年产3.5万吨酒精精馏系统换热器项目设计方案.doc

1 年产年产 3 53 5 万吨酒精精馏系统换热器项目万吨酒精精馏系统换热器项目 设计方案设计方案 第一章 换热系统的流程方案的确定 1 1 换热系统的流程方案的设计 进行换热器的设计 第一步应根据酒精精馏的工艺要求确定换热系统的流 程方案 第二步根据酒精的产量及酒精与水的质量分数 原料液的质量分数 年产量的工作时间 进行物料衡算 得到流量数据 第三步确定所选换热器中 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在地需的传热面 积 进行传热系数的核算及确定 最后并确定换热器的工艺尺寸选用适当类型 的换热器 流程方案的初步设计中 考虑使用塔底残液的废热来预热原料液 达到废 热再利用的效果 实现节能减排 本次换热系统为精馏系统的换热设备 包括原料预热器 塔顶全凝器 塔 顶产品冷却器 塔底再沸器 塔底残液冷却器 对原料预热器 塔顶冷却器和 塔顶产品冷凝器进行精算 塔底残液冷却器塔底再沸器 只作初算 1 2 换热器设计方案的确定 1 2 1 换热器类型的选择 对于所选择的换热器 应尽量满足以下要求 具有较高的传热效率 较低 的压力降 重量轻且能承受操作压力 有可靠的使用寿命 产品质量高 操作 安全可靠 所使用的材料与过程流体相容 设计计算方便 制造简单 安装容 易 易于维护与维修 在实际选型中 这些选择原则往往是相互矛盾 相互制约的 在具体选型 时 我们需要抓住实际工况下最重要的影响因素或者说是所需换热器要满足的 最主要目的 解决主要矛盾 本文中两流体温差介于 50 和 70 之间的选择带补偿圈的固定管板式换热 器 小于 50 的选择固定管板式换热器 根据制定的流程方案 可选择带补偿圈的和不带补偿圈的固定管板式换热 器 此类换热器的结构简单 价格低廉 宜处理两流体温差 50 到 70 且壳方 流体较清洁及不宜结垢的物料 流体压强不高于 600Kpa 的情况 2 1 2 2 固定管板式换热器结构的确定 固定管板式换热器由管板 壳体 封头等组成 固定管板式换热器最容易 出现的故障就是管子和管板连接部分泄漏 所以必须注意固定管板式换热器的 连接方法和质量 固定管板式换热器主要分为管程和壳程两大部分 1 2 2 1 管程结构 换热器管程由换热管 管板 封头或管箱组成 1 换热管布置和排列间距 管束的多少和长短由传热面积的大小和换热器结构来决定 它的材质选择 主要考虑传热效果 耐腐蚀性能 可焊性等 常用管径和壁厚有 19 2 25 2 5 等 管长有 1500mm 2000mm 和 3000mm 材料有普碳钢或不 锈钢等 在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下 采用 19mm 2mm 直 径的管子更为合理 这次用到的换热器的压力不大 换热器中流体没有腐蚀性 所以选择 25 2 5 mm 碳钢管 本次设计采用 25 2 5 mm 无缝钢管 换热管管板上的排列方式有正方形直列 正三角形排列 同心圆排列 正 三角形排列比较紧凑 管板利用率高 管外流体湍动程度高 对流传热系数大 但管外清洗较困难 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 本次设计选择正三角形的排列方式 2 管子与管板及其连接方式的选择 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 列管式换热器管板是用来固定管束连接壳体和端盖的一个圆形厚板 它的受力 关系比较复杂 厚度计算应根据我国 钢制压力容器设计规定 进行 一般采 用 20 到 30 个毫米的 管板与管子的连接可胀接 焊接和胀焊并用 焊接法应用广泛 这次用到 的换热器内流体温度不高 压力不大 所以选择焊接的方式连接管子和管板 3 封头 管箱的确定 列管式换热器管箱即换热器的端盖 也叫分配室 用以分配液体和起封头 的作用 压力较低时可采用平盖 压力较高时则采用凸形盖 用法兰与管板连 接 检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换 3 1 2 2 2 壳程结构 壳程内的结构 主要由折流板 支承板 纵向隔板及缓冲板等元件组成 1 换热器壳体的确定 根据管间压力 直径大小和温差力决定它的壁厚 由介质的腐蚀情况决定 它的材质 直径小于 400mm 的壳体通常用钢管制成 大于 400mm 的用钢板卷焊 而成 根据工作温度选择壳体材料 有防腐要求时 大多考虑使用复合金属板 2 列管式换热器折流板的作用是 增强流体在管间流动的湍流程度 增大传热 系数 提高传热效率 同时它还起支撑管束的作用 这次设计中的原料预热器 和塔顶全凝器的壳程走的是蒸汽所以不安装折流板 1 2 3 流体流动空间的选择 在列管式换热器的设计计算过程中 需要预先确定哪一种流体走管程 那 种流体走壳程 成为流体流动空间的选择 影响选择结果的因素很多 主要从 以下三方面考虑 1 传热效果 1 粘度大的流体或流量小的流体宜走管程 将两流体中热阻较大的一方安 排在壳程 可提高对流传热系数 强化传热 2 待冷却的流体宜走壳程 便于传热 2 设备结构 高压的流体 腐蚀性的流体宜在管内流过 3 清洗方便 不洁净的或易结垢的流体宜走管程 便于清洗管子 饱和蒸汽一般通入壳 程以便于及时排除冷凝液 且蒸汽较洁净 