化工原理课程设计乙醇水精馏塔顶全凝器设计.doc

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1、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，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

2、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）目录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42.工艺流程草图及其说明63.工艺计算及主体设备设计63.1计算总传热系数63.1.1计算热负荷Q63.1.2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K73.2计算传热面积83.3工

3、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.辅助设备的计算及选型13接管135.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符号说明17参 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，取冷流体（循环水）进口温度25oC，而冷却水的出口温度一般不

4、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。1.1.2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。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

5、乙醇摩尔分数占99.1%。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

6、.350.5951.01.0壳程甲醇蒸汽的定性温度为 T=70管程冷却水的定性温度为 t=30表2 流体物性数据物性 流体 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 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.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

7、位产量是D =4000kg/h Mkg/kmolD=由精馏塔设计计算得最小回流比R，取R=1.5R=0.76，则乙醇蒸汽进量 V=RD+D=1.1487.52+87.52=187.29kmol/h则 W187.29查70时，乙醇r=925KJ /kg （化学化工物性数据手册有机卷）水r=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=925937.7KJ/kg3.1.2平均传热温差先按纯逆流算 3.1.3 冷却水用量 W3.1.4 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管程对流传热系数Re=P=0.023壳程传热系数先假定一个壳

8、程对流传热系数污垢热阻 Rsi=3.44 m2/W（化工原理课程表2-6）Rso=0 （蒸汽侧热阻很小可忽略）管壁的导热系数 =45W/(m)3.2计算传热面积S=（m2）考虑15%面积裕度，则S=1.15S=1.153.3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n=（根）按单程管计算，所需的传热管长度为L=（m）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）传热管总根数N=N=2（根）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=1.25do，则

9、t=1.2519=23.75横过管束中心线的管数nc=1.19=1.193.3.3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 =1.0524 圆整可得D3.3.4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=0.25450=112.5，故可取h=113mm取折流板间距B=0.8D B=0.8 圆整得400mm折流板数NB= =14(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o=当量直径，由正三角形排列得de = (m)壳程流通截面积 So=BD（1-）=0.40.45（

10、1-0.792）=0.0037m 壳程流体流速及其雷诺数分别为 uo=（m/s） Reo=0.17普兰特准数Pr=黏度校正（）0.141o =0.36 W/(m2)(2) 管程对流传热系数i=0.023（）Re0.8Pr0.4管程流通截面积Si=0.7850.015管程流体流速ui=0.97m/s Re=普兰特准数P i=0.023 4743W/(m2)（3）传热系数K =966W（4）校核有效平均温差 R=（5）计算传热面积SS=（m2）该换热器的实际传热面积SpSp =doL(N-nc）=3.140.019（m2）该换热器的面积裕度为H=100%=传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务

11、。3.4.2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（）由Re=1.81，取碳钢管壁粗糙度，传热管相对粗糙度，查莫狄图得 =0.046W/(m)，流速 =0.97m/s，=995.7kg/m3 ，所以 P1 =0.046（）（）=8619(Pa） P2 =3=1405(Pa） 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

12、 P1 =Ffonc(NB+1)（） F=0.5 ， f0=5Re-0.228= 50.543， nc =18（根） ，NB =14，uo =0.86m/s P1 =0.50.54318(14+1)（）=20445（Pa） 流体流过折流板缺口的阻力 P2 =NB（3.5-)（） h=0.113m, D=0.45m P2 =14（3.5-）（）=11705（Pa） 总阻力 =20445+11705=32150（Pa）101.3kPa壳程流动阻力也比较适宜4.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=（m） 取标准管径为65mm管程流体进出口接管：取

13、接管内循环水流速为u=1.5m/s，则接管内径为d=（m） 取标准管径为85mm5.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C 25/3575/65操作压力Mpa0.10130.1013流体密度kg/m995.7754.2流速m/s0.970.86流量kg/h640808615.34传热量kw2240对流传热系数W/47433621总传热系数W/966污垢系数m0.0003440程数21阻力压降Mpa0.0185040.031256使用材料碳钢碳钢管子规格管数210根管长6000mm管间距mm

14、24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68.7m6. CAD绘制设备附属图(见附图) 结 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

15、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。符号说明英文字母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

16、，m；R热阻，m2/W 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i管内；m平均；o管外；s污垢参 考 文 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，20092 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，20013 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，19924 戚世岳化工工程制图北京：化学工业出版社，20055 卢焕章等.石油化工基础数据手册.北京：化学工业出版社，19846 陆美娟，张浩勤.化工原理上册北京：化学工业出版社，20067 毛希澜 换热器设计上海科学技术出版社，19888 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，200310时均等.化学工业手册.北京: 化学工业出版社,1996