化工原理课程设计乙醇水精馏塔顶全凝器设计

1、1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2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/h3、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

2、，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： h754.2kg/m3h0.523mpascpc2.64kj/(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）3目录目录1.1.设计方案简介设计方案简介 .4 41.1 确定设计方案.41.1.1 换热器的选型 .41.1.2 流动空间安排、管径及流速的确

3、定 .41.2 确定流体的定性温度、物性数据.42.2.工艺流程草图及其说明工艺流程草图及其说明 .6 63.3.工艺计算及主体设备设计工艺计算及主体设备设计 .6 63.1 计算总传热系数.63.1.1 计算热负荷 q.63.1.2 平均传热温差先按纯逆流算 .73.1.3 冷却水用量.73.1.4 计算总传热系数 k .73.2 计算传热面积.83.3 工艺结构尺寸.83.3.1 管程数和传热管数 .83.3.2 传热管排列和分程方法 .93.3.3 壳体内径 .93.3.4 折流板 .93.4 换热器核算.93.4.1 热量核算 .93.4.2 计算流动阻力 .114.4.辅助设备的计算

4、及选型辅助设备的计算及选型 .1313接管.135.5.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 .146.6. 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 .1841.1.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030体（循环水）进口温度

5、25oc，而冷却水的出口温度一般不高于 5060，以避免大量结垢且两端温差不小于 5c ,所以取出口温度 35c，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 0.97

6、m/s。21.21.2 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%。d5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y0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6750.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.1

7、80.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0壳程甲醇蒸汽的定性温度为 t=7075652管程冷却水的定性温度为 t=3025352表 2 流体物性数据物性 流体 c0温度3mkg密度smpa粘度)kgkjcp0c（比热容)(m0cw导热系数乙醇蒸气70754.20.5232.640.466水30995.70.80074.1740.6182.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，

8、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/kmold46 0.99118 0.00945.7d=400087.52kmol/ h45.77由精馏塔设计计算得最小回流比 r，取 r=1.5r=0.76，76. 0minmin14. 15 . 1则乙

9、醇蒸汽进量 v=rd+d=1.14 87.52+87.52=187.29kmol/h则 w187.29h468615.34kg / h查 70时，乙醇 r =925kj /kg （化学化工物性数据手册有机卷）0c1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/kgliirx0.9912331 0.0096hqr2.39 937.72.24 10 ww3.1.23.1.2 平均传热温差先按纯逆流算平均传热温差先按纯逆流算 01t652540c02t753540c 012mttt40c23.1.33.1.3 冷

10、却水用量冷却水用量 wc2q224017.8kg /sr125.73.1.43.1.4 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 =i4ii3d u0.015 0.97 995.71.81 100.8007 10p41. 5618. 0108007. 01017. 4c33pr=0.0234 . 0r8 . 0eiid023. 0pr40.80.4200.6181.81 105.414743w / mc0.015（）（）（）壳程传热系数8先假定一个壳程对流传热系数30000)(m/w02c污垢热阻 rsi=3.44 m2/w（化

11、工原理课程表 2-6）410rso=0 （蒸汽侧热阻很小可忽略）管壁的导热系数 =45w/(m)wrk885154060191519000344. 0174519002. 0300011dddddd11ii0i0simw0003.23.2 计算传热面积计算传热面积s=（m2）60q2.24 1063.3885 40mkt考虑 15%面积裕度，则 s=1.15s =1.15263.373(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）2217.8 995.71050.785 0.0150.974iv

12、d u按单程管计算，所需的传热管长度为l=（m）7311.653.14 0.019 105osd 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）11.6526ll传热管总根数 n=n=2（根）np210105 93.3.23.3.2 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=1.2519=23.75）（mm24横过管束中心线的管数nc=1.19=1.19n（根）182 .172103.3.33.3.3 壳体内径壳体内径采用多管程结构，取管板利

13、用率 =0.71，则壳体内径为 d=1.05t/n =1.0524mm43371. 0210 圆整可得 d450mm3.3.43.3.4 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=0.25450=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600011400 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141400600010o=0.551/3

14、0.140.36repr()oooewd当量直径，由正三角形排列得de = (m)2234()240.02ootdd壳程流通截面积 so=bd（1-）=0.40.45 （1-0.792）=0.0037m odt2壳程流体流速及其雷诺数分别为 uo=（m/s）2.39/754.20.860.0037 reo=0.1730.014 0.86 754.20.523 10510普兰特准数pr=2.64 0.5233.0020.46黏度校正（）0.141wo =0.36 w/(m2)0.551 30.46170003.00236210.014(2) 管程对流传热系数i=0.023（）re0.8pr0.4

15、iid管程流通截面积si=0.7850.01522m0185. 0105 管程流体流速ui=0.97m/s17.8 995.70.0185 re=430.015 0.97 995.71.81 100.8007 10普兰特准数p41. 5618. 0108007. 01017. 433r）（m014. 0019. 014. 3019. 0785. 0024. 02342211 i=0.023 4743w/(m2)40.80.40.6181.81 105.410.015（）（3）传热系数 k osoioiosiiiordbdddrddk11=966w119190.002 1910.00034447

16、43 151545 153621（4）校核有效平均温差 2111tt40200.345t7820pt r=122178620.8tt4020tt（5）计算传热面积 ss=（m2）6q2.24 1058966 40mk t该换热器的实际传热面积 spsp =dol(n-nc）=3.140.019（m2）7 .68182106）（该换热器的面积裕度为h=100%=psss%4 .18%10058587 .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

17、 =i（） （）,p2 =3（）ld22u22u由 re=1.81，取碳钢管壁粗糙度，传热管相对粗糙度，查莫410mm2 . 0152 . 0di12狄图得 =0.046w/(m)，流速 =0.97m/s，=995.7kg/m3 ，所以iiu p1 =0.046（）（）=8619(pa）015. 062995.7 0.972 p2 =3=1405(pa）2995.7 0.972 pi =(8619+1405)1.52=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

18、的阻力 p1 =ffonc(nb+1)（）22ou f=0.5 ， f0=5re-0.228= 50.543， nc =18（根） 050.22810（0. 17），nb =14，uo =0.86m/s p1 =0.50.54318(14+1)（）=20445（pa）2754.2 0.862 流体流过折流板缺口的阻力 p2 =nb（3.5-)（）d2h22ou h=0.113m, d=0.45m p2 =14（3.5-）（）=11705（pa）45. 0113. 022754.2 0.862 总阻力 =20445+11705=32150（pa）101.3kpaop壳程流动阻力也比较适宜134.

19、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 2.39 754.20.0653.14 0.95vu 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 17.8 995.70.0823.14 1.5 取标准管径为 85mm5.5.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 14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 025/35

20、75/65操作压力 mpa0.10130.1013流体密度 kg/m3995.7754.2流速 m/s0.970.86流量 kg/h640808615.34传热量 kw2240对流传热系数 w/km247433621总传热系数 w/km2966污垢系数 mwk /20.0003440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68.7m2156.6. cadcad 绘制设备附属图绘制设备附属图( (见附图见附图)

21、) 16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。