化工原理课程设计 换热器的设计

摘要换热器的应用贯彻化工生产过程的始终，换热器换热效果的好坏直接影响化工生产的质量和生产效益。所以换热器是非常重要的化工生产设备，在化工领域中，它扮演着主力军的身份，它是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备，在化工设备中占大约50%以上的比重。既然换热器在化工生产中扮演如此重要的角色，那么如何设计出换热效果好，设备健全合理，三废排放量更低，能源利用率更高，经济效益高的换热器是我们从事化工行业工作人员刻不容缓的职责。为了完成年产2.8万吨酒精的生产任务，设计换热器的总体思路：在正常的生产过程中，利用塔底的釜残液作为加热介质在塔底冷却器中进行第一次预热，然后用少量的水蒸汽便可在预热器中使原料液达到预期的温度进入精馏塔中。塔顶酒精蒸汽经过全凝器，利用循环冷却水作为冷却介质使酒精蒸汽转为液体。最后，在塔顶冷却器中再次用冷却水使其降到25oC输送到储装罐中。关键词：冷却器；再沸器；全凝器；对流传热系数；压降；列管式换热器；离心泵。目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章换热器的设计4\o"CurrentDocument"1.1概述41.1.1流程方案的确定错误!未定义书签。\o"CurrentDocument"1.1.2加热介质、冷却介质的选择4\o"CurrentDocument"1.1.3换热器类型的选择4\o"CurrentDocument"1.1.4流体流动空间的选择5\o"CurrentDocument"1.1.5流体流速的确定5\o"CurrentDocument"1.1.6换热器材质的选择6\o"CurrentDocument"1.1.7换热器壁厚的确定6\o"CurrentDocument"1.2.固定管板式换热器的结构6\o"CurrentDocument"1.2.1管程结构6\o"CurrentDocument"1.2.2壳程结构7\o"CurrentDocument"1.3列管换热器的设计计算7\o"CurrentDocument"1.3.1换热器的设计步骤7\o"CurrentDocument"1.3.2计算所涉及的主要公式8\o"CurrentDocument"第二章设计的工艺计算11\o"CurrentDocument"2.1全塔物料恒算112.2原料预热器的设计和计算12\o"CurrentDocument"2.2.1确定设计方案12\o"CurrentDocument"2.2.2根据定性温度确定物性参数12\o"CurrentDocument"2.2.3换热器的选择132.3塔顶全凝器的设计和计算错误!未定义书签。2.3.1确定设计方案错误!未定义书签。2.3.2根据定性温度确定物性参数错误!未定义书签。2.2.3换热器的选择错误!未定义书签。TOC\o"1-5"\h\z2.4塔顶冷却器的设计172.4.1确定设计方案17\o"CurrentDocument"2.4.2根据定性温度确定物性参数18\o"CurrentDocument"2.4.3换热器的选择192.5塔底冷却器的设计错误!未定义书签。

2.5.1确定设计方案错误!未定义书签。2.5.2根据定性温度确定物性参数错误!未定义书签。2.5.3换热器的选择错误!未定义书签。TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"2.6再沸器的设计242.6.1确定设计方案242.6.2根据定性温度确定物性参数242.6.3再沸器的工艺计算第三章附录错误!未定义书签。2.6.3再沸器的工艺计算第三章附录符号说明第四章设计感想参考文献错误!未定义书签。......符号说明第四章设计感想参考文献错误!未定义书签。......错误!未定义书签。30第一章换热器的设计1.1概述工业生产过程，两种物料之间的热交换一般是通过热交换器完成的，所以换热器的设计就显的尤为重要。进行换热器的设计，首先应根据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。1.1.1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。为了节约能源，提高热量的利用率，采用原料液冷却塔底釜液，这样不仅冷却了釜液又加热了原料液，既可以减少预热原料所需要的热量，又可减少冷却水的消耗。从冷却器出来的釜液直接储存，从冷却器出来的原料液再通往原料预热器预热到所需的温度。