强烈推荐年产3464万吨酒精精馏换热器设计毕业论文说明书.docx

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强烈推荐年产3464万吨酒精精馏换热器设计毕业论文说明书

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：

（Δt1Δt2）

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）·ρu2o2

ΔP2´=NB[3.5–（2BD）]×（ρ·uo2）2

NB=LZ–1

f0=5.0×Reo–0.228

nc=1.1×n12

Ao=；

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，ms。

（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·℃）；

——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=（4Vsπu）12

核算流速u=4Vsπd2

式中：

d——接管内径，m；

Vs——管程、壳程流体的体积流量，m3s;

u——流体流速，ms。

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（11048.1）=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：

JBT325-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）

∵1ρm=wAρA+wBρB，∴平均密度：

ρm=861.72Kgm3

∵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）=0.5318ms

Rei=di·ρm·uiμm=（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

εdi=0.115=0.007

由教材λ-Re关系图查得，λ=0.041

ΔP1==0.041×（30.015）×（861.2×0.53182）2=774Pa

ΔP2==3×861.72×0.531822=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=（π4）·（D2-n·do2）

=（3.144）×（0.3252-8.52×0.0192）

=0.0803m2

壳程流速：

uo=Wh（ρ·Ao）=891（1.496×0.0803×3600）=2.06ms

Reo=do·ρ·uoμ

=（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）·ρu2o2

ΔP1’=0.5×0.741×8.52×（1+1）×1.496×2.0622=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管程对流传热系数

Cp=（C乙醇+C水）2=3.58KJ（Kg·℃）

k=0.5×（0.148+0.6625）=0.405W（m·℃）

μm=6.71×10-4Pa·s

W（m2·℃）

②壳程对流传热系数

=2112.5W（m·℃）

③污垢热阻

由表查得：

Rso=0.859×10-4（㎡℃）W

Rsi=1.7197×10-4（㎡℃）W

④总传热系数K:

k=670.66W（m·℃）

dm=（do-di）[ln（dodi）]=0.01692m

=11.66×10-3

即Ko=837W（m2·℃）

故所选的换热器是合适的

（4）接管

①管程流体进出口接管，取接管内流体流速为：

u=2ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5、=（4×8744.513.14×2×861.72×3600）0.5=0.042m，

查出do=50mm,b=3mm,di=42mm，

因为u=VAo=（4×8744.51）（3.14×3600×861.72×0.0422）=2.04ms

（1ms

所以，标准接管内径为42mm。

②壳程流体进口接管，取接管内流体流速为：

u=30ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（891.27×4）（3.14×3600×1.469×30）=0.085m，

查出do=95mm,b=5.0mm,di=85mm，

因为u=VAo=（891.27×4）（3.14×3600×1.469×0.0852）=29.7ms

（20ms

所以，标准接管内径为40mm

③壳程流体进出口接管，取接管内流体流速为：

u=2.0ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（891.27×4）（3.14×3600×934.8×2）=0.013m，

