年产34万吨酒精精馏换热器设计课程设计说明书.docx
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年产34万吨酒精精馏换热器设计课程设计说明书
课程设计说明书
题目：
年产3.4万吨酒精精馏换热器设计
摘要
换热器是一种在不同温度的两种或两种以上流体间实现物料之间热量传递的节能设备，是使热量由较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要，同时也提高能源利用率的主要设备之一。
换热器行业涉及暖通、压力容器、中水处理设备等近30多种产业，相互形成产业链条。
换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。
换热器是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。
在石油、化工、轻工、制药、能源等工业生产中，常常用作把低温流体加热或者把高温流体冷却，把液体汽化成蒸汽或者把蒸汽冷凝成液体。
换热器既可是一种单元设备，如加热器、冷却器和凝汽器等；也可是某一工艺设备的组成部分，如氨合成塔内的换热器。
换热器是化工生产中重要的单元设备，根据统计，热交换器的吨位约占整个工艺设备的20%有的甚至高达30%，其重要性可想而知。
在接到完成年产3.3万吨酒精的生产任务，我在设计换热器时的思路是：
在正常的生产过程中，利用低压蒸汽作为加热介质在预热器中对原料液进行预热，达到泡点81.9℃后利用离心泵输送到精馏塔中进行蒸馏，塔顶蒸馏出的酒精蒸汽输送到塔顶冷凝器，利用循环冷却水作为冷却介质使酒精蒸汽转为液体，输送到分配器中，调节分配器使回流比为2，使部分酒精液体回流。
未回流部分作为产品输送到塔顶冷却器中，在塔顶冷却器中再次用冷却水使其降到35℃输送到储装罐中。
同时，利用塔釜再沸器将塔釜液体进行快速加热达到泡点，输送到精馏塔中进行蒸馏，剩余的釜残液经过塔底冷却器冷却后输送到储装罐中。
换热器中流体的相对流向一般有顺流和逆流两种。
顺流时，入口处两流体的温差最大，并沿传热表面逐渐减小，至出口处温差为最小。
逆流时，沿传热表面两流体的温差分布较均匀。
在冷、热流体的进出口温度一定的条件下，当两种流体都无相变时，以逆流的平均温差最大顺流最小。
在完成同样传热量的条件下，采用逆流可使平均温差增大，换热器的传热面积减小；若传热面积不变，采用逆流时可使加热或冷却流体消耗量降低。
前者可节省设备费，后者可节省操作费，所以在我的设计中应该尽量采用逆流换热。
目录
第一章换热器的设计1
1.1概述1
1.2设计方案的确定及选型1
1.3列管式换热器的设计计算3
第二章列管式换热器的工艺计算10
2.1原料预热器的工艺计算10
2.2塔顶冷凝器的工艺计算.........................................15
2.3塔顶冷却器的工艺计算.........................................20
第三章汇总表25
3.1原料预热器的主要结构尺寸和计算结果26
第四章设计评论27
参考文献29
致谢·································································30
第一章换热器的设计
1.1换热器的简介
换热器（英语翻译：
heatexchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。
换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。
在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。
换热器种类很多，但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：
间壁式、混合式和蓄热式。
在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。
因此适用于不同介质、不同工况、不同温度、不同压力的换热器，结构型式也不同，换热器的具体分类如下：
一、换热器按传热原理分类
1、表面式换热器
表面式换热器是温度不同的两种流体在被壁面分开的空间里流动，通过壁面的导热和流体在壁表面对流，两种流体之间进行换热。
表面式换热器有管壳式、套管式和其他型式的换热器。
2、蓄热式换热器
蓄热式换热器通过固体物质构成的蓄热体，把热量从高温流体传递给低温流体，热介质先通过加热固体物质达到一定温度后，冷介质再通过固体物质被加热，使之达到热量传递的目的。
蓄热式换热器有旋转式、阀门切换式等。
3、流体连接间接式换热器
流体连接间接式换热器，是把两个表面式换热器由在其中循环的热载体连接起来的换热器，热载体在高温流体换热器和低温流体之间循环，在高温流体接受热量，在低温流体换热器把热量释放给低温流体。
4、直接接触式换热器
