化工原理冷凝器课程设计说明书

内蒙古工业大学本科课程设计说明书第一章 列管换热器设计概述1.1.换热器系统方案的确定进行换热器的设计，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，并确定换热器的工艺尺寸且根据实际流体的腐蚀性确定换热器的材料，根据换热器内的压力来确定其壁厚。1.1.1全塔流程的确定从塔底出来的釜液一部分进入再沸器再沸后回到精馏塔内，一部分进入到冷却器中。为了节约能源，提高热量的利用率，采用原料液冷却塔底釜液，这样不仅冷却了釜液又加热了原料液，既可以减少预热原料所需要的热量，又可减少冷却水的消耗。从冷却器出来的釜液直接储存，从冷却器出来的原料液再通往原料预热器预热到所需的温度。塔顶蒸出的乙醇蒸汽通入塔顶全凝器进行冷凝，冷凝完的液体进入液体再分派器，其中的2/3回流到精馏塔内，另1/3进入冷却器中进行冷却，流出冷却器的液体直接储存作为产品卖掉。1.1.2加热介质冷却介质的选择在换热过程中加热介质和冷却介质的选用应根据实际情况而定。除应满足加热和冷却温度外，还应考虑来源方面，价格低廉，使用安全。在化工生产中常用的加热剂有饱和水蒸气、导热油，冷却剂一般有水和盐水。综合考虑，在本次设计中的换热器加热介质选择饱和水蒸气，冷却介质选择水。1.1.3换热器类型的选择列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广，历史悠久，设计资料完善，并已有系列化标准，特别是在高温、高压和大型换热设备中占绝对优势。所以本次设计过程中的换热器都选用列管式换热器。由于本次设计过程中所涉及的换热器的中冷热流体温差不大（小于70）,各个换热器的工作压力在1.6MP以下，都属于低压容器，因固定管板式换热器两端管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单、价格低廉、管子里面易清洗，所以可选择列管式换热器中的固定管板式换热器。1.1.4流体流动空间的选择哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例)。(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。1.1.5流体流速的确定流体的流速对传热来说非常的重要，因为在滞留层的传热是一热传导为主，热传导的传热速率小于对流传热。所以如果流速太小它形成的滞留层会很厚，会大大减小传热速率，又因如果流速太小杂质会在壁面沉积也会导致传热速率的下降，提高流体在换热器中的流速，可以增大对流体传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增加，所需要传热面积减少，设备费用降低。但是流速增加，流体阻力将相应加大，使操作费用增加。所选择流速时应该综合考虑。下表列出工业一般采用的流体流速范围。液体的种类一般液体易结垢液体气体流速ms管程0.531530壳程0.21.50.53151.1.6换热器材质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。 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。在本次设计中所涉及的换热器中的流体都是乙醇或水，不存在腐蚀性。所以本次设计中的换热器的管材和壳材都选用碳钢。1.1.7换热器壁厚的确定一般内压容器厚度由应满足刚度和压力的要求，本次设计中所用到的换热器内部压降都不太大，都属于常压容器，所以换热器的壁厚只要满足刚度要求即可。1.2固定管板式换热器的结构1.2.1管程结构1.2.1.1换热器布置和排列间距常用换热管规格有192 mm,252.5 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。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用19mm2mm直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子，有时采用38mm2.5mm或更大直径的管子。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252.5 mm和19mm2mm碳钢管。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，正三角形排列结构紧凑，传热效果好；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。综合各种因素选择正三角形的排列方式。1.2.1.2管子与管板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。 管板与管子的连接可胀接，焊接和胀焊并用。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。 焊接法在高温高压条件下更能保证接头的严密性。这次用到的换热器内流体温度不高，压力不大，所以选择胀接的方式连接管子和管板。