查出do=15mm,b=1.0mm,di=13mm，

因为u=VAo=（891.27×4）（3.14×3600×934.8×0.0132）=1.996ms

（1ms

所以，标准接管内径为13mm。

2.2全凝器的工艺计算

（1）估算传热面积，初选换热器型号

热流体：

以纯蒸汽（92%）

冷流体：

冷却水（15℃）

①基本物性数据的查取

92%乙醇蒸汽的定性温度78.3℃

冷却水的定性温度（15+35）2=25℃

物性参数：

名称

密度ρ

Kgm3

定压比热Cp

KJ（Kg·℃）

导热系k

W（m·℃）

粘度μ

Pa·s

汽化热r

KJKg

乙醇液78.3℃

736.775

0.1532

4.4×10-4

846

乙醇气体78.3℃

1.6248

1.8046

0.022

1.038×10-5

850

水78.3℃

972.817

4.195

0.6745

3.565×10-4

水蒸汽78.3℃

0.2929

0.6228

1.1535×10-5

2307.8

冷却水20℃

998.2

4.83

0.5989

100.5×10-5

②热负荷计算

rm=92%×850+8%×2307.8=966.7KJKg

Wh=L+D=4722.2784+9444.5568=14167kg（63.358.3）=60.8℃（50℃<Δtm<70℃,接近，需加膨胀节）

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=600W（m2·℃）

S=Q（K·Δtm）=3804.2×103（600×60.8）=120.5m2

⑥初选换热器型号

由于两流体温差接近50℃，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：

G273Ⅱ-2.5-4.4

主要参数如下：

外壳直径

700mm

公称压力

2.5MPa

公称面积

122.6m2

管子尺寸

φ25×2.5

管子数

355

管长

4.5m

管中心距

32mm

管程数Np

1

管子排列方式

正三角形

管程流通面积

0.1115m2

实际换热面积：

So=nπdo（L-0.1）=355×3.14×0.025×（4.5-0.1）=122.617m2

采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：

Ko=Q（So·Δtm）=3804.2×103（122.617×52.6）=589.83W（m2·℃）

（2）接管

①管程流体进出口接管，取接管内流体流速为：

u=2ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（4×45.473.14×2×998.5）0.5=0.170m，

查出do=190mm,b=10mm,di=170mm，

因为u=4Vπd2=（144459×4）（3.14×998.5×0.0172）=1.999ms（1ms

所以，标准接管内径为190mm

②壳程流体进口接管，取接管内流体流速为：

u=30ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（4×141673.14×30×1.6248×3600）0.5=0.3206m

查出do=345mm,b=10mm,di=325mm

因为u=4Vπd2=（14167×4）（3.14×1.6248×3600×0.3252）=29.2ms（20ms

所以，标准接管内径为325mm。

③壳程流体出口接管，取接管内流体流速为：

u=2.0ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（4×141673.14×2×752.5×3600）0.5=0.058m，

查出do=68mm,b=5mm,di=58mm，

因为u=VAo=（14167×4）（3.14×3600×752.5×0.0582）=1.98ms（1ms

所以，标准接管内径为58mm。

2.3塔顶冷却器的工艺计算

（1）估算传热面积，初选换热器型号

热流体：

含乙醇为92%的乙醇液体

冷流体：

冷却水（15℃）

①基本物性数据的查取

乙醇液的定性温度（78.3+25）2=51.65℃

冷却水的定性温度（35+15）2=25℃

物性参数：

名称

密度ρ

Kgm3

定压比热Cp

KJ（Kg·℃）

导热系k

W（m·℃）

粘度μ

Pa·s

汽化热r

KJKg

乙醇液56.65℃

760

291

0.164

6.67×10-4

水

56.65℃

985.5

4.177

0.6556

4.96×10-4

2500

冷却水

20℃

998.5

4.183

0.5898

1．005×10-5

②热负荷计算

Cpm=92%C乙醇+8%C水=3.186KJ（Kg·℃）

Q=WhCpm（T1-T2）

=4722.28×3.186×（78.3-35）3600=180960W

Q=WhCpm（T1-T2）=WcCpm（t2-t1）

所以冷却水耗量：

=2.88kgs=10383kg（48.320）=28.52℃

计算R：

R=（T1-T2）（t2-t1）=（78.3-35）（30-25）=3.55

P=（t1-t2）（tT1-t1）=（30-25）（78.3-25）=0.09

由教材4-19图查得

=Δtm*=28.52×0.9=25.67℃

⑤选K值，估算传热面积

取K=380W（m2·℃）

S=Q（K·Δtm）=180960（380×25.67）=18.6m2

⑥初选换热器型号

由于两流体温差小于50℃，可选用普通的固定管板式换热器，初选换热器型号为：

G700Ⅱ-4.0-13.8

主要参数如下：

外壳直径DN

400mm

公称压力PN

2.5MPa

公称面积

18.8m2

管子尺寸

φ19×2

管子数

108

管长

3m

管中心距

32mm

管程数Np

4

管子排列方式

正三角形

管程流通面积

0.0008m2

实际换热面积：

So=nπdL=108×3.14×0.025×2.9=24.5862m2

采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：

Ko=Q（So·Δtm）=180960（24.5862×25.67）=286.72W（m2·℃）

（2）接管

①管程流体进出口接管，取接管内流体流速为：

u=2.0ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（4×2.88（3.14×2×998.5））0.5=0.04m，