直接接触式换热器是两种流体直接接触进行换热的设备，例如，冷水塔、气体冷凝器等。
二、换热器按用途分类
1、加热器：
加热器是把流体加热到必要的温度，但加热流体没有发生相的变化。
2、预热器：
预热器预先加热流体，为工序操作提供标准的工艺参数。
3、过热器：
过热器用于把流体（工艺气或蒸汽）加热到过热状态。
4、蒸发器：
蒸发器用于加热流体，达到沸点以上温度，使其流体蒸发。
三、按换热器的结构分类
可分为：
浮头式换热器、固定管板式换热器、U形管板换热器、板式换热器等。
1.2设计方案的确定及选型
在进行换热器的设计时，首先应根据年产3.3万吨酒精的生产任务的工艺要求确定换热系统的流程方案并选用适当类型的换热器，确定所选换热器中流体的流动空间及流速等参数，同时计算完成给定生产任务所在地需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸且根据实际流体的腐蚀性确定换热器的材料，根据换热器内的压力来确定其壁厚。
1.2.1流程方案的确定
换热器设计的第一步是确定换热系统的流程。
在正常的生产过程中，利用低压蒸汽作为加热介质在预热器中对原料液进行预热，达到泡点81.9℃后利用离心泵输送到精馏塔中进行蒸馏，塔顶蒸馏出的酒精蒸汽输送到塔顶冷凝器，利用循环冷却水作为冷却介质使酒精蒸汽转为液体，输送到分配器中，调节分配器使回流比为2，使部分酒精液体回流。
未回流部分作为产品输送到塔顶冷却器中，在塔顶冷却器中再次用冷却水使其降到35℃输送到储装罐中。
综合考虑地理位置等因素，我认为使用水蒸汽作为加热介质和循环冷却水做为冷却介质是比较经济的。
1.2.2换热器类型的选择
列管式换热器的结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广，历史悠久，设计资料完善，并已有系列化标准，特别是在高温、高压和大型换热设备中占绝对优势。
不同形式的列管式换热器主要针对换热器管程与壳程流体的温度差不同设计。
由于列管式换热器管束与壳体内通过流体的温度不同，会引起管束与壳体热膨胀程度的差异，若两侧流体的温度差较大时，需加入膨胀节。
根据热补偿方法不同，列管式换热器有以下几种形式。
（1）固定管板式换热器
固定管板式换热器两端的管板与壳体连在一起。
这类换热器结构简单、价格低廉，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50。
C且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。
补偿圈的弹性变形可减少温差应力，这种补偿方法使用于两流体温差小于70。
C，且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。
（2）浮头式换热器
换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。
浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普通，但结构复杂，造价高。
（3）填料式换热器
管束一端可以自由膨胀，与浮头式换热器相比，结构简单、造价低，但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃、易爆的流体。
原料预热器冷热流体的温度差大于70。
C，所以选用浮头式换热器。
冷凝器的平均温差大于50。
C小于70。
C，所以选用带有膨胀节的固定管板式换热器。
塔顶冷却器两流体温差小于50。
C，可以选用普通的固定管板式换热器。
此外，在确定选用换热器的型式时，即要依据两流体的温度差考虑热补偿的问题，还应考虑流体的性质及检修和清晰等因素。
1.2.3列管式换热器的基本参数
基本参数管壳是换热器的基本参数包括：
①公称换热面积SN；
②公称直径DN；
③公称压力PN；
④换热器管长度L；
⑤换热管规格；
⑥管程数Np。
1.2.4设计的基本原则
（1）流体流径的选择
流体流径的选择是指在管程和壳程各走哪一种流体，以固定管板式换热器为例，介绍一些选择的原则。
1不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清晰较方便。
2若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与h大的流体接近，以减少管壁与壳壁的温差，减少温差应力。
根据上述原则，在后面的换热器设计中，应该尽量使乙醇液体或者冷却水走管程，水蒸汽或者乙醇蒸汽走壳程。
3压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。
4被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外散热作用，增强冷却效果。
5饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗。