塔顶蒸出的乙醇蒸汽通入塔顶全凝器进行冷凝，冷凝完的液体进入液体再分派器，其中的1/2回流到精馏塔内，另1/2进入冷却器中进行冷却，流出冷却器的液体直接储存作为产品。1.1.2选择加热介质、冷却介质在换热过程中加热介质和冷却介质的选用应根据实际情况而定。除应满足加热和冷却温度外，还应考虑来源方面，价格低廉，使用安全。我们本次课程设计所用的加热介质是120°C的水蒸气，冷却介质是选择水。1.1.3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。所以本次设计过程中的换热器都选用列管式换热器。由于本次设计过程中所涉及的换热器的中冷热流体温差不大（小于70C），各个换热器的工作压力在1.6MP以下，都属于低压容器，因固定管板式换热器两端管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单、价格低廉、管子里面易清洗，所以可选择列管式换热器中的固定管板式换热器。1.1.4流体流动空间的选择哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例)。不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾，例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求，然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择。1.1.5流体流速的确定流体的流速对传热来说非常的重要，因为在滞留层的传热是一热传导为主，热传导的传热速率小于对流传热。所以如果流速太小它形成的滞留层会很厚，会大大减小传热速率，又因如果流速太小杂质会在壁面沉积也会导致传热速率的下降，提高流体在换热器中的流速，可以增大对流体传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增加，所需要传热面积减少，设备费用降低。但是流速增加，流体阻力将相应加大，使操作费用增加。所选择流速时应该综合考虑。下表列出工业一般采用的流体流速范围。液体的种类一般液体易结垢液体气体流速m/s管程0.5—3>15—30壳程0.2-1.5>0.53—151.1.6换热器材质的选择在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。当然，最后还要考虑材料的经济合理性。碳钢价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。如一般换热器用的普通无缝钢管，其常用的材料为10号和20号碳钢。在本次设计中所涉及的换热器中的流体都是乙醇或水，不存在腐蚀性。所以本次设计中的换热器的管材和壳材都选用碳钢。1.1.7换热器壁厚的确定一般内压容器厚度由应满足刚度和压力的要求，本次设计中所用到的换热器内部压降都不太大，都属于常压容器，所以换热器的壁厚只要满足刚度要求即可。1.2.固定管板式换热器的结构固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构使壳侧清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管子和壳体的壁温差大于50°C时，应在壳体上设置温差补偿一一膨胀节，依靠膨胀节的弹性变形可以减少温差应力。膨胀节的形式较多，常见的有U形、平板形和Q形等几种。由于U形膨胀节的挠性与强度都比较好，所以使用得最为普遍。当管子和壳体的壁温差大于60C和壳程压强超过0.6MPa时，由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。由此可见，这种换热器比较适合用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合。1.2.1管程结构1.2.1.1换热管布置和排列间距常用换热管规格有山19X2mm,由25X2.5mm（碳钢10）。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面积的金属耗量更少。所以，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用妇9mmX2mm直径的管子更为合理。如果管程走的是易结垢的流体，则应常用较大直径的管子，有时采用山38mmX2.5mm或更大直径的管子。这次用到的换热器的压力不大，换热器中流体没有腐蚀性，所以选择山25X2.5mm和山19mmX2mm碳钢管。