查出do=45mm,b=2.5mm,di=40mm，

因为u=VAo=（10383×4）（3.14×998.5×3600×0.042）=2.30ms（1ms

所以，标准接管内径为40mm。

②壳程流体进出口接管，取接管内流体流速为：

u=2ms，

则接管内径为d=（4Vπu）0.5=（4×2.88（3.14×2×998.5）0.5=0.043m，

查出do=49mm,b=2mm,di=45mm，

因为u=VAo=（4722.28×4）（3.14×752.5×0.0452）=1.10ms（1ms

所以，标准接管内径为45mm。

备注：

D=115.3Kg=74.8℃

So=10.73m2

K=670.66W（m2·℃）

ρm=861.72Kgm3

μm=6.71×10-4Pa·s

ui=0.5318ms

Rei=10.244×103

uo=2.06ms

Reo=4.343×103

k=0.405W（m·℃）

W（m2·℃）

W（m2·℃）

Rso=1.7197×10-4（㎡℃）W

Rsi=1.7197×10-4（㎡℃）W

Ko=837W（m2·℃）

管程进出口标准接管外径为50mm。

壳程进口标准接管外径为95mm。

壳程出口标准接管外径为15mm

备注

rm=966.7KJKgQ=3804.2×103W

Wc=163699.73kg=60.8℃

So=122.617m2

Ko=589.83W（m2·℃）

备注

管程进、出口标准接管外径为190mm

壳程进口标准接管外径为345mm

壳程出口标准接管外径为68mm

Qh=80960W

Wc=2.88kgs

Δtm=25.67℃

So=17.898m2

Ko=286.72W（m2·℃）

管程进、出口标准接管外径为45mm

壳程进出口标准接管外径为49mm

第三章汇总表

3.1原料预热器主要结构尺寸和计算结果

换热器型式：

浮头式

管口表

换热面积（m2）：

10.73

符号

尺寸

（mm）

用途

连接形式

工艺参数

a

DN45

原料液入口

平面

名称

管程

壳程

b

DN45

原料液出口

平面

物料名称

50%乙醇+50%水

130℃水蒸汽

c

DN32

放净口

凹凸面

操作压力

MPa

0.1

0.3

d

DN32

排气口

凹凸面

操作温度

℃

50.95

130

e

DN95

水蒸汽入口

凹凸面

流量Kgh

8744.51

891.27

f

DN15

冷凝水出口

凹凸面

流体密度

Kgm3

861.72

1.496

流速ms

0.5318

2.04

传热量W

538278

压力降Pa

3822

19.7

程数

2

1

推荐使用材料

碳钢

碳钢

管子规格

Φ19×2.0

管数

60

管长

（mm）

3000

管间距（mm）

25

排列

方式

正三角形

折流板型式

上下

间距

无

切口

高度

公称

直径（mm）

325

保温层

厚度（mm）

第四章设计评论

通过本次化工原理的课程设计，我学会了根据工艺过程的条件查找相关资料的方法，并从各种资料中筛选出比较合适的资料，同时学习到根据工艺要求确定工艺流程主要设备，以及如何计算出主要设备的各项参数及数据等。

通过课程设计利用CAD绘制主题设备的装配图，加深了对主体设备图的了解，以及学习工艺流程图的制法。

对化工原理的有关步骤和相关内容有了一定的了解，特别是对换热器的流程。

在设计的过程中培养了我们大胆假设，小心求证的态度。

同时我们还认识到，组员之间一定要多沟通，多交流意见，团结合作才能过更好地完成设计工作。

但是由于这次化工原理课程设计是第一次设计，而且时间比较仓促，查阅的资料有限，所以本课程设计还不够完善，不能够进行有效可靠的计算。

最后非常感谢老师的指导以及同组人员之间的讨论，正是有了我们在一起讨论和互相帮助，才是我更快更顺利的完成课程设计的任务。

参考文献

[1].柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热[M].北京：

化学工业出版社，2003

[2].姚玉英等.化工原理[M].天津：

天津科学技术出版社，2001

[3].贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：

天津大学出版社，2006

[4].化学工程手册编委会.化学工程手册第1篇，化工基础数据[M].北京：

化学工业出版社，1989

[5].贺运初．换热器的传热强化与优化设计[J]．化工装备技术．1997，18

（2）25-28

[6].钱颂文，朱冬生，李庆领，等．管式换热器强化传热技术[M]．北京：

化

学工业出版社，2003．

致谢

在整个设计过程中，有很多人给了我很多指导和帮助。

首先我要感谢学校了我这次锻炼的机会，让我对化工工作中的换热器的设计有了一定的了解，为我以后的工作做了很好的铺垫。

其次要感谢简丽老师的指导，在整个设计过程中给了我许多许多帮助，她严谨细致的态度是我学习的榜样，更是我以后设计追求的榜样。

最后要感谢我的同学们，他们给了我很多鼓励和帮助。