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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/h 3、设备型式 列管式换热器 4、
2、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： h754.2kg/m3 h0.523mPaS cpc2.64KJ/(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 4 1.1 确定设计方案.4 1
3、.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 Q6 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
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 4 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
5、 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 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
6、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 5 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 0.0
7、40.2730.600.698 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
8、导热系数 乙醇蒸气 70754.20.5232.640.46 6 水 30995.70.80074.1740.618 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
9、负荷计算热负荷Q 因为单位产量是D =4000kg/h Mkg/kmol D 46 0.99118 0.00945.7 D= 4000 87.52kmol/ h 45.7 7 由精馏塔设计计算得最小回流比 R，取 R=1.5R=0.76，76 . 0 minmin 14. 15 . 1 则乙醇蒸汽进量 V=RD+D=1.14 87.52+87.52=187.29kmol/h 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
10、 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
11、 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 8 先假定一个壳程对流传热系数3000 0 )(m/w 02 C 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
12、 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
13、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 9 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=1.2519=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
14、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 =1.0524mm433 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=0.25450=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 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
15、，可采用克恩公式 块141 400 6000 10 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-）=0.40.45 （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（）0.141 w o
16、=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=0.7850.015 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
17、 2 3 4 22 11 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
18、 Sp =doL(N-nc）=3.140.019（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 10mm2 . 0 15 2 . 0 di 12 狄图得 =0.046W/(m)
19、，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)1.52=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.
20、228 10 （0. 17） ，NB =14，uo =0.86m/s P1 =0.5054318(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 13 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
21、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 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 0 25/3575/65 操作压力 Mpa0.10130.1013
22、 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 / 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68.7m 2 15 6.6. CADCAD 绘制设备附属图绘制设备附属图( (见附图见附图)
23、) 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
24、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 更好的，更适合工业化生产的换热器，那还需要大量查阅资料，不断积 累经验与相关知识。 17 符号说明符号说明 英文字母英文字母 B折流板间距，m; C系数，无量纲； d管径，m； D换热器外壳内径，m； f摩擦系数； F系数； h圆缺高度； K总传热系数，W/（m） ； L管长，m； m程数； n指数； 管数； 程数； N管数； 程数； NB折流板数； Nu努赛尔特准数； P压力，Pa； 因数； Pr普兰特准数； q热通量，W/m2； Q传热速率，W； r半径，m； R热阻，m2/W
25、 因数； Re雷诺准数； S传热面积，m2； t冷流体温度，； 管心距，m； T热流体温度，； u流速，m/s； W质量流量，kg/s。 希腊字母希腊字母 对流传热系数，W/(m) 有限差值； 导热系数，W/(m)； 粘度，Pas； 密度，kg/m3； 校正系数。 下标下标 i管内； m平均； o管外； s污垢 18 参参 考考 文文 献献 1柴诚敬，王军，张缨.化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，2009 2 匡国柱，史启才.化工单元过程及设备课程设计.北京：化学工业出版社，2001 3 刘道德等化工设备的选择与工艺设计湖南：中南工业大学出版社，1992 4 戚世岳化工工程制图北京：化学工业出版社，2005 5 卢焕章等.石油化工基础数据手册.北京：化学工业出版社，1984 6 陆美娟，张浩勤.化工原理上册北京：化学工业出版社，2006 7 毛希澜 换热器设计上海科学技术出版社，1988 8 化工设备设计全书换热器化学工业出版社 9 中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册.上册.北京：化学工业出版 社，2003 10时均等. .化学工业手册. .北京: : 化学工业出版社,1996