1.2.1.3壳程结构壳程内的结构，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。如当壳程走的是蒸汽时不安装折流板。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。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。1.3列管换热器的设计计算1.3.1换热器设计步骤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,并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。6.选取经验的传热系数K值, 计算传热面积。7.由系列标准选取换热器的基本参数。所选换热器面积应为计算出的面积的1.1-1.25倍。8. 核算压强降，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值与原选的经验值比值在1.101.30之间，就不再进行校核；如果相不在这个范围，则需重新假设K值并重复上述6以下步骤。1.3.2计算设计主要公式Q=KStm 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； tm平均温度差，。1.3.2.1 热负荷(传热速率)Q无相变传热 QWhCph(T1-T2)WcCpc(t2-t1) 相变传热(蒸汽冷凝且冷凝液在饱和温度下离开换热器)QWhrWcCpc(t2一t1) 式中W 流体的质量流量，kgh；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，kJkg。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。1.3.2.2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,错流和折流的平均温差用逆流平均温差校正：t温差校正系数，tf (P，R)，其中：1.3.2.3 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：式中 K。基于换热器外表面积的总传热系数，w(m2)；ho、hi分别为管外及管内的对流传热系数，w(m2)；Rso、Rsi一分别为管外侧及管内侧表面上的污垢热阻，(m2)w;do、di 、dm分别为换热器列管的外径、内径及平均直径,m；b列管管壁厚度, m；k一列管管壁的导热系数，w(m)。1.3.2.4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)当流体被加热时，n0.4当流体被冷却时，n0.3式中：、分别为流体的密度和粘度，kgm3、Pas；k、Cp分别为流体的导热系数和比热容,w/(m)、J/kg;u管内流速ms；di列管内径，m。应用范围：Rel0000，Pr0.7-160，管长与管径之比L/d60，若L/d60可将1-10式算出的乘以（1+ （d/L）0.7）特征尺寸：管内径d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：式中：k冷凝液的导热系数，w(m)；冷凝液的密度，kgm3。； 冷凝液的粘度，Pas；饱和蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg；t蒸汽的饱和温度与壁温之差，tts-twnc水平管束在垂直列上的管数；1.3.2.5流体压力降的计算式（1）管程压力降直管中因摩擦阻力引起的压力降Pa；回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；结垢校正系数，无因次，252.5mm的换热管取1.4；192mm的换热管取1.5；串联的壳程数；管程数。 阻力系数，列管换热器管内=3（2）壳程压力降流体横过管束的压力降Pa；流体流过折流挡板缺口的压力降Pa；结垢校正系数，无因次，对液体，取1.15；对气体，取1.0；F管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列F=0.5；正方形排列F=0.3；正方形错列F=0.4；壳程流体的摩擦系数；横过管束中心线的管数z- -折流挡板间距，m；D- -壳体直径，m；折流挡板数目；按壳程流通面积So计算的流速，m/s。一般说来，流经列管式换热器允许的压强降，液体为10100 kPa，气体为110 kPa左右。第二章 换热器工艺计算2.1全塔物料恒算2.1.1全塔组成计算生产任务为年产2.7万吨，组成不低于92%的乙醇。原料液为50%的乙醇溶液，釜残液为0.5%的乙醇溶液。以摩尔流量为基准进行物料衡算（生产期为一年300天，一天24小时连续运行）。已知乙醇的摩尔质量为46g/mol,水的摩尔质量为18g/mol。