化工原理课程设计-乙醇-水精馏塔顶全凝器设计.doc

此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 课程设计说明书课程设计说明书 课程名称 课程名称 化工原理课程设计化工原理课程设计 题题 目 目 乙醇乙醇 水精馏塔顶全凝器设计水精馏塔顶全凝器设计 学生姓名学生姓名 学号 学号 2008217103020082171030 系系 别 别 专业班级 专业班级 指导老师 指导老师 20102010 年年 1212 月月 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 换热器设计任务书换热器设计任务书 班级班级 姓名姓名 学号学号 20082171030 一 设计题目 乙醇 水精馏塔顶全凝器的设计 二 设计任务及操作条件 1 处理能力 28800 吨 年 2 单位产量 4000kg h 3 设备型式 列管式换热器 4 操作条件 1 乙醇蒸汽 入口温度 75 出口温度 65 2 冷却介质 循环水 入口温度 25 出口温度 45 3 允许压降 不大于 101 3kpa 4 进料液中含乙醇 70 塔顶产品中乙醇的含量不低于 99 6 塔底产品中乙醇的含量不高于 0 01 5 乙醇蒸汽定性温度下的物性数据 h 754 2kg m3 h 0 523mPa S cpc 2 64KJ Kg 0 46w m 5 每年按 300 天计 每天 24 小时连续运行 三 完成设备图一张 A3 CAD 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 目录目录 1 1 设计方案简介设计方案简介 4 4 1 1 确定设计方案 4 1 1 1 换热器的选型 4 1 1 2 流动空间安排 管径及流速的确定 4 1 2 确定流体的定性温度 物性数据 4 2 2 工艺流程草图及其说明工艺流程草图及其说明 6 6 3 3 工艺计算及主体设备设计工艺计算及主体设备设计 6 6 3 1 计算总传热系数 6 3 1 1 计算热负荷 Q 6 3 1 2 平均传热温差先按纯逆流算 7 3 1 3 冷却水用量 7 3 1 4 计算总传热系数 K 7 3 2 计算传热面积 8 3 3 工艺结构尺寸 8 3 3 1 管程数和传热管数 8 3 3 2 传热管排列和分程方法 9 3 3 3 壳体内径 9 3 3 4 折流板 9 3 4 换热器核算 9 3 4 1 热量核算 9 3 4 2 计算流动阻力 11 4 4 辅助设备的计算及选型辅助设备的计算及选型 1313 接管 13 5 5 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果 1313 表 3 换热器主要结构尺寸和计算结果 14 6 6 CADCAD 绘制设备附属图绘制设备附属图 见附图见附图 1515 结结 论论 1616 符号说明符号说明 1717 参 考 文 献 18 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 1 1 设计方案简介设计方案简介 1 11 1确定设计方案确定设计方案 1 1 11 1 1换热器的选型换热器的选型 两流体温度变化情况 塔顶热流体 乙醇蒸汽 进口温度 75oC 出 口温度 65oC 过程中有相变 根据南平地区全年平均温度 取冷流 0 30 体 循环水 进口温度 25oC 而冷却水的出口温度一般不高于 50 60 以避免大量结垢且两端温差不小于 5C 所以取出口温度 35 C 该换热 0 器用循环冷却水冷凝 冬季操作时进口温度会降低 考虑到这一因素 估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大 因此初步确定选用带膨胀 节的固定管板式换热器 1 1 21 1 2流动空间安排 管径及流速的确定流动空间安排 管径及流速的确定 虽然冷却水较易结垢 但乙醇易挥发 易爆炸走壳程不易漏 虽然流 速太低将会加快污垢的增长速度使换热器的热流量下降 但工业生产都 是先从安全稳定角度考虑 的 所以总体考虑冷却水应该走管程 乙醇蒸 汽走壳程冷凝 取管径为19mmmm 的碳钢管 管内流速为 0 97m s 2 1 21 2 确定流体的定性温度 物性数据确定流体的定性温度 物性数据 根据精馏塔物料衡算得 X 0 991 可知液相中乙醇摩尔分数占 99 1 D 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 表 1 乙醇 水溶液平衡数据表 液相中乙醇的摩尔 分数 X 气相中乙醇的摩尔 分数y 液相中乙醇的摩尔 分数 X 气相中乙醇的摩尔 分数y 0 00 00 400 614 0 0040 0530 450 635 0 010 110 500 675 0 020 1750 550 678 0 040 2730 600 698 0 060 340 650 725 0 080 3920 700 755 0 100 430 750 785 0 140 4820 800 82 0 180 5130 850 855 0 200 5250 8940 894 0 250 5510 900 898 0 300 5750 950 942 0 350 5951 01 0 壳程甲醇蒸汽的定性温度为 T 70 7565 2 管程冷却水的定性温度为 t 30 2535 2 表 2 流体物性数据 物性 流体 C 0 温度 3 mkg 密度 smpa 粘度 kg kj Cp 0 C 比热容 m 0C W 导热系数 乙醇蒸气 70754 20 5232 640 46 水 30995 70 80074 1740 618 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 2 工艺流程草图及其说明工艺流程草图及其说明 乙醇乙醇 图 1 冷凝器流程草图 