1.2.1.2管子与管板的连接方式的选择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，焊接和胀焊并用。胀接法是利用胀管器将管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4MPa，设计温度不超过350°C的场合。焊接法在高温高压条件下更能保证接头的严密性。这次用到的换热器内流体温度不高，压力不大，所以选择胀接的方式连接管子和管板。1.2.2壳程结构壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。由于各种换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程内对各种元件的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。如当壳程走的是蒸汽时不安装折流板。这次设计中的原料预热器和塔顶全凝器的壳程走的是蒸汽所以不安装折流板。介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。如壳侧传热膜系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。1.3列管换热器的设计计算1.3.1换热器的设计步骤了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。决定流体通入的空间。计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据。初算有效平均温差，一般先按逆流计算，然后再校核，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。选取经验的传热系数K值，计算传热面积。由系列标准选取换热器的基本参数。所选换热器面积应为计算出的面积的1.1-1.25倍。核算压强降，校核传热系数，包括管程、壳程对流传热系数的计算。假如核算的K值与原选的经验值比值在1.10〜1.30之间，就不再进行校核；如果相不在这个范围，则需重新假设K值并重复上述6以下步骤。

1.3.2计算所涉及的主要公式Q=KSAtm式中Q——传热速率(即热负荷)，W；K——总传热系数，W/(m2.°C)；S——与K值对应的换热器传热面积，m2；Atm——平均温度差，C。热负荷(传热速率)Q无相变传热Q=WhCph(Ti—T2)=WcCpc(t2—tJ相变传热(蒸汽冷凝且冷凝液在饱和温度下离开换热器)Q=Whr=WcCpc(t2一tj式中W——流体的质量流量，kg/h；Cp流体的平均定压比热容，J/(kg・C)；T——热流体的温度，C；t——冷流体的温度，C；r——饱和蒸气的冷凝潜热，kJ/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Atm一侧恒温，逆流与并流的平均温差相等At-At2a_]AtIn3.总传热系数K初选换热器时，Ati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3.总传热系数K初选换热器时，确定了选用的换热器后，需要对换热器的总传热系数K进行核算，总传热系数K的计算按下列公式："4+Rdo+虬+R+1hxdsidkds()hiiimo式中K。一一基于换热器外表面积的总传热系数，w/((m2.C)；ho、h「Rho、h「Rs。、Rsi-分别为管外侧及管内侧表面上的污垢热阻，(m2.C)/w;

分别为换热器列管的外径、内径及平均直径,m；d、d.、dmb——列管管壁厚度，m；k一列管管壁的导热系数，w/(m・c分别为换热器列管的外径、内径及平均直径,m；4.对流传热系数(1)对于低粘度流体(u小于或等于2倍常温水的粘度)Nu=0.023Re0.8Prnh=0.023x—xRe0.8xPrnId11i当流体被加热时，n=0.4当流体被冷却时，n=0.3式中:P、U分别为流体的密度和粘度，kg/m3.PaP、Uk、Cp——分别为流体的导热系数和比热容,w/(m・C)、J/kg・C;u管内流速.m/s；d.列管内径，m。应用范围：Re>l0000，Pr=0.7-160，管长与管径之比L/d>60，若L/dV60可将1-10式算出的a乘以(1+(d/L)0.7)特征尺寸：管内径d定性温度：取流体进、出口温度的算术平均值。