全凝器的设计

课程设计说明书课程名称:化工原理课程设计题目:乙醇-水精馏塔顶全凝器设计学生姓名：学号：20082171030系别： 专业班级： 指导老师： 2010年12月换热器设计任务书班级 姓名_学号20082171030一、 设计题目乙醇一一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、 操作条件乙醇蒸汽：入口温度TL-°C，出口温度丄°C。冷却介质：循环水，入口温度丄°C,出口温度复°C。允许压降：不大于101.3kpa。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%；乙醇蒸汽定性温度下的物性数据：p=754.2kg/m3hu=0.523mPa•Shc=2.64KJ/(Kg・°C)pc入=0.46W/(m・°C)(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)目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"1•设计方案简介 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、管径及流速的确定 41.2确定流体的定性温度、物性数据 4\o"CurrentDocument"2•工艺流程草图及其说明 6\o"CurrentDocument"3•工艺计算及主体设备设计 63.1计算总传热系数 6\o"CurrentDocument"3.1.1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 11\o"CurrentDocument"4•辅助设备的计算及选型 13接管 13\o"CurrentDocument"5•换热器主要结构尺寸和计算结果 13表3换热器主要结构尺寸和计算结果 146.CAD绘制设备附属图（见附图） 15结论 16\o"CurrentDocument"符号说明 17\o"CurrentDocument"参考文献 181.设计方案简介1.1确定设计方案1.1.1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300,取冷流体（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5C0,所以取出口温度35°C，该换热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売体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。1.1.2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、易爆炸走売程不易漏，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，乙醇蒸汽走売程冷凝，取管径为①19mmx2mm的碳钢管，管内流速为0.97m/s。1.2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

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y0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6750.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0壳程甲醇蒸汽的定性温度为t=t=75±652=70°C管程冷却水的定性温度为t=25t=25±352=30C表2流体物性数据\物性温度0C粘度卩比热容Cpkj/导热系数九流体密度Pmpa-sW/./(m・OC)/(kg・OC)kg-m3乙醇蒸气70754.20.5232.640.46

水30995.70.80074.1740.6182•工艺流程草图及其说明乙醇醉蒸汽nn图1冷凝器流程草图如图所示，首先由A设备一精馏塔上升的甲醇蒸汽作为进料，从1号接管进入B设备一换热器，再从2号接管流出进入C设备一冷凝液储槽，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。工艺计算及主体设备设计3.1计算总传热系数3・1・1计算热负荷Q因为单位产量是D'=4000kg/hMd=46x0.991+18x0.009=45.7kg/kmol’400045.7D==87.52kmol/h

45.7由精馏塔设计计算得最小回流比R=0.76，取R=1.5R=0.76x1.5二1.14,min min则乙醇蒸汽进量V=RD+D=1.14x87.52+87.52=187.29kmol/h贝U W=187.29x46二8615.34kg/hh查70C0时，乙醇r=925KJ/kg （化学化工物性数据手册有机卷）1水r2=125.7KJ/kg （化工原理上册）由物料衡算得蒸汽中乙醇占99.1%,水蒸气占0.9%.•.r=工XR=925x0.991+2331x0.009二937.7KJ/kgI ii二Q=Wr=2.39x937.7=2.24x106whI3.1.2平均传热温差先按纯逆流算At二65-25二40C0 At二75-35二40C。12At‘=At1^At2=40C0m 23.1.3冷却水用量=17.8kg/s3.1.4计算总传热系数K要知道传热系数K,首先得计算对流传热系数a,a10管程对流传热系数=1.81x104Re=皿=°.°15x°97x995.7=1.81x104i卩 0.8007x10-3=5.414.17x103x0.8007x10-3=5.410.618=0.023入R0.8P0.4=0.023x0.618（1.81x104）0.8（5.41）0.4二4743w/（m2•0C）der 0.015i壳程传热系数

先假定一个壳程对流传热系数«=3000w/（m2.0C）0污垢热阻R.=3.44x10-4m2・°C/W（化工原理课程表2-6）1R=0（蒸汽侧热阻很小可忽略）o管壁的导热系数久=45W/（m・°©K= - = =885W0 1 5d „dd1 0.002x19 19 19a九dsidad3000 45x17 15 4060x150 wm i ii3.2计算传热面积QKAt0mQKAt0m2^二63.3885x40(m2)考虑15%面积裕度，则S=1.15S'=1.15x63.3沁73(m2)3.3工艺结构尺寸3.3.1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d2d2Ui赢牒爲105（根）L=SL=S=73=11.65(m)按单程管计算，所需的传热管长度为兀dn3.14x0.019x105o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N=-=1165沁2（管程）l6传热管总根数N=Nxn=2x105二210（根）P

