化原课设(原料预热器①)

1、 化工原理课程设计成绩化工原理课程设计题目：乙醇精馏系统换热器设计学生姓名：杨昊洲学 号：2014115200指导教师：郑晓钢院 系：化工学院专 业：能源化学工程年 级：2014级2017年1月9日 目录一、设计题目1二、设计依据1三、 设计要求1第1节：物料衡算、热量衡算11.精馏塔物料衡算12.冷凝器物料衡算及热量衡算63.产品冷却器物料衡算及热量衡算84.原料预热器（1）的物料衡算及热量衡算95.原料预热器（2）的物料衡算及热量衡算106.再沸器的物料衡算及热量衡算117. 物料衡算汇总表128.热量衡算及换热器要求汇总表14第2节：列管式换热器选型及校核（原料预热器）151.初选原料预

2、热器（1）规格152.核算总传热系数21第3节：所选固定管板式换热器的结构说明241.管程结构242.壳体结构253.其他主要附件25第4节：换热器的主要结构和计算结果26第5节：参考文献及资料27四、 设计者心得28附29设计任务书一、 设计题目：乙醇水精馏系统换热器设计二、 设计依据： 1、产量：7万吨 2、年工作时间：330天 3、原料乙醇：浓度50%（质量），出库温度25 4、产品乙醇：浓度95%（质量），入库温度45 5、乙醇回收率：99.5%6、原料乙醇泡点进料，回流比R=1.15Rmin 7、循环冷却水进口温度：30 8、再沸器饱和水蒸气温度：150 9、系统散热损失：不考虑系统

3、散热损失 10、换热器KA值裕度：2040% 11、原料预热器（1）设计3、 设计要求：第1节：物料衡算、热量衡算1.精馏塔物料衡算乙醇、水的相对分子质量为M乙醇=46.07g/mol，M水=18.02g/mol由原料乙醇质量浓度为50%得原料乙醇的摩尔分率为：由产品乙醇质量浓度为95%得产品乙醇的摩尔分率为：原料F、塔顶馏出液D的平均相对分子质量：塔顶产品流率D：由乙醇回收率得： 流率W：塔底残液摩尔分率：塔底残液W的平均相对分子质量：计算Rmin乙醇-水气液平衡数据P(kPa)T()XY101.325100.017700101.32594.808570.0204080.187889101.

4、32591.457910.0408160.295516101.32589.131880.0612240.365032101.32587.445820.0816330.413396101.32586.174730.1020410.448925101.32585.192160.1224490.476089101.32584.415180.1428570.497555101.32583.78810.1632650.515008101.32583.272240.1836740.529566101.32582.839990.2040820.542004101.32582.471220.224490.55

5、2871101.32582.151070.2448980.562574101.32581.868420.2653060.571414101.32581.614870.2857140.579625101.32581.384050.3061220.587387101.32581.171150.3265310.594843101.32580.972470.3469390.602108101.32580.785250.3673470.609275101.32580.607390.3877550.616421101.32580.437340.4081630.62361101.32580.273950.4

6、285710.630897101.32580.116440.448980.638329101.32579.964250.4693880.645945101.32579.817050.4897960.653783101.32579.674650.5102040.661873101.32579.5370.5306120.670245101.32579.404160.551020.678926101.32579.276250.5714290.687942101.32579.153470.5918370.697317101.32579.036060.6122450.707074101.32578.92

7、2230.6326530.717273101.32578.816680.6530610.727858101.32578.717420.6734690.738896101.32578.624790.6938780.750411101.32578.539170.7142860.762426101.32578.460950.7346940.774966101.32578.390520.7551020.788058101.32578.32830.775510.80173101.32578.27470.7959180.816009101.32578.230130.8163270.830926101.32

8、578.195040.8367350.846514101.32578.169870.8571430.862807101.32578.155050.8775510.879841101.32578.151050.8979590.897655101.32578.158340.9183670.916291101.32578.177390.9387760.935794101.32578.20870.9591840.956211101.32578.252760.9795920.977595101.32578.3103311作图如下：由图可得，故Rmin=3.57R=1.15Rmin=1.153.57=4.