(2)蒸汽在水平管束上冷凝时的冷凝传热系数若蒸汽在水平管束上冷凝，用下式计算冷凝传热系数:h=0.725x(:2g3)14式中:k-冷凝液的导热系数，w/(m・°C)；P——冷凝液的密度，式中:k-冷凝液的导热系数，w/(m・°C)；P——冷凝液的密度，kg/m3。；u——冷凝液的粘度，Pa-s；Y——饱和蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg；At——蒸汽的饱和温度与壁温之差，AtHt-t5.流体压力降的计算式(1)管程压力降£\P=(AP+NP)FNNAP--直管中因摩擦阻力引起的压力降Pa；1AP2--回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；F--结垢校正系数，无因次，625X2.5mm的换热管取1.4；619X2mm的换热管取1.5；Ns--串联的壳程数；N--管程数。E-—阻力系数，列管换热器管内E=3(2)壳程压力降AP=(AP'+AP)FN12sSAp，=Ffn(Ns+1)哆2AP'=N[3.5-矣]^^B"D)2f=5.0XR-0.228(r>2300)n=1.1吊cAP'--流体横过管束的压力降Pa；1AP2'--流体流过折流挡板缺口的压力降Pa；F--结垢校正系数，无因次，对液体，取1.15；对气体，取1.0；F一管子排列方式对压力降的校正系数:三角形排列F=0.5；正方形排列F=0.3；正方形错列F=0.4；fo--壳程流体的摩擦系数；nc--横过管束中心线的管数z折流挡板间距，m；D——壳体直径，m；Nb--折流挡板数目；u--按壳程流通面积S。计算的流速，m/s。一般说来，流经列管式换热器允许的压强降，液体为10—100kPa，气体为1—10kPa左右。

第二章设计的工艺计算2.1全塔物料恒算根据设计要求可知：塔顶产品乙醇的质量D=2.8万吨，乙醇的质量分数aD=0.92,精馏原料粗乙醇的质量分数%=0.5，塔底残液乙醇的质量分数％=0.5，乙醇的摩尔质量MA=46kg/kmol,水的摩尔质量MB=18kg/kmolo2.8x2.8x10746x300x24=84.54kmol0.92——46——=0.81970.920.08+46180.50aM—FAaM—FA46aFMA+(1-aF)/M……二0.28120.500.50+46180.005aM—WAaM—WA46aM+(1-a)MWAWB0.0050.995=°.00196+4618由F=D+WF-Xf=D-Xd+W-x求得F=247.57kmol/hW=163.03kmol/h2.2原料预热器的设计和计算2.2.1确定设计方案选择换热器的类型预热器是把经塔底冷却器加热到51.59°C的原料液预热到泡点81.9°C，采用0.2MPa压力下120C的饱和蒸汽进行加热。热流体的进出口温度都是120C，原料液的进口温度是51.59C，出口温度为81.9C。换热器中两流体温度差不大，壳程压力较小，故可选择固定管板式换热器。流动空间和管材的选用设计任务的热流体为水蒸汽，冷流体为原料液乙醇，为使原料液出口温度达到泡点，令蒸汽走壳程，原料液走管程。2.2.2根据定性温度确定物性参数冷流体的定性温度为t=S'59+81.9=66.7C2热流体的定性温度为T=120C。根据定性温度分别查取的物性参数如下:名称密度PKg/m3定压比热CpkJ/(Kg•C)导热系数k，W/(m・°C)粘度uPa•s汽化热rkJ/kg乙醇液745.58793.08810.15525.0469X10-4水(66.7C)978.27574.18950.66244.0893X10-4水(120C)932.01024.26810.68372.0722X10-4水蒸汽(120C)1.65012.26150.02922.1X10-52204.6混合液体的物性参数计算式:k=0.92a-k，1gR=2工lgR，c=2a-cmiimiipmipj含乙醇50%的乙醇液体在66.7C下的物性参数如下:名称密度Pm/kg/m3定压比热CpmkJ/(kg•C)导热系数kmW/(m•C)粘度U/Pa•s乙醇液体932.014.16210.434.2X10-42.2.3换热器的选择换热面积/m24.8管子尺寸625X2.5管子数n32管长L/mm2000管中心距mm32管程数Np2管子排列方式正三角形管程流通面积/m20.005实际换热面积SOS=n兀d(L-0.1)=32x3.14x0.025x(2-0.1)=4.87m2^o^x100%=4.87-4.3x100%=13.2%s=4.87mTOC\o"1-5"\h\zS4.3s=4.87mK选=881K选=881W/(K=一Q一=221924=881W"m2-°C)。