化工原理课程设计乙醇水精馏塔顶全凝器设计文档格式.docx
《化工原理课程设计乙醇水精馏塔顶全凝器设计文档格式.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计乙醇水精馏塔顶全凝器设计文档格式.docx（16页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
3
ph=754.2kg/m
卩h=0.523mPa・S
Cpc=2.64KJ/（Kg「C）
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
1.设计方案简介
1.1确定设计方案
1.1.1换热器的选型
1.1.2流动空间安排、管径及流速的确定
1.2确定流体的定性温度、物性数据……
2.工艺流程草图及其说明6
3.工艺计算及主体设备设计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K7
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换热器核算9
3.4.1热量核算9
3.4.2计算流动阻力11
1.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75°
C，出口
温度65oG（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25°
C,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。
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19mm2mnl勺碳钢管，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Xd=0.991,可知液相中乙醇摩尔分数占99.1%。
表1乙醇——水溶液平衡数据表
液相中乙醇的摩尔
气相中乙醇的摩尔
分数X
分数y
0.0
0.40
0.614
0.004
0.053
0.45
0.635
0.01
0.11
0.50
0.675
0.02
0.175
0.55
0.678
0.04
0.273
0.60
0.698
0.06
0.34
0.65
0.725
0.08
0.392
0.70
0.755
0.10
0.43
0.75
0.785
0.14
0.482
0.80
0.82
0.18
0.513
0.85
0.855
0.20
0.525
0.894
0.25
0.551
0.90
0.898
0.30
0.575
0.95
0.942
0.35
0.595
1.0
壳程甲醇蒸汽的定性温度为
7565
T==70°
C
2
管程冷却水的定性温度为
t=辽卫^=30C
表2流体物性数据
'
、物性
温度
密度
粘度
比热容Cp
导热系数
流体\
0C
kgm3
mpas
kj/
/（kg0C）
w/0/（mC）
乙醇蒸气
70
754.2
0.523
2.64
0.46
水
30
995.7
0.8007
4.174
0.618
2.工艺流程草图及其说明
图i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。
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
因为单位产量是D'
=4000kg/h
MD460.991180.00945.7kg/kmol
4000
D=87.52kmol/h
45.7
由精馏塔设计计算得最小回流比Rmin0.76，取R=1.5Rmin=0.761.51.14，
则乙醇蒸汽进量V=RD+D=1.1487.52+87.52=187.29kmol/h
则Wh187.29468615.34kg/h
查70C0时，乙醇r1=925KJ/kg（化学化工物性数据手册有机卷）
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=XjR=9250.99123310.009937.7KJ/kg
6
QWhr2.39937.72.2410w
要知道传热系数K,首先得计算对流传热系数1，0
管程对流传热系数
i0.023Re0.8Pr0.4=0.0230^1（（1.81104）0.8（5.41）0.44743w/（m2°
C）
di0.015
壳程传热系数
先假定一个壳程对流传热系数03000w/（m20C）
污垢热阻
Rsi=3.44104m2「C/W（化工原理课程表2-6）
Rso=0（蒸汽侧热阻很小可忽略）
管壁的导热系数入=45W/（m・C）
3.2计算传热面积
S'
=Q2.241063.3（m）
K0tm88540
考虑15灿积裕度，贝US=1.15S'
=1.1563.373（m2）
3.3工艺结构尺寸
3.3.1管程数和传热管数
程数为
传热管总根数N=Npn=2105210（根）
210
B=0.8450
折流板圆缺面水平装置。
332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。
，贝U
t=1.25X19=23.7524（mm）
横过管束中心线的管数
e=1.19N=1.19.21017.218（根）
3.3.3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=1.05tN/
=1.05X4433mm
\0.71
圆整可得D450mm
3.3.4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=0.8D360mm圆整得400mm
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
a°
=O.36」Reo0.55Pr1/3（二严
dew
当量直径，由正三角形排列得
壳程流通截面积
黏度校正
（一）0.14~1
w
ao=0.36X170000'
553.002133621W/（m2「C）
0.014
（2）管程对流传热系数
ai=0.023（」）Re^Pr0.4
di
管程流通截面积
S=0.785X0.01521050.0185m2
管程流体流速
普兰特准数
33
5.41
P4.171030.8007103
r
a=0.023:
^：
618（1.81104）0.85.410'
44743W/（m2「C）
0.015
（3）传热系数K
（4）校核有效平均温差
P270.345
Tt17820
（5）计算传热面积S
该换热器的实际传热面积Sp
Sp=ndL（N-nc）=3.14E.0196（21018）68.7（m2）
该换热器的面积裕度为
H=S^-SX100%=68.758100%18.4%
S58
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
Pi=（AP1+AP）FtNsNp
Ns=1,Np=2,Ft=1.5
狄图得i=0.046W/（m「C），流速Ui=0.97m/s,=995.7kg/m，所以
Pi=（8619+1405）X5X=30072（Pa）<
101.3kPa
管程流动阻力在允许范围之内
（2）壳程阻力
Po=（△?
）'
+&
P）FsNs
Ns=1,Fs=1.0（可凝蒸汽取1.0）
流体流经管束的阻力
Nb
F=0.5,f0=5Re0-0.228=5（0.17105）0.2280.543,nc=18（根）
=14,uo=0.86m/s
流体流过折流板缺口的阻力
2hu2
△P'
=Nb（3.5-—）（一-）
D2
h=0.113m,D=0.45m
20.113754.20.86、
=14（3.5-）X（）=11705（Pa）
0.452
总阻力
FO=20445+11705=32150（Pa）<
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
0.065（m）
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
取标准管径为85mm
5.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0C
25/35
75/65
操作压力Mpa
0.1013
流体密度kg/m3
流速m/s
0.97
0.86
流量kg/h
64080
8615.34
传热量kw
2240
对流传热系数W/2mK
4743
3621
总传热系数W/mK
966
污垢系数m2K/W
0.000344
程数
1
阻力压降Mpa
0.018504
0.031256
使用材料
碳钢
管子规格
192
管数210根
管长6000mm
管间距mm
24
排列方式
升级会员 