問題，并提出自己的見解，要能夠善于前后聯(lián)系，整體上把握好設計的方向?？偟膩碚f，要想設計更好的，

16、更適合工業(yè)化生產(chǎn)的換熱器，那還需要大量查閱資料，不斷積累經(jīng)驗與相關知識。符號說明英文字母B折流板間距，m;C系數(shù)，無量綱；d管徑，m；D換熱器外殼內(nèi)徑，m；f摩擦系數(shù)；F系數(shù)；h圓缺高度；K總傳熱系數(shù)，W/（m·）；L管長，m；m程數(shù)；n指數(shù)； 管數(shù)； 程數(shù)；N管數(shù)； 程數(shù)；NB折流板數(shù)；Nu努賽爾特準數(shù)；P壓力，Pa； 因數(shù)；Pr普蘭特準數(shù)；q熱通量，W/m2；Q傳熱速率，W；r半徑，m；R熱阻，m2·/W 因數(shù)；Re雷諾準數(shù)；S傳熱面積，m2；t冷流體溫度，； 管心距，m；T熱流體溫度，；u流速，m/s；W質(zhì)量流量，kg/s。希臘字母對流傳熱系數(shù)，W/(m·)有限差值；導熱系數(shù)，W/(m·)；粘度，Pa·s；密度，kg/m3；校正系數(shù)。下標i管內(nèi)；m平均；o管外；s污垢參 考 文 獻1柴誠敬，王軍，張纓.化工原理課程設計天津：天津科學技術出版社，20092 匡國柱，史啟才.化工單元過程及設備課程設計