壳程可不必清洗 1 2 4 流体流速的选择 增加流体在换热器中的流速 将加大对流传热系数 减少污垢在管子表面 上沉积的可能性 即降低了污垢热阻 使总传热系数增大 从而可减小换热器 的传热面积 但是流速增加 又使流体阻力增大 动力消耗就增多 因此 应 选择适当流速 下表列出工业一般采用的流体流速范围 表 1 1 工业一般流体流速 4 液体的种类一般液体易结垢液体气体 流速 m s 管程 壳程 0 5 3 0 0 2 1 5 1 0 0 5 5 0 30 3 0 15 1 2 5 流体进出口温度的确定 为了节省水 可提高水的出口温度 但传热面积就需要加大 为了减小传 热面积 则要增加水量 设计时可采取冷却水两端温差为 8 10 缺水地区 选用较大的温度差 水源丰富地区选用较小的温度差 对于热流体的温差可根 据工艺要求计算 1 2 6 接管的确定 接管的选择与流体的流速和流量有关 冷凝器的管程进出口接管直径通常 直径较大采用热轧无缝钢管 管壁较厚 壳程流体出口接管选择冷轧无缝钢管 这次设计的为酒精精馏换热器 压力 流量都不大 所选接管的壁厚也不大 1 2 7 管程和壳程数的确定 当管内流体流量较小时 会使管内流速较低 对流传热系数较小 为了提 高管内流速 可采用多管程 但是程数过多 将导致管程流体阻力增加 面积 的利用率也降低 这次采用单壳程多管程 2 4 固定管板式换热器 1 3 固定管板式换热器的设计计算 1 3 1 设计计算步骤 1 3 1 1 系统物料衡算 根据产量要求 计算换热系统的原料量 产品量 再进一步确定所需计算 的换热器 逐步进行换热器的选用 1 3 1 2 选用换热器 1 热负荷的计算 冷却介质用量的计算或加热介质用量的计算 2 平均温度差的计算 当两侧流体均为变温传热时 应进行温度差的校正 3 流动空间的选择 4 初估总传热系数 计算换热面积 初选换热器 1 3 1 3 核算总传热系数 5 计算管程 壳程对流传热系数 确定污垢热阻 在计算总传热系数 K计 比 较 K计和 K选 若 则初选的设备合格 否则需另 25 10 KKK 设 K选值 重复以上计算步骤 1 3 1 4 计算管 壳程压强降 计算出选设备的管 壳程流体的压强降 如超过工艺允许的范围 要调整 流速 再确定管程数 或选择另一规格的换热器 重新计算压强降直至满足要 求为止 1 3 1 5 接管尺寸计算 1 3 2 传热计算的主要公式 1 3 2 1 传热速率方程式及相关计算公式 m tKSQ 式中 Q 传热速率 即热负荷 W K 总传热系数 W m2 S 与 K 值对应的换热器传热面积 m2 平均温度差 m t 1 热负荷 传热速率 Q 无相变传热 t tCW T TCWQ pccphh1221 相变传热 蒸汽冷凝且冷凝液在饱和温度下离开换热器 1221 ttCWTTCWQ pccphh 式中 W 流体的质量流量 kg h Cp 流体的平均定压比热容 J kg T 热流体的温度 t 冷流体的温度 r 饱和蒸气的冷凝潜热 kJ kg 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 平均温度差 tm 一侧恒温 逆流与并流的平均温差相等 两侧变温 平均温差用逆流平均温差校正 6 温差校正系数 其中T RPfT 21 12 TT tt P 12 21 tt TT R 3 总传热系数 K 初选换热器时 应根据所要设计的换热器的具体操作物流选取 K 的经验数 值 选定的 K 的经验值为 K选 确定了选用的换热器后 需要对换热器的总传热系数 K 进行核算 总传热 系数 K 的计算按下列公式 o so m o i o si ii o o h R kd bd d d R dh d K 1 1 式中 基于换热器外表面积的总传热系数 o K 2 mw 分别为管外及管内的对流传热系数 io hh 2 mw 一分别为管外侧及管内侧表面上的污垢热阻 siso RR wm 2 分别为换热器列管的外径 内径及平均直径 mio ddd m 列管管壁厚度 bm 4 对流传热系数 1 对于低粘度流体 小于或等于 2 倍常温水的粘度 n i n u d N PrRe 023 0 PrRe023 0 8 0 8 0 当流体被加热时 0 4n 当流体被冷却时 0 3n 式中 分别为流体的密度和粘度 sPamkg 3 分别为流体的导热系数和比热容 P C kgJmw 管内流速 usm 列管内径 dm 应用范围 Re l0000 Pr 0 7 160 管长与管径之比 L d 60 若 L d 60 可将上式算出的 乘以 7 01 Ld 特征尺寸 管内径 d m 7 定性温度 取流体进 出口温度的算术平均值 2 蒸汽在水平管束上冷凝时的冷凝传热系数 若蒸汽在水平管束上冷凝 用下式计算冷凝传热系数 4 1 3 2 32 725 0 tdn gr h oc o 式中 冷凝液的导热系数 w m 冷凝液的密度 kg m3 冷凝液的粘度 Pa s 饱和蒸汽的冷凝潜热 kJ kg t 蒸汽的饱和温度与壁温之差 此处取 ws ttt 5 t nc 水平管束在垂直列上的管数 4 75 0 17 75 0 2 75 0 1 1721 nnn nnn nc 5 换热器实际传热面积 根据选定换热器的管径 管长和管数可计算所选换热器的实际传热面积 Sp nLdSp06 0 0 实际传热面积应该比所需传热面积大一些 称为面积裕度 一般面积裕度 控制在 10 30 