9、1055 塔顶冷凝器将来自塔顶的蒸汽全部冷凝，即该冷凝器为全凝器，凝液在泡点温度下部分地回流入塔，由恒摩尔流假定，塔顶液体摩尔流率L、气体摩尔流率V为:因为是泡点进料，所以q=1又W=1.76*10-3，则=-W成立2.冷凝器物料衡算及热量衡算 查【化工原理下册P268附录】得，质量组成为95%的乙醇水溶液的沸点为78.2。此温度下乙醇的汽化潜热r可以下式求得：其中【查化工原理上册附表】得：乙醇：A=113，B=0.4218，水：A=445.6，B=0.3003；求得；其中 所以则冷凝塔顶混合蒸汽放出的热量冷凝器冷却水进口温度为=30，故假定冷却水出口温度=50。取水的比热容为时Cp=4.17

10、4kJ/kg·，设冷却水用量为,由得:冷凝器对数平均温度:由传热基本方程 得：3.产品冷却器物料衡算及热量衡算无相变，出口量等于进口量，物料无变化故：D=206.79kmol/h产品由78.2经产品冷却器降低到40，由【化工原理附表】:，其中，得：则产品冷却器的将产品冷却所需的热量为:产品冷却器进口温度=25，假定出口温度=41.4，则前后所需热量相近，故假定出口温度为41.1成立。产品冷却器对数平均温度:由传热基本方程得：4.原料预热器（1）的物料衡算及热量衡算 无相变，出口量等于进口量，物料无变化 一般出原料预热器残液温度比出产品冷却器的原料温度高5-10，故选择出原料预热器残液

11、的温度为50。又进原料预热器的残液温度为，则由公式得：Cp水=4.214 kJ/（kg·）原料预热所需的热量 原料预热器进口温度为41.4，假定出口温度为66，则由公式,所以前后所需热量相近，故假定出口温度为66成立。原料预热器对数平均温度:由传热基本方程 得：5.原料预热器（2）的物料衡算及热量衡算原料无相变，出口量等于进口量，饱和水蒸汽液化，进出口流率相等从原料预热器（1）出来的原料为66，要求泡点进料，所以从原料预热器（2）出来的原料为82.03，则。由公式,所以利用饱和水蒸汽的潜热加热，则此时得=542.75=30.15=213.43m3/s6.再沸器的物料衡算及热量衡算再沸

12、器的热量衡算：由【化工原理上册】得饱和水蒸气汽化热：100:150:又Q5=r2V汽再沸器对数平均温度:由传热基本方程 得：7. 物料衡算汇总表精 馏 塔摩尔流率Kmol/h质量流率Kg/h原料进料（50%乙醇）651.4馏出液（95%乙醇）206.8残液444.6精馏段848.91055提馏段15001055换 热 器冷凝器冷流体进口冷流体出口热流体进口1055热流体出口1055产品冷却器冷流体进口651.42冷流体出口651.42热流体进口206.79热流体出口206.79再沸器冷流体进口1499.6冷流体出口444.61055热流体进口热流体出口原料预热器（1）冷流体进口651.4冷流体

13、出口651.4热流体进口444.6热流体出口444.6原料预热器（2）冷流体进口651.4冷流体出口651.4热流体进口30.15热流体出口30.158.热量衡算及换热器要求汇总表名称冷热 流体进口温度出口温度交换热kJ/htmKA值kw/精馏塔82.078.2100冷凝器热流体78.2（汽）78.2（液）37.3386.19冷流体3050产品冷却器热流体78.24024.312.377冷流体2541.4原料 预热器（1）热流体1005018.525.48冷流体41.466原料 预热器（2）热流体150（汽）150（液）75.74.219冷流体6682.0再沸器热流体150（汽）150（液）5

14、0.0239.495冷流体100（液）100（汽）第2节：列管式换热器选型及校核（原料预热器）1.初选原料预热器（1）规格(1)换热器的选型 两流体温度变化情况：塔顶热流体（水）进口温度100，出口温度50（无相变）.冷流体（乙醇水）进口温度41.4，出口温度为66，管壳温差较小，因此初步确定选用卧式的固定管板式换热器,并且固定管板式换热器旁路渗流较小、造价低、无内漏，是很常用的换热器。(2)流动空间安排、管径及流速的确定热水易结垢应该走管程，原料走壳程加热，取管径为25mm*2.5mm的碳素钢管，管内流速为1.0m/s。（3）确定流体的定性温度、物性数据 （a）定性温度 壳程乙醇水的定性温度