则全塔组成为：原料液： M塔顶馏岀液：xD=0.92460.0818+0.9246=0.81818 MD=0.8181846+0.1818218 =40.90904g/mol釜残液： xw=0.05460.9518+0.0546=0.00196 MF=0.0019646+0.9980418 =18.05488g/mol塔顶产量： D=2.724360040.90904=25.463mol/s则根据： F=D+W FxF=DxD+Wxw可得： W=48.95215mol/sF=74.41515mol/s精馏系统的回流比为：R=3 L=RD=50.926mol/s V=(R+1)D=76.389mol/s塔顶蒸汽泡点回流：q=1 L=L+qF =125.341mol/s V=V+(q-1)F =125.341mol/s综上所述，转化为质量流量为 F=1.92550kg/s D=1.04167kg/sV=3.12500kg/sW=0.88384kg/sL=2.08333kg/s2.1.2塔底冷却器计算 原料液首先通过塔底冷却器进行预热，进行原料液的回收利用。设0.5%乙醇由99.3冷却到35，则可查得各个温度下元液定性温度的比热，利用试差法求出原料液可预热的温度。 WhCphT1-T2=WcCpc(t2-t1）查得：原料液的定性温度为： t=T1+T22=99.3+352=67.15其比热为：4.18kJ/kg即 0.883844.1899.3-35=1.9255Cpc(t2-20) 查得 53时 Cp=4.04kJ/kg 20时 CP=3.77kJ/kg即原料液通过塔釜可预热到53 即Q=WCCPt2-t1 =1.92554.04+3.77210353-20 =W2.2预热器工艺设计2.2.1.设计任务和条件2.2.1.1设计任务处理能力：将1.9255kg/s的50%的乙醇溶液由53预热到81.9。设备形式：列管式换热器。热流体的进出口温度都是120，原料液的进口温度是53，出口温度为81.9。由于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。2.2.1.2操作条件预热器是把经过塔底冷却器已被加热到53的原料液预热到泡点81.9，采用120的饱和蒸汽进行加热。2.2.1.3设计要求 选择适宜的列管换热器并进行核算。2.2.2设计计算2.2.2.1确定流体流动空间设计任务的热流体为水蒸汽，冷流体为原料液乙醇，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。 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、易结垢，所以原料液走管程便于清洗管子。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。2.2.2.2确定流体物性数据50%乙醇溶液定性温度： t=t1+t22=53+81.92=67.45水蒸气定性温度：120查得的物性参数为：名称密度Kg/m3定压比热CpKJ/(Kg)导热系kW/(m)粘度Pas汽化热rKJ/Kg加热蒸汽1.1212.100.02752.40010-52205.2冷凝水943.104.240.68622.3210-4原料液853.244.170.32804.30610-42.2.2.3换热器参数精算预热器的工艺计算备注（1）热负荷计算Q=WCCPt2-t1=1.92554.1710381.9-53 =W 水蒸气流量：Wh=Qr=.2103=0.1052Kg/s（2）计算有效平均温度差加热蒸汽 T: 120 120 原料液 t: 81.9 53 t 38.1 67tm=t2-t1lnt2t1=67-38.1ln6738.1=51.20（3）选取经验传热系数K值根据管程走乙醇溶液，壳程走水蒸气，总传热系数K=5802910 W/(m2)，暂取K=720 W/(m2)。（4）估算换热面积 S=QKtm=51.20=6.29m2（5）初选换热器规格由于两流体温差大于50，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：JB/T471592主要参数如下：外壳直径273mm公称压力2.50MPa公称面积6.4 m2管子尺寸192管子数56管长2000mm管中心距25 mm管程数Np2管子排列方式正三角形管程流通面积0.0049 m2实际换热面积：S0=nd0(L-0.06)=563.140.019(2-0.1)=6.35 m2采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：K=QStm=.3551.20=713.73W/(m2)（6）核算压降管程压强降 Pi=（P1+P2）FtNsNp其中Ft=1.5，Ns=1，Np=2管程流速 ui=VSAi=1.240.0049=0.461m/s Rei=diui=0.015853.240.4614.30610-4=13672对于碳钢管，取相对粗糙度=0.1， 由-Re关系图查得，=0.039 P1=ldiui22 =0.03920.015853.240.46122 =471.46Pa P2=3ui22 =3853.240.46122 =271.99Pa