如图所示 首先由 A 设备 精馏塔上升的甲醇蒸汽作为进料 从 1 号接管进入 B 设备 换热器 再从 2 号接管流出进入 C 设备 冷凝液储槽 其中循环水从 3 号接 管进入再从 4 号接管出来 到达冷凝液储槽的冷凝液 一部分作回流液回流 另一 部分经冷却后为产品 整个工艺流程大体是这样 3 3 工艺计算及主体设备设计工艺计算及主体设备设计 3 13 1 计算总传热系数计算总传热系数 3 1 1 计算热负荷计算热负荷Q 因为单位产量是D 4000kg h Mkg kmol D 46 0 991 18 0 00945 7 D 4000 87 52kmol h 45 7 由精馏塔设计计算得最小回流比 R 取 R 1 5R 0 76 76 0 min min 14 1 5 1 则乙醇蒸汽进量 V RD D 1 14 87 52 87 52 187 29kmol h 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 则 W187 29 h 468615 34kg h 查 70时 乙醇 r 925KJ kg 化学化工物性数据手册有机卷 0 C 1 水 r 125 7KJ kg 化工原理上册 2 由物料衡算得蒸汽中乙醇占 99 1 水蒸气占 0 9 r 925937 7KJ kg liiR X 0 9912331 0 009 6 h Qr2 39 937 72 24 10 wW 3 1 23 1 2 平均传热温差先按纯逆流算平均传热温差先按纯逆流算 0 1 t652540C 0 2 t753540C 012 m tt t40C 2 3 1 33 1 3 冷却水用量冷却水用量 Wc 2 Q2240 17 8kg s r125 7 3 1 43 1 4 计算总传热系数计算总传热系数 K K 要知道传热系数 K 首先得计算对流传热系数 01 管程对流传热系数 Re i 4 ii 3 d u0 015 0 97 995 7 1 81 10 0 8007 10 P41 5 618 0 108007 0 1017 4 C 33 p r 0 023 4 0 r 8 0 e i i d 023 0 PR 40 80 420 0 618 1 81 105 414743w mC 0 015 壳程传热系数 先假定一个壳程对流传热系数3000 0 m w 02 C 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 污垢热阻 Rsi 3 44 m2 W 化工原理课程表 2 6 4 10 Rso 0 蒸汽侧热阻很小可忽略 管壁的导热系数 45W m W R K885 154060 19 15 19 000344 0 1745 19002 0 3000 1 1 d d d d d d1 1 ii 0 i 0 si mw 0 0 0 3 23 2 计算传热面积计算传热面积 S m2 6 0 Q2 24 10 63 3 885 40 m Kt 考虑 15 面积裕度 则 S 1 15S 1 15 2 63 373 m 3 33 3 工艺结构尺寸工艺结构尺寸 3 3 13 3 1 管程数和传热管数管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 n 根 2 2 17 8 995 7 105 0 785 0 0150 97 4 i V d u 按单程管计算 所需的传热管长度为 L m 73 11 65 3 14 0 019 105 o S d n 按单程管设计 传热管过长 宜采用多管程结构 现取传热管长 l 6m 则该换热器 管程数为 Np 管程 11 65 2 6 L l 传热管总根数 N N 2 根 n p 210105 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 3 3 23 3 2 传热管排列和分程方法传热管排列和分程方法 采用组合排列法 即每程内均按正三角形排列 隔板两侧采用正方形排列 取 管心距 t 1 25do 则 t 1 25 19 23 75 mm24 横过管束中心线的管数 nc 1 19 1 19N 根 18 2 17210 3 3 33 3 3 壳体内径壳体内径 采用多管程结构 取管板利用率 0 71 则壳体内径为 D 1 05t N 1 05 24mm433 71 0 210 圆整可得 D450mm 3 3 43 3 4 折流板折流板 采用弓形折流板 取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 25 则切去的圆缺高度 为 h 0 25 450 112 5 故可取 h 113mm 取折流板间距 B 0 8D B 0 8 圆整得 400mm360mm450 折流板数 NB 14 块 6000 11 400 传热管长 折流板间距 折流板圆缺面水平装置 3 43 4 换热器核算换热器核算 3 4 13 4 1 热量核算热量核算 1 对圆缺形折流板 可采用克恩公式 块141 400 6000 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 o 0 551 30 14 0 36RePr oo o ew d 当量直径 由正三角形排列得 de m 22 3 4 24 0 02 o o td d 壳程流通截面积 So BD 1 0 4 0 45 1 0 792 0 0037m o d t 2 壳程流体流速及其雷诺数分别为 uo m s 2 39 754 2 0 86 0 0037 Reo 0 17 3 0 014 0 86 754 2 0 523 10 5 10 普兰特准数 Pr 2 64 0 523 3 002 0 46 黏度校正 0 14 1 w o 0 36 W m2 0 551 3 0 46 170003 0023621 0 014 2 管程对流传热系数 i 