比较合适 1 3 2 2 计算流体压降的主要公式 一般说来 流经列管式换热器允许的压强降 液体为 10 100 kPa 气体 为 1 10 kPa 左右 1 管程压力降 psti NNFPPP 21 2 2 1 u d L P 2 2 2 u P 直管中因摩擦阻力引起的压力降 Pa 1 P 8 2 P 回弯管中因摩擦阻力引起的压力降 Pa t F 结垢校正系数 无因次 25 2 5mm 的换热管取 1 4 19 2mm 的换热管取 1 5 S N 串联的壳程数 p N 管程数 阻力系数 列管换热器管内 3 2 壳程压力降 so NFPPP t 2 1 2 1 2 1 o sco u NnFfP 2 2 5 3 2 2 o B u D B NP Nn RRf c eeo 1 1 5000 5 228 0 1 P 流体横过管束的压力降 Pa 2 P 流体流过折流挡板缺口的压力降 Pa s F 结垢校正系数 无因次 对液体 取 1 15 对气体 取 1 0 管子排列方式对压力降的校正系数 三角形排列 F 0 5 正方形排 F 列 F 0 3 正方形错列 F 0 4 o f 壳程流体的摩擦系数 c n 横过管束中心线的管数 折流挡板间距 m B 壳体直径 m D B N 折流挡板数目 o u 按壳程流通面积 So 计算的流速 m s 9 第二章 设计的工艺计算 2 1 全塔物料衡算 根据设计要求可知 塔顶产品酒精的质量 D 3 5 万吨 乙醇的质量分数 XD 0 92 精馏原料粗乙醇的质量分数 XF 0 5 塔底残液乙醇的质量分数 XW 0 005 hKgD 4861 30024 105 3 7 由 WDF XWXDXF WDF 求得 hkgF hkgW 5 8985 5 4124 回流比 2 R 所以 hkgDDLV 46 1 486133 2 2 预热器的设计和计算 2 2 1 确定设计方案 1 选择换热器的类型 换热器中两流体温度差不大 壳程压力较小 故可选择固定管板式换热器 2 流动空间和管材的选用 设计任务的热流体为水蒸汽 冷流体为原料液乙醇 由于蒸汽比较干净不 易结垢 所以蒸汽走壳程以便于及时排除冷凝液 原料液中可能含有杂质 易 10 结垢 而粘度大 流量较小的原料液中的水为易结垢液体 所以原料液走管程 便于清洗管子 此外还可以提高流速以增大其对流传热系数 蒸汽的温度大于 原料液的温度 蒸汽走壳程 原料液走管程 有利于减小管子和壳体因受热不 同而产生的热应力 因此 为使原料液出口温度达到泡点 令蒸汽走壳程 原 料液走管程 因碳钢管价格低强度好 预热器中的流体没有腐蚀性 所以选用碳钢管 2 2 2 根据定性温度确定物性参数 塔底釜残液的热量来先预热热原料液 残液 热流体 99 3 35 原料液 冷流体 20 2112 TTWCttFCQ phpc 求得 7 55 2 t 热流体 133 3 133 3 定性温度为 绝对压力 oCoC 133 3T oC 0 3MPa 冷流体 55 7 81 9 定性温度为 oCoC 8 68 2 9 81 7 55 T oC 根据定性温度分别查取的物性参数如下 表 2 1 预热器内原料物性参数 名 称 密度 Kg m3 定压比热 Cp kJ Kg 导热系数 W m 粘度 Pa s 汽化热 r kJ kg 乙醇液 68 8 水 68 8 水 133 3 水蒸汽 133 3 764 977 8 932 01 1 65 2 73 4 17 4 2681 0 15 0 67 0 6837 0 0292 7 0 10 4 4 2 10 4 2 0722 10 4 1 342 10 5 2168 1 2 2 3 换热器的衡算 11 原料预热器的工艺计算备注 1 估算传热面积 初换热器 1 热负荷的计算 hKJCPC 45 3 17 4 73 2 5 0 hJ Q ttCW PCC 1073 3 7 55 9 813450 5 4124 8 21 WQ 5 8 1004 1 3600 1073 3 2 蒸汽的消耗量 12 ttCWrWQ PCch hKg r Q Wh 1072 1 1 2168 1073 3 5 8 3 计算平均温度差 一侧恒温 求逆流时的平均温度差 蒸汽 T 133 3 133 3 原料液 T 55 7 81 9 T 77 6 51 4 6 63 4 51 6 77 ln 4 51 6 77 ln t 1 2 12 t t t tm 初选 K 估算传热面积 参照 换热器 1 取 K选 820 M2 传热面积 S 2 5 32 4 6 63820 1004 1 t m K Q S m 5 初选换热器型号 由于两流体温差大于 50 小于 70 可选用带有补 偿圈的固定管板式换热器 根据固定管板式换热器的系列 标准 初选的固定管板式换热器型号为 JB T 4715 92 主要参数如下 表 2 2 列管参数 hkgF hkgW 5 8985 5 4124 W hJQ 5 8 1004 1 1073 3 hKg W 1072 1 5 h 6 63 m t 2 32 4 mS 冷热流体温度差 为 63 52 介 于 50 和 70 可选用带有补偿 圈的固定管板式 12 公称直径 mm 325 管子尺寸 mm 19 管子数 n 管中心距 mm 管子排列方式 68 25 正三角形 管长 L mm 管程数 Np 管程流通面积 m2 2000 4 0 0030 实际换热面积 SO 2 87 7 06 