化工原理课程设计任务书精馏塔顶产品全凝器设计.docx

roc_ftd 化工原理课程设计任务书一、设计名称：精馏塔顶产品全凝器二、设计条件1、处理量 7万吨/年，年工作时间为7200小时，2、塔顶产品浓度 含乙醇95%，要求全部冷凝。 3、冷却介质： 水 4、操作压力：常压三、设计任务1、选择合理的参数，进行传热计算和流体力学性能验算，设计一全凝器；2、编写设计说明书，绘制工艺流程图。 四、设计主要内容1、换热设备的选型和设计方案的确定2、传热面积的计算和设备型式的确定，包括：管数、程数、壳体直径等3、流体阻力验算4、其他零部件选型，主要进出口管以及管箱、管板、支撑装置等附件。五、设计说明书的内容1、封面：包括课程设计题目、系别、班级、学生姓名、指导教师、设计时间等。2、前言3、冷凝器结构选择说明和方案论证4、本设计结果概要5、设计计算及说明6、设计有关问题的分析讨论7、参考文献目录8、冷凝器流程示意图。目录目录1i. 设计方案21-1 确定设计方案21-1-1 换热器的选型21-1-2 流动空间安排、管径及流速的确定21-2 确定流体的定性温度、物性数据2ii. 工艺计算及主体设备设计42-1 计算热负荷q42-2 平均传热温差先按纯逆流算42-3 冷却水用量52-4 计算总传热系数k52-5 估算传热面积5iii. 换热器核算73-1 核算压强降73-1-1 管程压强降73-1-2 壳程压强降83-2核算总传热系数93-2-1 管程对流传热系数93-2-2 壳程对流传热系数9iv. 辅助设备的选型124-1 折流板124-2 接管124-3 封头和管箱134-4 管板13v. 换热器主要结构尺寸汇总155-1 换热器主要结构尺寸和计算结果15符号说明17参 考 文 献18冷凝器流程示意图及设备主体图19i. 设计方案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78.2，出口温度78.2oc。（95的乙醇常压下沸点为78.2,过程中有相变）根据湖北地区全年平均温度30，取冷流体（循环水）进口温度30oc，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一般介于5-10,所以取出口温度40，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大，因此初步确定选用卧式的固定管板式换热器。1-1-2 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.再者,饱和蒸汽宜走管间,以便于及时排除冷凝液,工业生产也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的不锈钢管，管内流速为0.97m/s。 1-2 确定流体的定性温度、物性数据壳程甲醇蒸汽的定性温度为 管程冷却水的定性温度为 低温流体 tm=(t1+t2)/2=35下的物性参数密度： c=992.2 kg/m3导热系数： c=0.6338 w/（mk）粘度： c=0.72810-5pas，定压比热容： cpc=4174 j/（kgk）液化潜热： rc=2258.4 kj/kg热流体乙醇蒸气tm=(t1+t2)/2=78.2下的物性参数表密度： h=738.59kg/m3导热系数： h=0.1647 w/（mk）粘度： h=0.556610-5 pas定压比热容： cph=3550j/（kgk）液化潜热： rh=925.265kj/kgii. 工艺计算及主体设备设计2-1 计算热负荷q按管内塔顶产品计算，即乙醇的进料量 液化潜热 （注：饱和蒸气的冷凝热计算）热负荷 （注：化工原理上册p218）2-2 平均传热温差先按纯逆流算 温度校正：由p和r查对数平均温差校正系数图得：此时，大于0.8，所以选用单壳程的列管式换热器。（注：化工原理上册p225对数平均温差校正图）2-3 冷却水用量若忽略换热器的热损失，水的流量可由热量恒算求得 2-4 计算总传热系数k根据壳内为乙醇（95%），管内为水，总传热系数范围在（注：化工原理上册p221表4-6 有机溶剂）初选: 2-5 估算传热面积初选换热器型号，由化工原理上册附录二十八 换热面积取105.17选定fb600-1-109.3型换热器，有关参数如下:公称直径 600公称压力 1管程数 2管子根数 416中心管子数 223管子直径 19mm2mm.