15、为 T=(41.4+66)/2=53.7 管程热水水的定性温度为 t=(100+50)/2=75 （b）物性数据 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据: 流体水定性温度75下的物性参数 【查化工原理上册】 密度： c=974.8kg/m3 【查化原上册P261附表】 热导率： c=0.6635W/（m·K）【查化原上册P261附表】 粘度： c=0.377mPa·S【查化原上册P263附表】 定压比热容：Cpc=4.214 kJ/（kg·K）【查化原上册P261附表】 液化潜热： rc=2568.75 kJ/kg 【查化原上册P281附录】 冷流体（

16、乙醇水）53.7下的物性参数表【查化工工艺算图第一册-常用物料物性数据】 密度： h=858.72kg/m3 【P112】 热导率： h=0.35613 W/（m·K）【P325】 粘度： h=0.538MPa·S 【P385】 定压比热容： Cph=4.08kJ/（kg·K）【P267】 液化潜热： rh=973.18kJ/kg 【化原上册P281附录】（4）工艺计算及主体设备设计 (a)计算热负荷Q 热负荷Q=1.694106kJ/h=470.56kw (b)平均传热温差的确定 对数平均传热温差 温度校正： P=(t2-t1)/(T1-t1)=(66-41.4

17、)/(100-41.4)=0.42 由P和R查对数平均温差校正系数图得：此时约等于0.82，大于0.8，所以选用单壳程的列管式换热器。【查化工原理课程设计P59对数平均温差校正图】 平均传热温差tm=·tm=15.2 （c)初选传热系数K估，估算传热面积A估 根据壳内为乙醇水，管内为热水，【查 匡国柱化工单元过程及设备过程设计P60表3-1】 总传热系数范围在5821163 W/(m2·)，故：初选K估=1000W/(·) 所以：A估=KA/K估=31.0/1000=31.0m2（5） 工艺结构尺寸 (a)管径与管内流速 管径25mm×2.5mm,管内流

18、速 u=1.0m/s 壳程流速u=0.8 m/s (b)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=V水/(di2u/4)=42.2910-3/(*0.022*1.0)8(根)按八程管计算，所需的传热管长度为 传热管管长取6.0m。 传热管总根数 (c)传热管排列和分程方法采用正三角形排列取管心距t=1.25×25=32mm.见【化工原理（上册）P226：图6-51】 作图或查表【匡国柱化工单元过程及设备课程设计 P66 表3-6排管数目】可取NT=91根（其中a=5，b=11) (d) 壳体内径 采用多管程结构，壳体内径 其中，t为管心距；N为排列管数；表示管板利用

19、率，正三角形排列取。 圆整后D=400mm,取壁厚为12mm【查涂伟萍.化工过程及设备设计P12表1-4标准尺寸】（e)支承板 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=0.25×400=100mm，取h=100mm； 【查匡国柱化工单元过程及设备课程设计 P133 表4-5 折流板管孔尺寸及允许偏差】取折流板管孔直径b=25.8mm,允许偏差为0.40； 取折流板间距为B=100mm 折流板圆缺垂直安装。 支承板厚度取8mm【查涂伟萍.化工过程及设备设计P16表1-7支承板厚度】 （f) 其他附件 拉杆直径12mm，其数量不少于4根，壳程入口应设

20、置防冲挡板【查涂伟萍.化工过程及设备设计P15表1-6拉杆直径和拉杆数】（g) 接管 接管由【各种换热器设计详细说明书】查得：换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即：其中： Vs-流体的体积流量，m3/s；u -接管中流体的流速，m/s。 壳程流体进口接管 计算混合液的密度（常压下） 纯乙醇=760kg/m3 水= 986.65kg/m3 混合=0.5*乙醇+（1-0.5）*水=858.72kg/m3 取接管内液体流速为1m/s,则接管内径 故取标准管径为85mm×8mm出口接管 取管内液体流速为1m/s, 接管内无相变，温度对液体密度影响很小，故与进口内径一样。故取标准管径为