0 2 019 0 14 3 68 06 0 mLdnS oO 采用此换热面积的换热器 则要求过程的总传热系数 为 07 451 6 6387 7 1026 2 2 5 kmW Q K tS mO O 2 核算压降 1 管程压降 psti NNFPPP 21 其中 1 5 t F 1 S N4 P N 3 sPa lxl mkg ww igimg m BBAAm 4 m 3 1042 5 78 857 1 平均黏度 管程流速 sm A W u C i 96 0 003 0 07 451 69 8985 im 雷诺数 10000 湍流 4 4 103 2 1042 5 78 85796 0 015 0 Re i ii i ud 对于无缝钢管 取管壁绝对粗糙度 0 1MM 2 所以相对 粗糙度 0 1 0 0067 15 i d 由 食品工程原理 2 书的 关系图中可查得 Re 换热器 换热器型号为 JB T 4715 92 2 o 87 7 Sm m 07 451 2 kWKo smui 96 0 4 103 2Re i 13 0 0353 Pa uL P i i 17 1899 2 96 078 857 015 0 2 0353 0 2d 2 2 1 KPaPaP Pa u P i i 5012 18658415 1 52 121017 1899 52 1210 2 96 0 78 857 3 2 3 2 2 2 2 壳程压降 so NFPPP t 2 1 其中 1 15 气体 1 t F s N 2 1 2 1 o sco u NnFfP 2 2 5 3 2 2 o B u D B NP 因管子排列方式为正三角形 所以 5 0 F 07 9681 11 1 5000 5 228 0 Nn RRf c eeo 壳程流通面积 22222 064 0 019 0 68324 0 4 14 3 4 mndDA oO 壳程流速 sm A V u O S o 99 0 3600064 0 65 1 99 374 雷诺数 此时 4 5 2 1009 4 1034 1 65 1 99 0 019 0 Re oo o ud KPaP f oo 27 3 2 99 0 65 1 11 07 9 44 0 5 0 44 0 1009 4 0 5Re0 5 2 1 228 0 4 228 0 因壳程通过的是水蒸汽 故不需加折流挡板 即 NB 0 因 PaPi 4 1087 1 079 c n 1 82 o um s 4 1009 4 Re o 0 44 o f KPaP O 76 3 14 此 0 2 P KPaP O 76 3 115 1 027 3 计算结果表明 管程和壳程的压降均能满足设计要求 3 核算总传热系数 1 管程对流传热系数 i mWa ii 41 0 67 015 0 5 0 10000 4 1030 2Re i 68 4 4 0 104 51045 3 Pr 43 k cp i 对于低粘度流体 4 08 0 PrRe 023 0 ii i i d 所以 74 359768 4 1030 2 015 0 41 0 023 0 24 08 04 kmW 2 壳程对流传热系数 o 若蒸汽在水平管束上冷凝 用下式计算冷凝传热系数 4 1 3 2 32 725 0 tdn gr oc o 式中均为水在 133 3 时液体的物性参数 为 r 水在 133 3 下的汽化热 60 3574 7 40019 0103 107 9 68 0 81 9 01 93210 1 2168 725 0 2 4 1 5 3 2 323 kmW o 3 污垢热阻 根据 化工原理课程设计 3 书中的附录二十查得管内 外侧污垢热阻分别为 74 3597 2 kmW 15 W mRsi 107197 1 24 W mRso 10859 0 24 4 总传热系数 K MM 19 15 16 92 19 ln 15 m d 1 1 ooo io iiimo K ddb d RsRs ddd 72 1015 59 3574 1 106 8 92 163 45 19002 0 15 19 107 1 1574 3597 19 1 54 K 即 K计 1015 72 2 mW 27 1972 1015 82072 1015 计选计 KKK 故所选择的换热器是合适的 设计结果 选用固定管板式换热器 型号 JB T 4715 92 4 接管的选择 1 管程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小 选择原料液进出接管 的流速为 则接管内径为smu 2 m u V d s 043 0 360078 857214 3 69 898544 根据 食品工程原理 2 附录 7 的热轧无缝钢管的标准规 格选择规格为 57 5 DI 50 0 047m 核算流速 sm d V u i S 68 1 360078 857047 0 14 3 69 898544 22 故选择的接管规格合适 2 壳程流体进口接管的选择 根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小 选择水蒸汽进入接 2 72 1015mWK计 27 19 计选计 KKK 管程流体进出口 接管选择规格为 57MM 5M 的热 轧无缝钢管 16 管时的蒸汽的流速为 则接管内径为smu 27 m u