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

1、3p h= 754.2kg/m卩 h= 0.523mPa SCpc = 2.64KJ/（KgC ）入=0.46 w/（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, CAD1.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 63.工艺计算及主体设备设计 63.1计算总传热系数 63.1.1计算热负荷Q 63.1.2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.

2、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 111.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 75C，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25C,而冷却水的出口温度一般不高于 5060，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

3、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y0.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6750.020.

4、1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.0壳程甲醇蒸汽的定性温度为75 65T= =70C2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0Ckg m3mpa skj/（kg 0 C）w/ 0 /（m C）乙醇蒸气70754.20.52

5、32.640.46水30995.70.80074.1740.6182.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/hMD 46 0.991 18 0.009 45.7kg/kmol4000D= 87.52kmol / h45.7由精馏塔设

6、计计算得最小回流比 Rmin 0.76，取R=1.5Rmin=0.76 1.5 1.14，则乙醇蒸汽进量 V=RD+D=1.14 87.52+87.52=187.29kmol/h则 W h 187.29 46 8615.34kg/h查70C0时，乙醇r 1 =925KJ /kg （化学化工物性数据手册有机卷）水r 2 =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=925 0.991 2331 0.009 937.7KJ/kg6Q Whr 2.39 937.7 2.24 10 w要知道传热系数K,首先得计算对流传热系数 1， 0管程对

7、流传热系数i 0.023 Re0.8Pr0.4 =0.023 01（1.81 104）0.8（5.41）0.4 4743w/（m2 C）di 0.015壳程传热系数先假定一个壳程对流传热系数 0 3000 w/（m2 0C）污垢热阻Rsi=3.44 10 4 m2C /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/（mC）3.2计算传热面积S= Q 2.24 10 63.3 （m）K0 tm 885 40考虑 15灿积裕度，贝U S=1.15S=1.15 63.3 73（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=Np

8、 n=2 105 210 （根）210B=0.8 450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Ut=1.25 X 19=23.75 24（ mm）横过管束中心线的管数e=1.19 N =1.19 . 210 17.2 18（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=1.05t N/=1.05 X4 433mm0.71圆整可得D 450mm3.3.4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=0.25 X 45

9、0=112.5，故可取 h=113mm取折流板间距B=0.8D 360mm 圆整得 400mm3.4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.36Reo0.55 Pr1/3（二严d e w当量直径，由正三角形排列得壳程流通截面积黏度校正（一）0.141wa o =0.36 X 17000055 3.00213 3621 W/（m2C）0.014（2）管程对流传热系数a i =0.023 （）RePr0.4di管程流通截面积S=0.785 X 0. 0152 105 0.0185m2管程流体流速普兰特准数3 35.41P 4.17 103 0.8007 10 3r

10、a=0.023 :：618 （1.81 104）0.8 5.4104 4743W/（m2C ）0.015（3）传热系数K（4）校核有效平均温差P 2 7 0.345T t1 78 20 （5）计算传热面积S该换热器的实际传热面积 SpSp = ndL（N-nc） =3.14 E.019 6 （210 18） 68.7 （m2）该换热器的面积裕度为H= S-S X100%= 68.7 58 100% 18.4%S 58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 ） FtNsNpNs =1, Np=2, Ft=1.5狄图得 i

11、 =0.046W/（mC），流速 Ui =0.97m/s, =995.7kg/m，所以Pi =（8619+1405） X5 X=30072 （Pa） 101.3kPa管程流动阻力在允许范围之内（2）壳程阻力Po = （?）+ &P） FsNsNs=1,Fs=1.0 （可凝蒸汽取 1.0）流体流经管束的阻力,NbF=0.5 , f0=5Re0-0.228= 5 （0.17 105） 0.228 0.543, nc=18 （根）=14, uo =0.86m/s流体流过折流板缺口的阻力2h u 2 P=Nb （3.5-）（ 一-）D 2h=0.113m, D=0.45m2 0.113 754.2 0

12、.86、=14 （3.5- ） X （ ） =11705 （Pa）0.45 2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85mm5.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0 C25/3575/65操作压力Mpa0.1013流体密度kg/m3流速m/s0.970.86流量kg/h640808615.34传热量kw2240对流传热系数W/2m K47433621总传热系数W/ m K966污垢系数m2 K /W0.000344程数1阻力压降Mpa0.0185040.031256使用材料碳钢管子规格19 2管数210根管长6000mm管间距mm24排列方式