Po=(P1+P2)FtNsNp=（471.46+271.99）1.512=2230.35Pa（50 KPa） 壳程压强降 Pi=(P1+P2)FtNs 其中Fs=1.0，Ns=1管子为正三角形排列 F=0.5 nc=1.1n=1.156=8.23壳程流通面积壳程流速 uo=WhAO=0.10521.12210.0426=2.2m/s Reo=douo=0.0192.21.12212.410-5=1954 fo=5.0Reo-0.228=0.888而 P1=Ffonc(NB+1)uo22=0.50.8888.2311.12212.222=9.92Pa P2=0因此：Po=P1+P2FSNs=9.921=9.92Pa(104) Pri=cpk=4.171034.30610-40.3280=5.47 hi=0.023kdiRei0.8Pr0.4 =0.0230.32800.85.470.4 =2020.09 W/(m2)壳程对流传热系数 ho=0.725(r2g3nc23dot)14 =0.725(2205.2103943.129.810.232/32.9210-40.0195)1/4 =11717.61 W/(m2)污垢热阻 查书附录有 Rsi=1.7197(m2)/W Rso=1.7197(m2)/W总传热系数K K=11ho+Rso+bdokdm+Rsidodi+dodihi = .61+1.719710-4+0.0020.01948.850.015+1.719710-40.0190.015+0.0190.0152020.09 =838.32(m2)/W则 K计K选=838.32713.73=1.1745 故所选的换热器是合适的，安全系数为 838.32-713.73713.73=17.45%（8）核算面积 S=QKtm=.3251.20=5.41m2则 S实S计=6.355.41=1.1738故所选换热器合适，面积裕量为： 6.4-5.415.41=17.38%选择结果：选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，型号：JB/T471592。（9）预热器的接管选择管程进口接管选择换热器的接管选择时，对于液体来说速度一般在1-3m/s。由于管程流体为原料液，则进出口接管相同，取进口速度为u=2.0m/s则由， 可得： di=4VSu=41.92553.14853.242=38mm根据规格选取标准管径 do=42mm,即422.5则ui=Vs4di2=41.243.140.0372=2.09m/s 可知，所选管径适合。壳程进口接管的选择换热器的接管选择时，对于气体来说速度一般为10-30m/s。由于壳程为水蒸气，则取进口速度为u=25 m/s。则由， 可得： di=4VSu=40.10523.141.122125=69mm根据规格选取标准管径 do=70mm,即703则ui=Vs4di2=40.10521.12213.140.0642=29.15m/s 可知，所选的管径合适。壳程出口接管的选择壳程出口为冷凝液则取进口速度为u=1.5 m/s可得： di=4VSu=40.10523.14943.101.5=10mm根据规格选取标准管径 do=10mm,即100.25则ui=Vs4di2=40.13.140.00952=1.57m/s 可知，所选管径适合Wc=F=1.9255kg/sQ= W采取逆流流动，提高传热效果根据所需换热面积，选择适宜的换热器。一般说来，流经列管式换热器允许的压强降，液体为10-100kpa,气体为1-10kpa左右。列管换热器内阻力系数为3。由于水蒸气汽化热比较大，原料液已经过塔釜残液预热。因此流量较小，从而使压降较小。雷诺数越大，流体湍动程度越大，导热效果越好。壳程气体冷凝为液膜，大大影响了流体间的换热效果。因此，计算壳程传热系数需用冷凝液的物性参数进行计算。K计K选一般在1.10-1.25之间，否则需另选K值。管程出口接管也可选用此标准管径。2.3全凝器工艺设计2.3.1设计任务和条件2.3.1.1设计任务 处理能力：冷凝3.125Kg/s的92%的乙醇溶液。 设备形式：列管式换热器。由于热流体进出口温度都为78.3，冷流体进口温度15，出口温度为35。冷热流体温度差异不大，壳程压降较小，因此可以采用固定管板式换热器。2.3.1.2操作条件 92%乙醇：冷凝温度78.3,冷凝液于饱和温度下离开冷凝器。 冷却介质：水。入口温度15，设定出口温度35。 允许压降：液体10-100kPa,气体1-10kPa。2.3.1.3设计要求 选择适宜的列管换热器并进行核算。2.3.2.设计计算此为一侧流体恒温的列管式换热器设计。2.3.2.1确定流体流动空间冷却水走管程，乙醇蒸汽走壳程。由于蒸汽比较干净不易结垢，乙醇蒸汽通过壳壁面向空气中散热，提高冷凝效果的同时可以及时排除冷凝液。原料液中可能含有杂质、易结垢，所以原料液走管程便于清洗管子。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。