换热管长度 4500换热面积 109.3管子排列方法中心线采用正方型排列，两侧采用正三角形排列若选择该型号的换热器，则该过程的总传热系数为iii. 换热器核算 3-1 核算压强降3-1-1 管程压强降其中，管程流通面积=（湍流）设管壁粗糙度，查化工原理上册p49图得：所以= =管程压强降符合要求3-1-2 壳程压强降其中，=1，式中 f为管子排列方法对压强降的校正因数，此式中f=0.3；壳程流体的摩擦系数，当大于500，；横过管束中心线的管子数，； 折流挡板数；折流挡板间距；按壳程流通面积计算的流速，。管子按正三角形排列，f=0.3。取折流挡板间距=0.18m。折流挡板取圆缺型。则折流挡板数为壳程流通面积 计算表明，管程和壳程压强降都能满足题设要求。3-2 核算总传热系数3-2-1 管程对流传热系数式中n视热流方向而定。当流体被加热时，n=0.4;被冷却时，n=0.3。（湍流）管内流体被加热，所以n=0.4。3-2-2 壳程对流传热系数式中 为当量直径，列管中心距t=25mm，则流体通过管间最大截面积为=（湍流）所以 由化工原理上册，附录二十二查资料得， 则所用换热器的安全系数为 则实际换热面积为该换热器的面积裕度为 传热器面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。iv. 辅助设备的选型4-1 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=0.25600=125，故可取h=130mm取折流板间距 折流板数折流板圆缺面水平装置。因此,折流板厚度选择为12mm4-2 接管计算混合气的密度（常压下）纯乙醇=5.733kg/m3 水=0.2788kg/m3 混合气=5%0.2788+95%5.733=5.46kg/m3 壳程流体进出口接管：取乙醇蒸汽流速为30m/s，则接管内径取标准管径为155mm5mm出口接管取管内液体流速为0.8m/s(乙醇管内安全流速为0.81.5m/s)，则接管内径取标准管径为89mm5mm 管程流体（循环水）进出口接管 取接管内循环水的流速为2m/s，则接管内径 取标准管径为219mm8mm其余接管略。4-3 封头和管箱封头和管箱位于壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。由于所设计的换热器的壳体直径较小，故采用封头，接管和封头可采用法兰连接，街头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。4-4 管板 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。管板与管子的连接可胀接或焊接，所设计换热器的连接方式为焊接。管板与壳体的连接有可拆连接和不可拆连接两种，固定管板常用不可拆连接，两端管板直接焊在外壳上并兼作法兰，拆下顶盖可检查可检修胀口或清洗管内，所设计的换热器选择此方v. 换热器主要结构尺寸汇总5-1 换热器主要结构尺寸和计算结果参数管程壳程流率/（kg/s）0.971.644进/出温度/30/4078.2物性定性温度/3578.2密度/（kg/）992.2738.59定压比热容/（j/kgk）41743550粘度/（pas）热导率/w/(mk)0.63380.1647普朗特数4.7941569设备结构参数形式固定管板式台数1壳体内径/mm600壳程数1管径/mm19管心距/mm25管长/mm4500管子排列正三角形管数目/根416折流板数/个24传热面积/109.3折流板间距/mm180管程数2材质不锈钢主要计算结果管程壳程流速/（m/s)1.6440.97表面传热系数/w/(k)9096986.2污垢热阻/(k/w）阻力/pa热流量/w传热温差/k43.2传热系数/w/(k)636.9裕度/%20.9%符号说明19英文字母b折流板间距，m;c系数，无量纲；d管径，m；d换热器外壳内径，m；f摩擦系数；f系数；h圆缺高度；k总传热系数，w/（m）；l管长，m；m程数；n指数； 管数； 程数；n管数； 程数；nb折流板数；nu努赛尔特准数；p压力，pa； 因数；pr普兰特准数；q热通量，w/m2；q传热速率，w；r半径，m