S0xAtm4.87x51.7'即K选=881W/(m2・°C)核算压降(1)管程压降ZAP=(A(1)管程压降ZAP=(AP+AP)F-N-N其中「二1.4,Ns=1,Np=2管程流速u=匕=―竺竺一iA0.0050x3600x845=0.42misu=0.42m/iRe.=16411.Rei（湍流）=d.".瑚=0.02x些x845=16411.6目0.0004325其中p=p=845kg『m3,目=目=4.325x10-4Pa-s£01对于碳钢管,取管壁粗糙度e=0.1mm，所以—=01=0.005d.20由《化工流体流动与转热》书中52页的入-Re关系图中可查的入二0.03Rei（湍流）p-u2i-p-u2i-=0.03x2845x0.422x0.022=223.6PaAP云H=3x845x以2=292Pa22ZAP=(ZAP=(223.6+292)x1.4x1x2=1443.7Pa(<50kPa)i(2)壳程压降(IZAP^kP']+AP；FNs，其中Fs=1.15,Ns=1。AP=F-f-n-(N+1),AP'=N(3.5-兰)一一1JoCJ22BD2因管子排列方式为正三角形，所以F=0.5。nc=1.1<n=1.1屈=6.22因壳程通过的是水蒸汽，故不需加折流挡板，即Nb=0。壳程流通面积ZAP=1443in=6.22.7Pa=-(D2-nd2)=314x(0.2732—6.22x0.0252)=0.0554m24o4壳程流速uV0.089=一^==1.61m/sA0.0554o0.025x1.61x1.1199=2146.52.1x10-5f=5.0Re^-0.228=5.0x2146.5-0.228=0.871.1199x1.612AP'=0.5x0.87x6.22x(1+1)x——=7.85Pa12因为壳程走蒸汽无折流挡板，所以AP；=0。ZAP=(7.85+0)x1.0x1=7.85Pa(<10kPa)计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足设计要求。3.核算总传热系数(1)管程对流传热系数h.iX对于低粘度流体，h=0.023—Re爵-Pr〃i式中c=c=3.834kJ/(kg°C)，旦=旦=4.325x10-4Pa-sk=km=0.48W/(mC)，原料液为被加热流体，取n=0.4.A=0.0554u=1.61m/

oReo=2146.5fo=0.87ZAP=7.85PaRe=1.6411.6x104>104Pricp中=3.834x1000x4.325x10-4=3454k0.48所以h=0.023x坚x16411.60.8x3.4540.4=2134.9W/(m2・°C)i0.02(2)壳程对流传热系数ho若蒸汽在水平管束上冷凝，用下式计算冷凝传热系数:Pri=3.454hi=2134.9w/(m2・C)'r・P2•g•k3'n2"I方

k3^^J式中"U、p均为水在"133.3C时液体的物性参数。r为水在133.3C下的汽化热。h=0.725h=0.725x(2205.2x1000x943.12x9.81x0.68623)14,_=11439W/(m2C)k6.2223x2.373x10-4x0.025x5污垢热阻根据《化工流体流动与传热》书中的附录二十查得管内、外侧污垢热阻分别为：Rs=1.7197x10-4(m2C)/WRs=0.859x10-4(m2C)/W总传热系数K匚1K=■:■:z■=-1+Rs+Rsd+史+Hhoidh-dk-d式中k为壁面材料碳钢的导热系数，由《化工流体流动与传热》书中的附录十二查得k=50W/(m・°C)K=工+0.859x10-4+1.7197x10-4x据+-^2^+0.0025x0.025=河珂'"C)11439+0.022134.9x0.0250x0.0225ho=11439w/(m2・C)即K计二971.3W/(m2.c)K计/K选二971.3/881=1.102,该换热器的安全系数为故所选择的换热器是合适的。K计-K选=971.3-881k-881选x100%=10.25%K计=971.3设计结果：选用固定管板式换热器，型号：JB/T4715—92。W/(m2^C)（K计T、/选（K计T、/选）/K选为=10.25%4x6362.55根据液体一般在管中的流速大小，选择原料液进出接管的流速u=2m/s,则接管内径为d=」4匕='~=0.0345m兀•u\，3.14x2x945x3600根据《化工流体流动与转热》附录二十二的冷轧无缝钢管的标准规格选择d=0.0345m规格为642mmX3mm,di=36mmo^心寸、士4V4x6362.55._..4x6362.55d=0.0345m核算流速u=——==1.84m/s兀d23.14x0.0362x945x3600i故选择的接管规格合适。