2.3.2.2确定流体物性数据 水的定性温度： t=t1+t22=15+352=25 92%乙醇定性温度：78.3 根据定性温度查得的物性参数为：名称密度Kg/m3定压比热CpKJ/(Kg)导热系kW/(m)粘度Pas汽化热rKJ/Kg乙醇蒸汽1.40401.05210-5饱和乙醇液体7504.240.17804.7210-4992水996.954.17850.60728.90110-42.3.2.3塔顶冷凝器精算冷凝器的工艺计算备注（1）热负荷计算Qh = Vr = 3.125992103= 3.100106 W冷却水耗量Wc=3.100 1034.1785(35-15)=37.09Kg/s（2）计算有效平均温度差92%乙醇蒸汽 T:78.3 78.3 水 t: 35 15 t 43.3 63.3 tm=t2-t1lnt2t1=63.3-43.3ln63.343.3=52.669（3）选取经验传热系数K值 根据管程走水溶液，壳程走乙醇蒸气，总传热系数K=470815 W/(m2)，暂取K=750W/(m2)（4）估算换热面积 S=QKtm=52.669=78.48m2（5）初选换热器规格由于两流体温差大于50，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：JB/T471592主要参数如下：外壳直径600mm公称压力2.50MPa公称面积80.1m2管子尺寸252.5管子数232管长4500mm管中心距32 mm管程数Np2管子排列方式正三角形管程流通面积0.0364 m2实际换热面积：S0=nd0(L-0.06)=2323.140.025(4.5-0.1)=80.13 m2采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： K=QStm=.1352.669=734.53W/(m2) （6）核算压降管程压强降 Pi=（P1+P2）FtNsNp其中Ft=1.4，Ns=1，Np=2管程流速 ui=VSAi=37.09996.950.0364=1.022m/s Rei=diui=0.020996.951.0228.90110-4=22894对于碳钢管，取相对粗糙度=0.1，di=0.120=0.005 由-Re关系图查得，=0.035P1=ldiui22=0.0354.50.020996.951.02222=4100.00PaP2=3ui22=3853.240.46122=1561.95PaPo=(P1+P2)FtNsNp=（4100.00+1561.951.412=15852.00Pa（50 KPa） 壳程压强降 Pi=(P1+P2)FtNs 其中Fs=1.0，Ns=1,管子为正三角形排列 F=0.5 nc=1.1n=1.1232=16.75取折流挡板间距 z=0.4 ，0.15z0.6， NB=LZ-1=4.50.4 - 1=10.25壳程流通面积 Ao=zD-ncdo=0.40.6-16.750.0025=0.22325m2壳程流速 uo=WhAO=3.1251.4090.22325=9.97m/s Reo=douo=0.0259.971.4041.05210-5=33265 fo=5.0Reo-0.228=0.465 P1=Ffonc(NB+1)uo22=0.50.46516.7511.251.4049.9722=3057.16Pa P2=NB3.5-2ZDuo22=10.25(3.5 - 20.40.6) 1.4049.9722 = 1549.68Pa Po=P1+P2FSNs=(3057.16+1549.69)1=4606.84Pa(104 Pri=cpk=4.178510390.5710-50.60825=6.22 hi=0.023kdiRei0.8Pr0.4 =0.0230.86.220.4 =4467.59 W/(m2)壳程对流传热系数 ho=0.725(r2g3nc23dot)14 =0.725(99210375029.810.752/34.7210-40.0255)1/4 =2167.48 W/(m2)污垢热阻 查书附录有：Rsi=1.7197(m2)/W Rso=1.7197(m2)/W总传热系数K K=11ho+Rso+bdokdm+Rsidodi+dodihi = .48+1.719710-4+0.00250.02548.850.0225+1.719710-40.0250.020+0.0250.024405.82 =843.91(m2)/W则 K计K选=843.91734.53=1.1489 故所选的换热器是合适的，安全系数为 838.32-713.73713.73=14.89%（8）核算面积 S=QKtm=.1952.669=69.80m2则 S实S计=80.169.80=1.1461故所选换热器合适，面积裕量为： 80.1-69.8069.80=14.61%选择结果：选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，型号：JB/T471592（8）全凝器的接管选择管程进口接管选择换热器的接管选择时，对于液体来说速度一般在1-3m/s。由于管程流体为原料液，则进出口接管相同，取进口速度为u=2.0m/s 则由， 可得： di=4VSu=437.093.14996.952=155mm根据规格选取标准管径： do=159mm,即1594.5则ui=Vs4di2=437.09996.953.140.152=2.10m/s 可知，所选管径适合。