6有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。
7流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低Re下即可达到湍流，以提高传热系数。
（2）流体流速的选择
流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。
增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定的换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。
因此，一般需要通过多方面权衡选择适宜的流速。
（3）冷却介质终温选择
在换热器的设计中，进、出换热器物料的温度一般是由工艺确定的，而冷却介质（或加热介质）的进口温度一般为已知，出口温度则由设计者根据自己的实际情况设定。
如用冷却水冷却某热流体，水的进口温度可根据当地的气候条件作出估计，而出口温度需经过经济权衡确定。
为了节约用水，可使水的出口温度高些，但所需传热面积加大；反之，为减小传热面积，则可增加水量，降低出口温度。
一般来说，设计时冷却水的温度差可取8-10。
C。
缺水地区可选用较大温差，水源丰富地区可选用较小温差。
内蒙古属于偏干旱地区水资源较为缺乏，所以设计时进出口温度可以较大。
（4）加热介质
根据工艺要求以及设备的承压能力，加热介质可选用低压蒸气。
1.2.5列管式换热器结构的确定
列管式换热器主要分为管程和壳程两部分。
（1）管程结构
换热管
常用换热管的规格有φ19×2mm,φ25×2mm。
换热管在管板上的排列方式有正方形直列、长方形错列、三角形直列、三角形错列和同心圆排列。
管板
列管式换热器管板是用来固定管束连接壳体和端盖的一个圆形厚板，它的受力关系比较复杂。
厚度计算应根据我国“钢制压力容器设计规定”进行。
管板上开有管孔，管孔的排列方式有三角形、正方形和同心圆形。
三角形可排列较多的管子，装配较多的管子，传热效果较好，所以常被采用，管子中心距一般在1.25d（d为管子外径）。
管箱
列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。
用以分配液体和起封头的作用。
压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。
检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。
（2）壳程结构
壳体是一个圆筒形的容器。
直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mm的用钢板卷焊而成。
根据工作温度选择壳体材料，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。
折流挡板
列管式换热器折流板的作用是；增强流体在管间流动的湍流程度；增大传热系数；提高传热效率。
同时它还起支撑管束的作用。
因为蒸汽的冷凝与流动状态无关而且为了使冷凝水更好地排除，所以冷凝器不设折流板。
列管式换热器除上述部件外，列管换热器根据尺寸大小和用途不同，大型换热器还设有拉杆、旁路挡板；冷凝器设有拦液板等等。
1.2.6壳程和管程数的确定
当管内流体流量较小时，会使管内流速较低，对传热系数较小。
为了提高管内流速，可采用多管程。
列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。
采用多管程时，合理的换热器管的长度为1.5、2、3或6m。
管长与壳体直径之比L/D为4-6，水平放置的换热器可取大些。
1.3列管式换热器的设计计算
1.3.1设计步骤
1.系统物料衡算
根据产量要求，计算换热系统的原料量、产品量，再进一步确定所需计算的换热器，逐步进行换热器的选用。
2.选用换热器
①计算热负荷，冷却介质的用量计算或加热介质用量的计算。
②计算平均温度差，当两侧的流体均为变温传热时，应进行温度差的校正。
③试算并初选设备规格
3.试算并初选设备规格
（1）计算定性温度，并确定在定性温度下流体的性质。
（2）由总传热速率方程Q＝KSΔtm，初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如d、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。
（3）确定流体在换热器中的流动途径。
（4）计算平均温度差。
（5）依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K选值。
3．计算管、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压强降。
检查计算结果是否合理或满足工艺要求。
若压强降超过工艺允许的范围，则要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止。