V d s 055 0 360065 1 2714 3 37544 根据 食品工程原理 2 附录 7 热轧无缝钢管的标准 规格选择规格为 63 5MM 4MM DI 55 5MM 0 0555M 核算流速 sm d V u i S 11 26 360065 1 0555 0 14 3 37544 22 故选择的接管规格合适 3 壳程流体出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小 选择冷凝液流出接管时 的流速为 则接管内径为smu 1 m u V d s 012 0 360001 932114 3 37544 根据 食品工程原理 2 附录 7 的冷轧无缝钢管的标准规 格选择规格为 16MM 0 3MM DI 15 4MM 0 0154M 核流速 sm d V u i S 60 0 360001 932154 0 14 3 37544 22 故选择的接管规格合适 壳程流体进口接 管选择规格为 63 5MM 4MM 的热轧无缝钢管 壳程流体出口接 管选择规格为 16MM 0 3M 的 冷轧无缝钢管 2 3 塔顶冷凝器的设计和计算 2 3 1 确定设计方案 1 选择换热器的类型 全凝器是把 78 3 的含乙醇 92 的蒸汽冷凝为 78 3 的的饱和液体 冷却 水的进口温度是 15 由于呼和浩特地区是缺水地区 所以选择冷却水的出口 温度为 30 全凝器中两种流体温度变化不大 50 70 选择带补偿圈 的固定管板式换热器 2 流动空间和管材的选用 由于蒸汽是热流体且比较干净不易结垢 蒸汽走壳程便于散热 可提高 17 冷却效果 不必清洗管子而且便于及时排除冷凝液 粘度大 流量较小的冷却 水易结垢走管程便于清洗管子 此外还可以提高流速以增大其对流传热系数 所以 蒸汽走壳程 冷却水走管程 2 3 2 根据定性温度确定物性参数 热流体 T 78 3 78 3 冷流体 t 15 30 t 63 3 48 3 冷流体的定性温度为 1530 22 5 2 tC 热流体的定性温度为 T 78 3 根据定性温度分别查取的物性参数如下 表 2 3 塔顶冷凝器内原料物性参数 名 称密度 Kg m3 定压比热 Cp kJ Kg 导热系数 W m 粘度 Pa s 汽化热 r kJ kg 乙醇 78 3 乙醇蒸气 78 3 水 78 3 水蒸气 78 3 冷却水 22 5 736 775 1 6248 927 817 0 2752 998 2 3 84 1 8046 4 1956 4 183 0 1532 0 022 0 6689 0 6228 0 5989 4 4 10 4 1 0381 10 5 3 6202 10 4 1 005 10 3 864 2313 8 2 3 3 塔顶冷凝器换热器的衡算 塔顶冷凝器的工艺计算备注 1 估算传热面积 初选换热器 1 热负荷的计算 hKgV 1045 1 4 hKgV 1045 1 4 18 KgKJr 69 1086 8 231308 0 984 97992 0 QrWh KgKJ 69 1086 8 231308 0 984 97992 0 2 冷却水的消耗量 12 ttCWrWQ pcch c W 12 ttC Q pc hKg 1002 7 153010183 4 104 4 4 3 6 3 计算平均温度差 按单壳程 双管程考虑 一侧恒温 求逆流时的平均温度差 热流体 T 78 3 78 3 冷流体 t 15 30 t 63 3 48 3 21 2 1 63 348 3 55 46 63 3 lnln 48 3 m tt tC t t 4 初选 K 值 估算传热面积 由 换热器 1 取 800 选 K 2 Wmk 传热面积 S 2 6 21 99 6 63800 104 4 t m K Q S m 由于两流体温差为 55 46 50 70 选择带有补偿 圈的固定管板式换热器 根据固定管板式换热器的系列标准 初选的固定管板式换热器型号为 JB T 4715 92 主要参数如下 表 2 4 列管参数 公称直径 mm 700 管子尺寸 mm 25 2 5 管子数 n 管中心距 mm 322 32 管长 L mm 管程数 Np 4500 6 hKgWC 1002 7 4 55 46 m t 800 选 K 2 Wmk 由于两流体温 差为 55 46 50 70 选择带有补偿 圈的固定管板 式换热器 型号为 JB T 4715 92 19 管子排列方式 结垢校正系数 正三角形 1 4 管程流通面积 m2 中心管束 0 0253 21 实际换热面积 SO 2 23 112 06 0 5 4 025 0 14 3 322 06 0 mLdnS oO 21 707 46 5521 99 104 4 2 6 kmW S Q K tm O O 2 核算压降 1 管程压降 12 itsp PPP FN N 其中 1 4 t F 1 S N6 P N 管程流速 sm A W u C i 77 0 0253 0 2 998 69 8985 im 雷诺数 10000 湍 4 3 1053 1 10005 1 2 99877 0 02 0 Re i ii i ud 流 对于无缝钢管壁粗糙度 0 1mm 所以 0 1 0 005 20 i d 由 食品工程原理 2 书的 Re 关系图中可查得 0 035 Pa uL P i i 55 2340 2 77 0 2 998 02 