乙醇水精馏塔顶产品全凝器设计Word文件下载.docx
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设计方案简介
对确定的工艺流程及换热器型式进行简要叙述。
换热器的工艺计算
确定换热器的传热面积
换热器的主要结构尺寸设计
对本设计的评述
绘制换热器总装配图
一张主视图；
一张剖面图；
一张局部放大图（选作）
2.设计方案简介
2.1选择换热器的类型
因为夹套式换热器、套管式换热器、板式换热器等都有着传热面积小、金属消耗量大、流量小且处理量不大等缺点。
因此列管式换热器由于其结构简单、坚固、适应性强、制造容易且处理量大等优点被广泛应用。
对于本次课设，初步选择使用的便是浮头式换热器。
2.2流动空间及流速的确定
循环水不清洁且易结垢，为方便水垢清洗。
加之水流动压力比乙醇蒸汽高，液态水粘度较高，因此循环水应走管程。
而作为饱和乙醇蒸汽在管间冷凝，易于及时排出冷凝液，且走壳程便于高温乙醇蒸汽的散热。
综上所诉，应使冷却水走管程，乙醇蒸汽走壳程冷凝。
取管径为Ø
25mm×
2mm的不锈钢管，管内流速为1m/s。
3.工艺流程草图及说明
如图所示，由精馏塔上升乙醇蒸汽作为进料。
蒸出乙醇气体从1号接管进入换热器，再从2号接管流出进入冷凝液储槽。
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。
4.工艺计算及主体设备设计
4.1确定物性参数
壳程乙醇蒸汽定性温度为
管程冷却水的定性温度
因此，通过查阅课本文献获得以下数据
名称
温度℃
密度kg/m3
导热系数W/m-1▪K-1
粘度Pa·
s
比热容kJ/kg·
℃
比汽化热kJ/kg
水
35
993.95
0.6265
7.274×
10-4
4.174
2412
95%乙醇
78
738.59
0.1647
5.566×
3.550
953.76
4.2计算总热负荷
乙醇的进料速度
95%乙醇比汽化热
γ=0.95γ纯乙醇+0.05γ水
=885.1×
0.95+2258.4×
0.05
=953.76kJ/kg
因此可以计算出设备的热负荷
Q=q·
γ=2.400kg/s×
953.76kJ/kg=2289kw
4.3对于错流的平均温差的计算
求温度矫正系数
通过差温差校正系数图中的1壳程图得其φ≈1，大于0.8。
因此，选用但壳程的列管式换热器。
逆流计算温差
校正后温差
4.4估算设备K值与换热面积A
于是根据书中表4-7的有机物粘度μ=0.5～1mPa·
s（乙醇为0.7274mPa·
s）有机物冷凝—水体系K值的大致范围为200～700W/m2·
K
初选530W/m2·
K，得
换热器工艺结构尺寸
4.5管程流量的计算
水的流量可以通过热量恒算求得
Q=2289kw=q水·
c水·
Δt
既
4.6通过估算面积和流量计算管程数和管子根数
管程管子选择Ø
2mm的不锈钢管，内径d1=21mm，外径d2=25mm。
管内水流速初选u=1m/s
估算单程管根数
得
根据传热面积估算管子长度
若使用2管程，则每管程官长选用l=4500mm，管子数约为320根。
有换热器系列标准初选浮头式换热器型号为BES-800-2.5-125.4-4.5/25-2Ⅱ。
相关参数如下表。
公称直径DN/mm
800
公称压力PN/MPa
2.5
管程数Np
2
管子根数n
366
中心管子根数n
15
管子直径mm
25×
换热管长度mm
4.5
换热面积S/m2
125
若选择该型号的换热器，则该过程的总传热系数为
5换热器核算
5.1计算管程对流传热系数
管程流动面积
进一步计算出流速
计算出雷诺数
＞10000湍流
圆形直管强制湍流公式
Nu=0.023Re0.8Prn
其中；
Cp比热容；
μ黏度；
λ热导率；
水流被加热n取0.4
由得管程对流传热系数
5.2计算壳程对流传热系数
壳程为95%乙醇冷凝，而冷凝器为卧式，故冷凝为水管外冷凝，使用公式
其中γ为比汽化热J/kg;
ρ为冷凝液密度kg/m3;
λ为冷凝热导率W/（m·
k）;
μ为冷凝液黏度Pa·
s；
Δt为饱和温度ts与壁面温度tw之差；
nt为管子总数；
定性温度为膜温，既，特征尺寸管外直径d0。
壁温tw的计算
得
Q为2289kw；
α为4250.6W/k·
m2;
Rd2为0.58×
10-3m2·
k/W
解得tw=56.95℃
继续计算Tw
由得
其中Q=2289kw，b=4×
10-3，λ=45W/m·
k，。
解得Tw=58.93℃
因此可获得式子中Δt的大小为78℃-54.4℃=21.05℃，而定性温度为66.07℃。
由文献得ns=1.370nT0.518，解得ns=29，则nT/ns=12.6.
算得壳程传热系数
5.3总传热系数（以外壁为基准）
确定污垢内阻
水塔用水5.8×
10-4m2·
95%乙醇1.76×
则总传热计算系数计算式为
解得K=476.6W/m2·
℃>
实际换热器面积为
该换热器的面积裕度为
穿热气面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
5.4核算压强降
其中Ft=1.5，Ns=1，Np=2
进一步计算得出
进一步计算其雷诺数
＞10000湍流
设管壁的粗糙度ε=0.1mm，，
查《化工原理》P37λ-Re图得：
λ=0.033
所以=2660Pa
﹤105Pa
管程压强降压符合要求。
壳程为乙醇气体且流量低，估算压降远小于要求。
6.辅助设备的计算及选型
折流挡板计算
采用圆缺形折流挡板，切去圆缺高度为内径的25%，因此可取高度h=0.25×
800得200mm，挡流板的间距B=0.5D得400mm。
算得折流板数。
由下表查询可知，折流板厚度选4mm。
7.设计一览表
换热器型式：
浮头式换热器
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℃
30/40
78/78
操作压力MPa
0.1013
流体密度kg/m3
流速m/s
0.87
流量kg/s
54.84
2.42
传热量kw
2289
对流传热系数W/m2·
4250.6
1167.98
总传热系数W/m2·
476.6
污垢系数m2·
K/W
5.8×
1.76×
程数
1
使用材料
碳钢
管子规格
管数366根
管长4500mm
管间距mm
32
排列方式
45度斜正方形
折流板型式
上下
间距400
切口高度200mm
壳体内径mm
换热面积
125m
8.对本设计的评述
在这次设计中，流速确定后的换热器选择尝试了四次。
过程实确繁琐，但最终还是选出了最优方案。
翻书、查资料，每个公式的准确与否都锱铢必较。
经过没日没夜地推导、计算，最终得出这份报告。
不知是课设在大学期间做多了而麻木了。
本次课设并无大喜大悲，做完只是感开着闪光灯在断电后打字的日子就再告一段落了。
并无太多欣喜，亦无过多苛责。
今天是2015年12月31日，新年快乐。
9.附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）
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