4．核算总传热系数
计算管、壳程对流传热系数hi和ho，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K选，比较K得初始值和计算值，若K计/K选＝1.10～1.25，则初选的设备合适。
否则需另设K选值，重复以上计算步骤。
通常，进行换热器的选择或设计时，应在满足传热要求的前提下，再考虑其他各项的问题。
1.3.2计算主要公式
传热速率方程式
Q=K·S·Δtm
式中Q——传热速率（热负荷），W；
K——总传热系数，W/（m2·℃）；
S——与K值对应的传热面积，m2；
Δtm——平均温度差，℃。
（1）传热速率（热负荷）Q
①传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则
Q=WhCph（T1–T2）=WcCpc（t2–t1）
②流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则
Q=Wh·r=WcCpc（t2–t1）
式中W——流体的质量流量，kg/s；
Cp——流体的平均定压比热容，J/（kg·℃）；
T——热流体的温度，℃；
t——冷流体的温度，℃。
r——饱和蒸汽的冷凝潜热，J/kg
下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。
（2）平均温度差
一侧恒温，逆流与并流的平均温差相等
Δtm=（Δt1-Δt2）/ln（Δt1/Δt2）
式中Δt1、Δt2——分别为换热器两端热、冷流体的温差，℃。
（3）管程压强降∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np
其中：
ΔP1=
ΔP2=
式中：
ΔP1——直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；
ΔP2——回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式
Ft——结垢校正系数，无因次，φ25×2.5mm的换热管取1.4；φ19×2mm的换热管取1.5。
Ns——串联的壳程数；
Np——管程数。
（4）壳程压强降
①壳程无折流挡板，壳程压力降按流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径de代替直管内径di。
②壳程有折流挡板,计算公式如下：
∑ΔPo=（ΔP1´+ΔP2´）Fs·Ns
ΔP1´=F·f0·nc（NB+1）·ρu2o/2
ΔP2´=NB[3.5–（2B/D）]×（ρ·uo2）/2
NB=L/Z–1
f0=5.0×Reo–0.228
nc=1.1×n1/2
Ao=h×（D–nc·do）
式中ΔP1´——流体横过管束的压力降，Pa；
ΔP2´——流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa；
Fs——结垢校正系数，无因次，对液体Fs=1.15；对气体Fs=1.0；
F——管子排列方式对压力降的校正系数：
三角形排列F=0.5，正方形
直列F=0.3，正方形错列F=0.4；
f0——壳程流体的摩擦系数，
nc——横过管束中心线的管数，可按式3-2及式3-3计算；
h——折流板间距，m；
D——壳体直径，m；
NB——折流板数目；
uo——按壳程流通截面积So计算的流速，m/s。
（5）总传热系数Ko（以外表面积为基准）
初选换热器时，应根据所要设计的换热器的具体操作物流选取K的经验数值，选定的K的经验值为K选，确定了选用的换热器后，需要对换热器的总传热系数进行核算，
管内对流传热系数
管外对流传热系数
则，总传热系数的计算公式为：
式中K0——基于换热器外表面积的总传热系数，W/（m2·℃）；
hi，ho——传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/（m2·℃）；
Rsi，Rso——传热管内、外侧表面上的污垢热阻，m2·℃/W；
di，do，dm——换热器列管的内径、外径及平均直径，m；
k——列管管壁的导热系数，W/（m·℃）；
b——传热管壁厚，m。
由上式计算得到的总传热系数为K计。
（6）接管内径d=（4Vs/πu）1/2
核算流速u=4Vs/πd2
式中：
d——接管内径，m；
Vs——管程、壳程流体的体积流量，m3/s;
u——流体流速，m/s。
第二章列管式换热器的工艺计算
2.1原料预热器的工艺计算
已知：
=8744.51Kg/h
=4722.22Kg/h
=4028.65Kg/hq=1R=L/D=2
=46
=18
D=4722.22/40.96=115.29Kg/h
平均摩尔质量：
；
所以
全塔物料衡算：
F=W+D①
FxF=Wxw+DxD②
所以
∵R=L/D=2∴L=2D=230.6Kg/h
（1）估算传热面积，初选换热器型号
热流体：
水蒸气
冷流体：
原料液
①基本物性数据的查取