0 5 4 035 0 2d 2 2 1 KPaPaP Pa u P i i 5012 18658614 1 64 89155 2340 64 891 2 77 0 2 998 3 2 3 2 2 2 2 壳程压降 其中 Fs 1 气体 Ns 1 12 oss PPPF N 2 23 112mSO m 21 707 2 kWKo smui 77 0 4 1053 1 Re i 40 4 i PKPa 20 2 1 1 2 o ocB u PFf n N 2 2 2 3 5 2 o B uB PN D 因管子排列方式为正三角形 所以 F 0 5 壳程流通面积 22222 38 0 025 0 3227 0 4 14 3 4 mndDA oO sPa lxl mkg ww igimg m BBAAm 5 m 3 10052 1 166 1 1 平均黏度 壳程流速 sm A V u O S o 01 9 360038 0 166 1 1046 1 4 雷诺数 4 5 2 1052 2 10052 1 166 1 01 9 025 0 Re oo o ud 4 10 74 193221 11 1 500496 0 1052 2 50 5 228 04 228 0 Nn R Rf c e eo 2 1 1 2 o ocB u PFf n N Pa73 427 2 01 9 166 1 1174 19496 0 5 0 2 加挡板 对数 间距 壳径2n 0 6Bm 0 8Dm Pa D B NP B 59 96 2 01 9166 1 8 0 6 02 5 3 2 2 2 5 3 22 2 2 38 0 mAO 496 0 o f 74 19 c n 21 12 otsp PPP FN N Pa05 797614 1 59 9673 427 计算结果表明 管程和壳程的压降均能满足设计要求 3 核算总传热系数 1 管程对流传热系数 i 4 1053 1 Re i 5 1 4 0 104 5102446 Pr 43 k cp i 对于低粘度流体 4 08 0 PrRe 023 0 ii i i d 所以 06 18095 1 1053 1 02 0 5989 0 023 0 24 08 04 kmW 2 壳程对流传热系数 o 若蒸汽在水平管束上冷凝 用下式计算冷凝传热系数 4 1 3 2 32 725 0 tdn gr oc o 式中 均为蒸汽在 78 3 时液体的物性参数 为 r 蒸汽在 78 3 下的汽化热 1094 1 3 63025 0 10005 174 19 5989 081 9 2 9981069 1086 725 0 25 4 1 3 3 2 323 kmW o 3 污垢热阻 根据 化工流体流动与传热 4 书中的附录二十查得管内 外侧污垢热阻分别为 42 1 7197 10 i RsmkW 42 0 859 10 o RsmkW Pr7 02 i 22 4 总传热系数 K 1 1 ooo io iiimo K ddb d RsRs ddd 35 956 1094 1 1 106 8 40 22 3 45 25002 0 20 25 107 1 2506 3591809 25 1 2 5 54 kmW K 35 16956 800956 计选计 KKK 故所选择的换热器是合适的 设计结果 选用固定管板式换热器 型号 JB T 4715 92 4 接管的选择 1 管程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小 选择原料液进出接管 的流速为 smu 2 则接管内径为m u V d s 0 11 3600998 2214 3 70158 54344 根据 食品工程原理 3 附录 7 的热轧无缝钢管的标准 规格选择规格为 108mm 5mm di 98mm 0 098m 核算流速 sm d V u i S 59 2 3600 2 998098 0 14 3 543 7015844 22 故选择的接管规格合适 2 壳程流体进口接管的选择 根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小 选择水蒸汽进入接管 时的蒸汽的流速为 则接管内径为smu 25 m u V d s 43 0 36001 1662514 3 14583 3344 根据 食品工程原理 3 附录 7 的热轧无缝钢管的标准规格 选择规格为 426mm 10mm 35 16 计选计 KKK 管程流体进出 口接管选择规 格为 108mm 5mm 的热轧无缝钢 管 壳程流体进口 接管选择规格 为 426mm 10mm 的热轧无缝钢 管 23 di 406mm 0 406m 核算流速 sm d V u i S 11 26 3600166 1 406 0 14 3 14583 3344 22 故选择的接管规格合适 3 壳程流体出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小 选择冷凝液流出接管时的 流速为 则接管内径为2 5 um s m u V d s 0 03 3600749 11472514 3 4861 1144 根据 食品工程原理 3 附录 7 的冷轧无缝钢管的标准规格 选择规格为 32mm0 3mm di 31 4mm 0 0314m 核算流速 sm d V u i S 31 2 