(2)壳程流体进口接管的选择u=1.84m/s根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小，选择水蒸汽进入接管时的蒸汽的流速为u=30m/s,u=1.84m/sd=■E='4x01=0.0616m、'兀•u"3.14x30x1.1199根据冷轧无缝钢管的标准规格选择规格为670mmX4mm,di=62mm。核算流速u=^-^=4x°」=29.6m/sd=0.0616m兀d23.14x0.0622x1.1199i故选择的接管规格合适。d=0.0616m2.4塔顶冷却器的设计2.4.1确定设计方案u=29.6m/s1.选择换热器的类型塔顶冷却器是把78.3C的含乙醇92%的饱和液冷却储存，热流体的进出口温度都是78.3C，热流体的出口温度是35C。采用冷却水进行冷却，冷却水的进口温度是15C，出口温度是35C.冷却器中流体温度差不大，壳里压力是常压，可选择固定管板式换热器。2.4.2根据定性温度确定物性参数热流体的定性温度为T=78.3+78.3=78.3C。215+35,t==匕冷流体的定性温度为一2一根据定性温度分别查取的物性参数如下:名称密度PKg/m3定压比热CpkJ/(Kg•C)导热系数k,W/(m・C)粘度uPa•s乙醇液762.10982.89320.15916.7029X10-4水(51.65C)987.27994.18180.64555.3201X10-4冷却水(20C)998.24.1830.59891.005X10-3含乙醇92%的乙醇液体在51.65°C下的物性参数如下:名称密度Pmkg/m3定压比热CpmkJ/(kg•C)导热系数kmW/(m•C)粘度日mPa•s乙醇液体776.27702.99630.17826.4269X10-42.4.3换热器的选择塔顶冷却器的工艺计算1.估算传热面积，初选换热器(1)热负荷的计算Q=Wh-r=162302.4.3换热器的选择塔顶冷却器的工艺计算1.估算传热面积，初选换热器(1)热负荷的计算Q=Wh-r=16230x1111.76x1000/3600=5012000W(2)冷却水消耗量Q=Wh•r=W•C.«-11)5012000W=C-(t-1)=4.18x(35—15)x1000=59'9kg/'pc21(3)计算平均温差两侧变温，平均温差用逆流平均温差校正。溜出液78.3一78.3冷却水35—15△t43.363.3逆流平均温差At，=At2-At1=6&3—4j3=52.66Cm一At63.3In43.3At

In―2At1(4)选择K，估算传热面积参照《化工原理课程设计指导书》传热面积S：的85页表4-2，取K=840W/(m2°C)。S==5012000=113.3m2K•△t840x52.66考虑10%〜25%的面积裕量在15.16〜17.91m2，由固定管板式换热器的系列标准，可选换热器型号：JB/T4715—92。主要参数如下：公称直径DN/mm900公称压力PN/MPa4换热面积/m2126.1管子尺寸mm625X2.5管子数n554管长mm3000管中心距mm32管程数Np4管子排列方式正三角形管程流通面积/m20.0435实际换热面积：S=n•兀・d-(L-0.1)=554x3.14x0.025x(3-0.1)=127.86m2S。$选x100%=127"113.3x100%=12.8%,故面积余度合适。S113.3选采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：K=-^-=5012000=754.8W/(m2・C)。S0xAt126.1x52.66即K选二754.8W/(M2・°C)2.核算压降⑴管程压降ZAP=(AP+AP)F•N•Ni12tSP其中F=1.4N$=1N=4Vs二Ws/p=59.9/997.1二0.06管程流速0.06=1.38m/sA^0.0435Rei•P0.02x技8x997」=30793>100000.8937x10-3对于碳钢管取，取管壁粗糙度e=0.1mm，所以di£S5由《化工流体流动与转热》入二0.029。书中52页的入一Re关系图中可查得'x"UxL382'x"UxL382=4272。。AP=人白=0.03x1d20.02AP=&H=3x"Ux技82=2748Pa22ZP=(4272+2848)x1.4x1x4=38972kPa(<50kPa)i(2)壳程压降