21、85mm×8mm 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57mm×6mm，其余接管略。（6）初选固定管板式换热器规格公称直径 400公称压力 1管程数 8管子根数 91中心管子数 11管子直径 25mm×2.5mm.换热管长度 6000换热面积 31.0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冷凝器的实际传热面积： 2.核算总传热系数(1) 换热器管程对流给热系数1 计算式为：【化工原理（上册）：P184式（6-41）】 故管程对流传热系数W/(m2.)（2）换热器壳程对流给热系数2 因为卧式管壳式换热

22、器，壳程为乙醇水期间无相变，故2用以下公式求得 【查 匡国柱化工单元过程及设备课程设计：P72式（3-22）】 （3）确定污垢热阻【查涂伟萍.化工过程及设备设计P25表1-15壁面污垢热阻】： (m2.)/W（有机液体) (m2.)/W(残液） （4）计算总传热系数K 当换热管为碳钢时，=45.4W/(m·) （5）校核换热器KA值 【查 匡国柱 化工单元过程及设备课程设计P76 式3-36 】则该换热器的裕度符合生产要求。第3节：所选固定管板式换热器的结构说明1.管程结构（1）管子在管板上的固定 由于操作温度高于30，所以选用焊接形式，此种方式的优越性表现在：管板孔加工要求低，加工

23、简便，焊接强度高，在高温高压下仍能保持连续的紧密性等。（2）管子的排列 此换热器的传热管采用25mm×2.5mm 的规格，采用正三角形排列，由于是焊接，则管间距（管中心的间距）t与管外径d0的比值为1.25。（3） 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式连接。（4） 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

24、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，封头与壳体之间用螺纹连接，以便卸下封头，检查和清洗管子。2.壳体结构（1）壳体壳体呈圆筒形，壳壁焊有接管，采用不锈钢管制成（由于碳钢的数据查不到）。在壳程进口接管处装有防冲板，以防止进口流体直接撞击管束上部的管排，因为流体的撞击会侵蚀管子，并引起振动。（2）折流挡板 折流挡板的主要作用是引导壳程流体反复的改变方向作错流流动，以加大壳程流体流速和湍流速度，致使壳程传热系数提高，另外折流挡板还起了支撑管子的作用，防止管束振动和弯曲。所设计的换热器选用圆缺形折流挡板，切缺率为25%，采用垂直放置。3.其他主要附件（1）旁通挡板 为防

25、止壳体和管束之间间隙过大，流体不通过管束而通过这个间隙旁通，采用旁通挡板。（2）假管 此换热器不设置假管（3）拉杆和定距管 为了使折流挡板能牢靠地保持在一定位置上，采用拉杆和定距管。（4）防冲挡板 在壳程进口接管处装有防冲挡板，可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的侵蚀管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。第4节：换热器的主要结构和计算结果换热器形式：固定管板列管式换热器换热面积（m2）：42.15工艺参数名称管程壳程管子规格（mm）25mm×2.5mm物料名称水原料管子数量：91操作温度（）(进/出)100/5041.4/66管长（mm）6000流体密度（kg/m3）974.8

26、858.7折流板数量59流速（m/s）10.8折流板间距（mm）100传热量（kW）470.56kw切口高度25%总传热系数（W·m-2·K-1）885壳体内径（mm）400对流传热系数（W·m-2·K-1）44672585污垢系数（m2·/ W）1.76×10-41.8×10-4程数81第5节：参考文献及资料（1）化工原理（上下册） 陈敏恒 丛德滋 方图男 齐鸣斎编著 化学工业出版社（2）化工过程及设备设计 涂伟萍 陈佩珍 程达芳编 化学工业出版社（3）化工单元过程及设备课程设计 匡国柱 史启才主编 化学工业出版社（4）化

27、工原理课程设计 付佳欣 化学工业出版社4、 设计者心得体会本次化工原理课程设计历时十天，化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法;学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核，在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。在短短的十天，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际