360011 74903 0 14 3 4861 1144 22 故选择的接管规格合适 壳程流体出口 接管选择规格 为 32mm 0 3mm 的冷轧无缝钢 管 2 4 塔顶冷却器的设计 2 4 1 确定设计方案 1 选择换热器的类型 塔顶冷却器是把 78 3 的含乙醇 92 的饱和液冷却储存 热流体的进口温 度都是 78 3 热流体的出口温度是 35 冷却水的进口温度是 15 出口 温度是 25 冷却器中流体温度差不大 壳里压力是常压 可选择固定管板式换热器 2 确定流体的流经和管材 由于冷却水可能含有渣滓 走管程利于清洗 由于壁面的原因热流体走壳程 有利于提高冷却效果 所以塔顶馏出液走壳程 冷却水走管程 换热器内的流 体没有腐蚀性所以选用碳钢管 可降低设备费 2 4 2 根据定性温度确定物性参数 热流体 T 78 3 35 冷流体 t 25 15 呼和浩特地区水温 15 t 53 3 20 24 热流体的定性温度为 78 335 56 65 2 o TC 冷流体的定性温度为 1525 20 2 o tC 根据定性温度分别查取的物性参数如下 表 2 5 塔顶冷却器原料物性参数 名称密度 Kg m3 定压比热 Cp kJ Kg 导热系数 k W m 粘度 Pa s 汽化热 r kJ kg 冷却水 20 乙醇 56 65 水 56 65 998 2 776 40 984 25 4 183 2 75 4 184 0 5989 0 159 0 65 1 005 10 3 0 61 10 3 489 10 6 572 2 4 3 塔顶冷却器换热器的衡算 塔顶冷却器的工艺计算备注 25 1 估算传热面积 1 热负荷的计算 0 92 2 750 08 4 1842 86 ph CKJ h h4861 11kg h WD 12hph QWCTT W 53 101 67 35 3 78 1086 2 11 4861 2 冷却水消耗量 1221 ttCWTTCWQ pccPhh h4004 19Kg 1525 10183 4 1067 1 3 5 12 TTC Q W PC C 3 计算平均温度差 按单壳程 双管程考虑 一侧恒温 求逆流时的平均温度差 热流体 T 78 3 35 冷流体 t 25 15 t 53 3 20 97 33 20 3 53 ln 20 3 53 ln 1 2 12 t t tt tm 4 初选 K 值 估算传热面积 由表 3 取 670 2 kmWK 选 传热面积 S 2 5 39 7 97 33670 1067 1 t m K Q S m 由于两流体温差为 33 3 选择带有补偿圈的固定管板式 换热器 根据固定管板式换热器的系列标准 初选的固定管板 式换热器型号为 JB T 4715 92 主要参数如下 表 2 6 列管参数 名称参数名称参数 kg h 4861 11 h W WQ 5 1067 1 hKg WC 19 4004 97 33 m t 670 2 kmW K 选 2 86 9 mS 由于两流体 26 公称直径 管子数 n 管中心距 mm 管子排列方式 325mm 68 25 正三角形 管子尺寸 mm 管长 L mm 管程数 Np 管程流通面积 2 m 19 2 0 3000 2 0 0030 实际换热面积 SO 2 86 9 06 0 3 019 0 14 3 68 06 0 mLdnS oO 实际 K 值 37 413 97 3386 9 1067 1 2 5 kmW Q K tS mO O 2 核算压降 1 管程压降 12 itsp PPP FN N 其中 1 5 t F 1 S N2 P N 管程流速 sm A W u C i 37 0 0030 0 2 998 19 4004 im 雷诺数71 5533 10005 1 2 99837 0015 0 Re 3 i ii i ud 对于无缝钢管壁粗糙度 0 1mm 所以0067 0 15 1 0 i d 由 化工流体流动与转热 书的 Re 关系图中可查得 0 0258 Pa uL P i i 29 355 2 37 0 2 998 015 0 3 0258 0 2d 2 2 1 PaP Pa u P i i 1685 57215 1 56 20629 355 56 206 2 37 0 2 998 3 2 3 2 2 2 2 壳程压降 其中 Ft 1 15 气体 Ns 1 StO NFPPP 21 温差为 33 3 选 择固定管板 式换热器 型 号为 JB T 4715 92 smui 37 0 71 5533Re i 27 2 1 1 2 o ocB u PFf n N 2 2 2 3 5 2 o B uB PN D 因管子排列方式为正三角形 所以 F 0 5 壳程流通面积 h 两挡板间的距离 0 05 t 相邻两管的中心距 0 028 23 1022 5 028 0 019 0 1 32505 0 1 mtdhDA oO sPa lxl mkg ww igimg m BBAAm 4 m 3 100032 6 74 789 1 平均黏度 壳程流速 sm A V u O S o 605 0 36001022 5 74 789 1086 4 3 3 雷诺数 31 1373 100032 6 74 789055 0019 0 Re 4 2 oo o ud 07 9681 11 1 50055 031 1373 50 5 228 0 228 0 Nn