《全凝器的设计》doc版.docx

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《全凝器的设计》doc版—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/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：

ρh＝754.2kg/m3μh＝0.523mPa·Scpc＝2.64KJ/（Kg·℃）λ＝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441.1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.42.2.工艺流程草图及其说明工艺流程草图及其说明663.3.工艺计算及主体设备设计工艺计算及主体设备设计663.1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114.4.辅助设备的计算及选型辅助设备的计算及选型1313接管135.5.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.146.6.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030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5C,所以取出口温度35°C，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。

21.21.2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==70℃75652管程冷却水的定性温度为t==30℃25352表2流体物性数据物性流体C0温度3mkg密度smpa粘度）kgkjCp0C（比热容）（m0CW导热系数乙醇蒸气70754.20.5232.640.46—6—水30995.70.80074.1740.6182.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计算热负荷计算热负荷Q因为单位产量是D`=4000kg/hMkg/kmolD460.991180.00945.7D=400087.52kmol/h45.7—7—由精馏塔设计计算得最小回流比R，取R=1.5R=0.76，76.0minmin14.15.1则乙醇蒸汽进量V=RD+D=1.1487.52+87.52=187.29kmol/h则W187.29h468615.34kg/h查70时，乙醇r=925KJ/kg（化学化工物性数据手册有机卷）0C1水r=125.7KJ/kg（化工原理上册）2由物料衡算得蒸汽中乙醇占99.1%，水蒸气占0.9%r==925937.7KJ/kgliiRX0.99123310.0096hQr2.39937.72.2410wW3.1.23.1.2平均传热温差先按纯逆流算平均传热温差先按纯逆流算01t652540C02t753540C012mttt40C2‘3.1.33.1.3冷却水用量冷却水用量Wc2Q224017.8kg/sr125.73.1.43.1.4计算总传热系数计算总传热系数KK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=i4ii3du0.0150.97995.71.81100.800710P41.5618.0108007.01017.4C33pr=0.0234.0r8.0eiid023.0PR40.80.4200.6181.81105.414743w/mC0.015（）（）（）壳程传热系数—8—先假定一个壳程对流传热系数30000）（m/w02C污垢热阻Rsi=3.44m2·℃/W（化工原理课程表2-6）410Rso=0（蒸汽侧热阻很小可忽略）管壁的导热系数λ=45W/（m·℃）WRK885154060191519000344.0174519002.0300011dddddd11ii0i0simw0003.23.2计算传热面积计算传热面积S=（m2）60Q2.241063.388540mKt考虑15%面积裕度，则S=1.15S=1.15263.373（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）2217.8995.71050.7850.0150.974iVdu按单程管计算，所需的传热管长度为L=（m）7311.653.140.019105oSdn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）11.6526Ll传热管总根数N=N=2（根）np210105—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=1.25×19=23.75）（mm24横过管束中心线的管数nc=1.19=1.19N（根）182.172103.3.33.3.3壳体内径壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η=0.71，则壳体内径为D=1.05t/N=1.05×24mm43371.0210圆整可得D450mm3.3.43.3.4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=0.25×450=112.5，故可取h=113mm取折流板间距B=0.8DB=0.8圆整得400mm360mm450折流板数NB==14（块600011400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，可采用克恩公式块1414006000—10—αo=0.551/30.140.36RePr（）oooewd当量直径，由正三角形排列得de=（m）2234（）240.02ootdd壳程流通截面积So=BD（1-）=0.4×0.45（1-0.792）=0.0037modt2壳程流体流速及其雷诺数分别为uo=（m/s）2.39/754.20.860.0037Reo=0.1730.0140.86754.20.52310510普兰特准数Pr=2.640.5233.0020.46黏度校正（）0.14≈1wαo=0.36×W/（m2·℃）0.55130.46170003.00236210.014

（2）管程对流传热系数αi=0.023（）Re0.8Pr0.4iid管程流通截面积Si=0.785×0.01522m0185.0105管程流体流速ui==0.97m/s17.8995.70.0185Re=430.01