原料液的定性温度130℃（绝对压力为0.3MPa）
釜残液的定性温度（20+81.9）/2=50.95℃
物性参数：
名称
密度ρ
Kg/m3
定压比热Cp
KJ/（Kg·℃）
导热系k
W/（m·℃）
粘度μ
Pa·s
汽化热r
KJ/Kg
乙醇
50.95℃
764
2.98
0.148
0.7×10-3
水50.95℃
988.1
4.17
0.6625
5.494×10-4
水蒸汽
130℃
1.496
0.68
1.324×10-5
2174.2
水130℃
934.8
4.266
0.6844
2.17×10-4
②热负荷计算
Qh=Wh·r=WF·CPc·（t2-t1）=Qc
Cpm=（C乙醇+C水）/2=3.58KJ/（Kg·℃）
Qc=Wc·Cpm·（t2-t1）=8744.51×3.58×103×（81.9-20）/3600=538278W
=1937801KJ/h
因为r=2174.2KJ/Kg，水蒸汽的消耗量：
Wh=Qc/r=891.27kg/h
③确定流体的流径
设计任务的热流体为水蒸气，冷流体为原料液，为防止原料液在管程中流动从而使管程结垢，所以令水蒸气走壳层，原料液走管程。
④计算平均温度差
暂按单壳程二管程考虑，先求逆流平均温度差
水蒸气T1=130T2=130
原料液t2=81.9t1=20
Δt48.1℃110℃
Δtm’=（110-48.1）/ln（110/48.1）=74.8℃（Δtm’>70℃）
计算R：
R=（T1-T2）/（t2-t1）=0无需校正Δtm。
⑤选K值，估算传热面积
取K=700W/（m2·℃）
S=Q/（K·Δtm）=538278/（700×74.8）=10.3m2
⑥初选换热器型号
由于两流体温差大于70℃，可选用浮头式换热器
初选换热器型号为：
JB/T325-I-2.5-10.73
主要参数如下：
外壳直径
325mm
公称压力
2.5MPa
公称面积
10.73m2
管子尺寸
φ19×2.0
管子数
60
管长
3m
管中心距
25mm
管程数Np
2
管子排列方式
正三角形
管程流通面积
0.0053m2
实际换热面积：
So=nπdoL=60×3.14×0.019×3=10.73m2
采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
K=Q/（So·Δtm）=538278/（10.73×74.8）=670.66W/（m2·℃）
（2）核算压强降
①管程压强降
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np（其中Ft=1.4，Ns=1，Np=2）
∵1/ρm=wA/ρA+wB/ρB，∴平均密度：
ρm=861.72Kg/m3
∵lgμm=∑xi·lgμi，∴平均粘度：
μm=6.71×10-4Pa·s
管程流速：
ui=Wc/（ρm·Ai）=8744.51/（861.72×0.0053×3600）=0.5318m/s
Rei=di·ρm·ui/μm=（0.015×861.72×0.5318）/（6.71×10-4）=10.244×103
对于碳钢管，取管壁粗糙度ε=0.1，则相对粗糙度为
ε/di=0.1/15=0.007
由教材λ-Re关系图查得，λ=0.041
ΔP1=
=0.041×（3/0.015）×（861.2×0.53182）/2=774Pa
ΔP2=
=3×861.72×0.53182/2=365.55Pa
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np
=（999+366）×1.4×1×2=3822Pa（<50KPa）
所以管程压强降符合设计要求。
②壳程压强降
∑ΔPo=（ΔP1’+ΔP2’）Ft·Ns（其中Ft=1.0，Ns=1,）
因为壳程走的为水蒸气，不需要加折流挡板
nc=1.1（60）0.5=8.52
壳程流通面积：
Ao=（π/4）·（D2-n·do2）
=（3.14/4）×（0.3252-8.52×0.0192）
=0.0803m2
壳程流速：
uo=Wh/（ρ·Ao）=891/（1.496×0.0803×3600）=2.06m/s
Reo=do·ρ·uo/μ
=（0.019×1.469×2.06）/（1.324×10-5）=4.343×103（＞500）
Fo=5.0×Reo-0.228=5.0×（4.343×103）-0.228=0.741
管子为正三角形排列F=0.5
ΔP1’=F·fo·nc（NB+1）·ρu2o/2
ΔP1’=0.5×0.741×8.52×（1+1）×1.496×2.062/2=19.7Pa
∑ΔPo=ΔP1·Fs·Ns=19.7×1×1=19.7Pa（<100KPa）
计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足条件
（3）核算总传热系数
①管
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