RRf c eeo 2 1 1 2 o ocB u PFf n N Pa88 876 2 605 0 74 789 120 955 0 5 0 2 加挡板 对数 间距 壳径2n 0 028Bm 0 273Dm 2 057 0mAo 3 74 789mkg m sPa 4 m 100032 6 smuo 605 0 07 9 c n 55 0 o f 28 Pa u D B NP B 74 952 2 605 0 74 789 273 0 028 02 5 3 2 2 2 5 3 22 2 StO NFPPP 21 Pa06 210415 1 74 95288 876 计算结果表明 管程和壳程的压降均能满足设计要求 3 核算总传热系数 1 管程对流传热系数 i 02 7 5989 0 10005 1 10183 4 Pr 33 p i c 对于低粘度流体 4 08 0 PrRe 023 0 ii i i d 所以 1079 2 07 7 71 5533 015 0 5989 0 325 0 244 08 0 kmW i 2 壳程对流传热系数 o 若热流体在水平管束上冷却 用下式计算冷却传热系数 0 027m o o d dt de 42 3 4 2 2 47 137802 7 1051 1 027 0 2782 0 36 0 PrRe36 0 23333 0 55 0 4 3333 0 55 0 kmW de o 3 污垢热阻 根据 化工流体流动与传热 4 书中的附录二十查得管内 外 侧污垢热阻分别为 42 1 7197 10 i RsmkW 42 0 859 10 o RsmkW 4 总传热系数 K 02 7 Pr i 1079 2 2 4 kmW i 99 1568 2 kmW i 29 1 1 ooo io iiimo K ddb d RsRs ddd 09 890 47 1378 1 106 8 92 16 3 45 519002 0 15 19 107 1 151079 2 19 1 2 54 4 kmW K K计 K选 K 计 890 09 670 890 09 24 73 故所选择的换热器是合适的 设计结果 选用固定管板式换热器 型号 JB T 4715 92 4 接管的选择 1 管程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小 选择原料液进出接管的 流速为 smu 8 1 则接管内径为m u V d s 0 028 3600998 28 114 3 4004 195444 根据 食品工程原理 3 附录 7 的热轧无缝钢管的标准规 格选择规格为 38mm 4mm di 30mm 0 030m 核算流速 sm d V u i S 58 1 3600 2 99803 0 14 3 1954 400444 22 故选择的接管规格合适 2 壳程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小 选择待冷却进入接管时流速 为 则接管内径为1 8 um s m u V d s 0 035 3600998 28 114 3 4861 11144 根据热轧无缝钢管的标准规格选择规格为 45mm 5mm di 35mm 0 035m 核算流速 sm d V u i S 78 1 3600 2 998035 0 14 3 111 486144 22 09 890 2 kmW K 73 24 计 KK 管程流体进 出口接管选 择规格为 38mm 4mm 的热轧无缝 钢管 壳程流体进 口接管选择 规格为 42mm 5mm 30 故选择的接管规格合适 热轧无缝钢 管 31 2 5 塔底再沸器工艺粗算 塔底再沸器物料衡算备注 1 估算传热面积 初选换热器型号 热流体 加热蒸汽 冷流体 釜残液 本物性数据的查取 釜残液的定性温度 99 3 C o 加热蒸汽定性温度 133 3 C o 由于釜残液中乙醇含量很低 粗略计算时 可按纯水计算 查得 99 3的水和 133 3的水的汽化热分别为C o C o 和 1 2258 4 rkJ kg 2 2168 1 rkJ kg 热负荷计算 由 和 泡点进料WLV FDW qFLL 得1 qhkmolhKgVV 22 315 1045 1 4 因此 1 181000 3600 Vr Q 所以WQ 6 1056 3 36001000 1000 4 2258100022 31518 蒸汽流量 hKg TC Q W PC h 1091 5 1000 1 2168 36001056 3 3 6 确定流体的流径 设计任务的冷流体为釜残液 热流体为水蒸汽 为提高加热 效果 令釜残液走壳程 蒸汽走管程 hkmol V 22 315 WQ 6 1056 3 hKgWh 1091 5 3 32 2 62 6 塔底冷却器换热器的粗算塔底冷却器换热器的粗算 塔底冷却器的计算备注 热量衡算 1 估算传热面积 1 热负荷的计算 W TTCWQ Ph 5 21h 1012 3 35 3 99 100024 4 3600 4124 58 2 冷却水消耗量 1221 ttCWTTCWQ pccPhh hkg ttC Q W PC C 1013 9 100045 3 2067 55 36001012 3 3 5 21 3 计算平均温度差 按单壳程 双管程考虑 一侧恒温 求逆流时的平均温度差 热流体 残液 温度 T