0 023 Re0 8Pr0 4 i i d 管程流通截面积 Si 0 785 0 015 22 m0185 0 105 管程流体流速 ui 0 97m s 17 8 995 7 0 0185 Re 4 3 0 015 0 97 995 7 1 81 10 0 8007 10 普兰特准数 P41 5 618 0 108007 0 1017 4 33 r m014 0 019 0 14 3 019 0 785 0 024 0 2 3 4 22 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 i 0 023 4743W m2 40 80 4 0 618 1 81 105 41 0 015 3 传热系数 K o so i o i o si ii o R d bd d d R d d K 1 1 966W 1 19190 002 191 0 000344 4743 151545 153621 4 校核有效平均温差 21 11 tt4020 0 345 t7820 P T R 12 21 7862 0 8 tt4020 TT 5 计算传热面积 S S m2 6 Q2 24 10 58 966 40 m K t 该换热器的实际传热面积 Sp Sp doL N nc 3 14 0 019 m2 7 68182106 该换热器的面积裕度为 H 100 p SS S 4 18 100 58 58 7 68 传热面积裕度合适 该换热器能够完成生产任务 3 4 23 4 2 计算流动阻力计算流动阻力 1 管程流动阻力 Pi P1 P2 FtNsNp Ns 1 Np 2 Ft 1 5 P1 i P2 3 l d 2 2 u 2 2 u 由 Re 1 81 取碳钢管壁粗糙度 传热管相对粗糙度 查莫 4 10 mm2 0 15 2 0 di 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 狄图得 0 046W m 流速 0 97m s 995 7kg m3 所以 i i u P1 0 046 8619 Pa 015 0 6 2 995 7 0 97 2 P2 3 1405 Pa 2 995 7 0 97 2 Pi 8619 1405 1 5 2 30072 Pa 101 3kPa 管程流动阻力在允许范围之内 2 壳程阻力 Po P1 P2 FsNs Ns 1 Fs 1 0 可凝蒸汽取 1 0 流体流经管束的阻力 P1 Ffonc NB 1 2 2 o u F 0 5 f0 5Re 0 228 5 0 543 nc 18 根 0 50 228 10 0 17 NB 14 uo 0 86m s P1 0 5 0 543 18 14 1 20445 Pa 2 754 2 0 86 2 流体流过折流板缺口的阻力 P2 NB 3 5 D 2h 2 2 o u h 0 113m D 0 45m P2 14 3 5 11705 Pa 45 0 113 0 2 2 754 2 0 86 2 总阻力 20445 11705 32150 Pa 101 3kPa o P 壳程流动阻力也比较适宜 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 4 4 辅助设备的计算及选型辅助设备的计算及选型 接管接管 壳程流体进出口接管 取甲醇蒸汽流速为 0 95m s 则接管内径 d m 44 2 39 754 2 0 065 3 14 0 95 V u 取标准管径为 65mm 管程流体进出口接管 取接管内循环水流速为 u 1 5m s 则接管内径为 d m 4 17 8 995 7 0 082 3 14 1 5 取标准管径为 85mm 5 5 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 表表 3 3 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果 换热器型式 列管式换热器 工艺参数 流体空间管程壳程 物料名称循环水甲醇蒸汽 操作温度 C 0 25 3575 65 操作压力 Mpa0 10130 1013 流体密度 kg m 3 995 7754 2 流速 m s0 970 86 流量 kg h640808615 34 传热量 kw2240 对流传热系数 W Km 2 47433621 总传热系数 W Km 2 966 污垢系数 mWK 2 0 0003440 程数21 阻力压降 Mpa0 0185040 031256 使用材料碳钢碳钢 管子规格 219 管数 210 根管长 6000mm 管间距 mm24排列方式正三角形 折流板型式上下间距 400切口高度 113mm 壳体内径 mm450换热面积68 7m 2 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 6 6 CADCAD 绘制设备附属图绘制设备附属图 见附图见附图 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 结结 论论 经过设计计算 以及相关的核算过程 可以比较出所设计的换热器 大致能满足生产要求 其中在设计时的计算值 i 4743W m2 o 3000W m2 K 885W m2 与校核所得的 i 4743 m2 o 3621W m2 K 966W m2 都相差不是太大 且换热器的换 热面积 68 7m2也有 18 4 的裕量 以及最后流动阻力计算结果都在生产 工艺要求的范围内 说明这次的换热器的设计是可以实现工艺生产的 通过这次的课程设计 我们总结了 在设计中需要认真地计算好每 一步 仔细查好每一个设计所需的参数 需要学会在设计计算中发现问 题 并通过查阅资料和联系实际来解决这些问题 并提出自己的见解 要能够善于前后联系 整体上把握好设计的方向 总的来说 要想设计 更好