壳程进口接管的选择换热器的接管选择时，对于气体来说速度一般为10-30m/s。由于壳程为水蒸气，则取进口速度为u=30 m/s。 则由， 可得： di=4VSu=43.1253.141.40930=306mm根据规格选取标准管径 do=325mm,即3257.5 则ui=Vs4di2=43.1251.4093.140.3102=29.39m/s 可知，所选的管径合适。壳程出口接管的选择壳程出口为冷凝液则取进口速度为u=2.0 m/s，可得： di=4VSu=43.1253.147502.0=52mm根据规格选取标准管径： do=54mm,即543 则ui=Vs4di2=43.3.140.0482=2.30m/s 可知，所选管径适合。Q= W采取逆流流动，提高传热效果根据所需换热面积，选择适宜的换热器。一般说来，流经列管式换热器允许的压强降，液体为10-100kpa,气体为1-10kpa左右。列管换热器内阻力系数为3。增加折流挡板可以加大流体流速并提高湍动程度，致使壳程对流传热系数提高。雷诺数越大，流体湍动程度越大，导热效果越好。壳程气体冷凝为液膜，大大影响了流体间的换热效果。因此，计算壳程传热系数需用冷凝液的物性参数进行计算。K计K选一般在1.10-1.25之间，否则需另选K值。2.4泵的选型2.4.1离心泵的体积流量计算查得原料液的物性参数为：=853.24kg/m3, =4.30610-4Pas Q=F=1.24=2.256610-3m3/s=8.1241m3/h 2.4.1根据伯努利方程式，计算泵的压头 已知原料液的输送高度为20m，管路总长100m。根据工艺流程图可知其中有7个弯头，3个阀门，根据预热器接管计算，可知输送管为422.5的不锈钢管。原料液储罐内液面恒定，上方表压为101.3kpa,精馏塔进料口处塔内表压为121.0kpa。 以储罐液面为水平基准面： He=Z2-Z1+ub22-ub122g+P2-P1g+Hf 式中：Z2-Z1=20m,ub1=0m/s,P2=121.0kpa,P1=101.3kpa。而 ub2=QA=2.256610-3m3/s4(0.042-20.0025)2=2.09m/s直管阻力损失：雷诺数：Re=diub2=0.0372.09853.244.30610-4=对于碳钢管，取相对粗糙度=0.1，di=0.137=0.0027 由-Re关系图查得，=0.027。 Hf1=Ldiu22g=0.0271000.0372.09229.81=16.25m 局部阻力损失：7个弯头：Le=71.5=10.5m2个截止阀：Le=215=30m1个标准阀：=6Hf2=Ledi+u22g=（0.02710.5+300.037+6）2.09229.81）=7.92m冷却器阻力损失： Hf3=Ldiu22g=0.027250.0372.09229.81=4.06m预热器阻力损失： Hf4=Pg=2230.35853.249.81=0.27m则Hf= Hf1+ Hf2 +Hf3+ Hf4 =16.25+7.92+4.06+0.27 =28.5m He=Z2-Z1+ub22-ub122g+P2-P1g+Hf =20+2.09229.81+(121-101.3).249.81+28.5 =51.076m 由于原料液密度小于水的密度，所以不需要核算轴功率。因此，所需泵的流量为8.1241m3/h，扬程为51.076m。由于离心泵输送的是50%乙醇溶液，应该选用油泵。则根据Y型离心油泵性能表可知：型号：50Y-60离心泵的主要参数转速n/(r/min)流量Q/( m3/h)扬程H/m效率/%轴功率kw(NPSH)rm295012.560355.953.0 由工艺流程图确定弯头与阀门数目。3.1换热器设计结果3.1.1原料预热器主要结构尺寸和计算结果换热面积（m2）：80.1符号尺寸mm用途连接形式工艺参数aDN245水蒸气入口平面名称管程壳程bDN377水蒸气出口平面物料名称50%乙醇水蒸气cDN60产品入口凹凸面操作压力MPa2.50.1dDN60产品出口凹凸面操作温度67.45120eDN120排气口凹凸面流量Kg/s1.92550.1052fDN120放净口凹凸面流体密度Kg/m3853.241.1221流速m/s0.4612.2传热量W2.32048106总传热系数W/(m2K)K计838.32K计/ K选K选713.731.1745对流传热系数W/(m2K)2020.0911717.61污垢系数(m2K)/W1.719710 41.719710 4压力降Pa2230.359.92程数21推荐使用材料 碳钢碳钢管子规格192.0管数 232管长mm2000管间mm25排列方式正三角形折流板型式无间距无切口高度无公称直径mm273保温层厚度mm3.1.2塔顶全凝器主要结构尺寸和计算结果换热面积（m2）：6.4符号尺寸mm用途连接形式工艺参数aDN245产品入口平面名称壳程管程bDN377产品出口平面物料名称92%乙醇+8%水冷却水cDN60冷却水入口凹凸面操作压力MPa0.10.1