3.3.2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=1.25d，则ot=1.25X19=23.75沁24(mm)横过管束中心线的管数n=1.19『N=1.1^/210=17.2沁18(根)c3.3.3壳体内径采用多管程结构，取管板利用率n=0.71,则壳体内径为D=1.05t.「N/耳|210=1.05x24 =433mm0.71圆整可得D沁450mm3.3.4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=0.25X450=112.5，故可取h=113mm取折流板间距B=0.8DB=0.8x450=360mm圆整得400mm折流板数nb=折流板数nb=传热管长

折流板间距6600040001=1414块折流板圆缺面水平装置。3.4换热器核算3.4.1热量核算(1)对圆缺形折流板，可采用克恩公式

九 ua=0.36fRe0.55Pri/3(犷)0.14o doe当量直径，由正三角形排列得d=4<et2d=4<et2——d2)2 4o兀do(J3 )—0.0242—0.785x0.0192o.o2(m3.14x0.0190.014(m)壳程流通截面积S=BDo(1-do)=0.4X0.45x(1-0.792)=壳程流通截面积S=BDo(1-do)=0.4X0.45x(1-0.792)=0.0037m2t壳程流体流速及其雷诺数分别为239/7542u= 二0.86(m/s)0.0037c0.014x0.86x754.2 …“Re= 二0.17x1050.523x10-3普兰特准数叶斗护二3'002黏度校正(—)0.14alwa=0.36X x170000.55x3.00213二3621W/血・°C)o 0.014(2)管程对流传热系数九a=0.023(―)Reo.8Pro.4i di管程流通截面积S=0.785X0.0152x105二0.0185m2i管程流体流速17.8995.70.0185=0.97m/sRe=0.015x0.97x17.8995.70.0185=0.97m/sRe=0.015x0.97x995.70.8007x10-3"-二1.81x104普兰特准数4.17x103x0.8007x10-30.618=5.41ai=0.023x0.6181 0.015x(1.81x104)0.8x5.410.4二4743W/(m2ai=0.023x0.6181 0.015x(1.81x104)0.8x5.410.4二4743W/(m2・°C)（3）传热系数KK=~d o1dbd 1+R―o+—o+R+—adsid Xd soaii i i oso1頁 190.002x19+0.000344x + +—15 45x15 3621=966W4743x15（4）校核有效平均温差=4=0.34578—20T-T 78-62R= ；t—t240-20—0.8（5）计算传热面积SKAtm2・24X106=58(m2)966x40该换热器的实际传热面积Sp=3.14x0.019x6x(210—18)=68.7(m2)S=ndL（N-np 0 C该换热器的面积裕度为S—SH=tx100%=S峯产x100%=18・4%传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。3.4.2计算流动阻力（1）管程流动阻力2AP.=(A!匕+ap2)FNN112spN=1,N=2,F=1.5sptAP1=兀(-)(pu2),AP2=3(pu2)1 id2922查莫e02由Re=1.81x104,取碳钢管壁粗糙度e=0.2mm，传热管相对粗糙度—=02,查莫d151

狄图得九=0.046W/(m・©,流速u=0.97m/s,p=995.7kg/m3，所以i iAP]=0.046x(—^)x(995.7x0.972)=8619(Pa)1 0.015 2995.7x0.972AP=3x =1405(Pa)22工A片=(8619+1405)x1.5x2=30072(Pa)<101.3kPa管程流动阻力在允许范围之内(2)壳程阻力工AP=(AP'+AP')FNTOC\o"1-5"\h\zo 1 2 ssN=1,F=1.0(可凝蒸汽取1.0)s s流体流经管束的阻力AP1'=Ffonc(NB+1)(学)F=0.5， f0=5Re-0-228=5x(0.17x105)-0.228二0.543，n=18(根)，NB0 0 c B=14，u=0.86m/soAP1'=0.5x0..543x18x(14+1)x(AP1'=0.5x0..543x18x(14+1)x(754.2x0.8622)=20445(Pa)流体流过折流板缺口的阻力AP2'=NB(3.5晋(学)h=0.113m,D=0.45mAP2'=14x(AP2'=14x(3.5-2x0.1130.45(754.2x0.8622)=11705(Pa)•••总阻力2AP=20445+11705=32150(Pa)<101.3kPao壳程流动阻力也比较适宜辅助设备的计算及选型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..；4V %2.39754.2=0.065⑴）兀u3.14x0.95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=；4X17.8995.7=0.082（m）3.14x1.5取标准管径为85mm换热器主要结构尺寸和计算结果

表3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0C25/3575/65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/2m-K47433621总传热系数W/2m-K966污垢系数m2・K/W0.0003440程数21阻力压降Mpa0.0185040.031256使用材料碳钢碳钢管子规格①19x2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68.7m2CAD绘制设备附属图（见附图）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 a=4743W/(m2・°C),ia=3000W/(m2・C),K=885W/(m2・C)与校核所得的a=4743/血・C),o ia=3621W/(m2・C),K=966W/(m2・C)都相差不是太大，且换热器的换热o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，