ZP=(A《+△P?FS-NS由于壳程走乙醇蒸汽，所以Fs=1，其中Ns=1。Ap=F-f-n-(N+1)巴当2ocB2AP'=N(3.5-矣)P'Uo2BD2式中p=p=1.404kg/m3。m管子排列方式为正三角形，F=0.5。n=1.1jn=1.1/554=25.9取折流挡板间距z=0.08m,Nb=3。壳程流通面积为A=z(D-nd)=0.8x(0.9-25.9x0.025)=0.202m2壳程流速为u=匕=3211=15.9m/soA0.202Re=dolUolP=0.025x戚9xL404=53977>10000o日1.0337x10-5f=5.0-Re-0.228=5.0x53977-0.228=0.417~…，1-404x15-92所以AP1=0.5x0.417x25.9x(1+1)2~~—=1916.7Paaeq2x0.8、1.404x15.92AP=3x(3.5一)x=916.9Pa20.92ZAP=(1916.7+916.9)x1x1=2833.6Pa(<10kPa)计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足设计要求。(3)总传热系数K1)管程对流传热系数hi流体在管内的流动速度：U=E=——竺——=1.38m/soAP0.0425x997.1下式中c=c=4.18kJ/(kg°C),旦=旦=8.937x10-4Pa-sk=、=0.5989W/(mC)，原料液为被加热流体，取n=0.4.雷诺数:ReoW£=0.02x技8x初」=30793>10000日0.8937x10-3Pr=—pik4.18x1000x0.8937x10-3=6.240.5987h=0.023x0.5989x307930.8x6.240.4=5579.5W/(m2C)i0.022)壳程对流传热系数ho若蒸汽在水平管束上冷凝，用下式计算冷凝传热系数:'r・P2•g•k3'n《I&

^3p^J式中人、u、p均为乙醇蒸汽在78.3°C时液体的物性参数。r为乙醇在78.3°C下的汽化热。h=0.725h=0.725x(1111.76x1000x748.762x9.81x0.153)<25.923x4.76x10-4x0.025x5/14_=1818.9W/(m2C)(3)污垢热阻根据《化工流体流动与传热》书中的附录二十查得管内、外侧污垢热阻分别为：Rs=1.7197x10-4(m2C)/WRs=0.859x10-4(m2C)/W总的传热系数:v1K=彳彳彳―F-1ddb-d—+Rs+Rs—o-+—o——+oho，dh-dk-doiiimr1K=15com。八0.0250.0250.0025x0.025+1.7197x10+0.8598x0.0001x++1818.90.025579.5x0.0250x0.0225=902.5W/(m.°C)所选择的换热器的传热系数:K。=—Q—=5012000=755.6^(m2・C)S0xAtm126.1x52.6即K选=881W/(m2-C)K计ZK选=为2…6X100%=19.6%K754.6选因为：10%<K计—爪选<25%故选择合适K选设计结果：选用固定管板式换热器，型号：JB/T4715—92。4.接管的选择(1)管程流体进出口接管的选择根据液体一般在管中的流速大小，选择原料液进出接管的流速u=3m/s,则接管内径为=0.16m-4x59.9\3.14x3x997.1=0.16m根据《化工流体流动与转热》附录二十二的冷轧无缝钢管的标准规格选择规格为6180mmX5mm,di=170mmo核算流速u=^-^=4x59.9=2.65m/s兀d23.14x0.172x997.1故选择的接管规格合适。(2)壳程流体进口接管的选择根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小，选择水蒸汽进入接管时的蒸汽的流速为u=30m/s,则接管内径为d='.d='.4V=0.37m\3.14x30根据冷轧无缝钢管的标准规格选择规格为6402mmX5mm,di=392mm。核算流速u=匕=—-―'"I—=26.6m/snd23.14x0.3922故选择的接管规格合适。2.6再沸器的设计2.6.1确定设计方案选择换热器的类型再沸器是把99.3°C的含乙醇0.5%的部分塔底液加热产生蒸汽回到塔底，蒸汽沿塔上升，在塔内汽液两相进行热质交换。设计采用0.2MPa下120C的水蒸汽对塔底液加热。热流体的进出口温度为120C，冷流体的进出口温度是99.3C，两相均发生相变。再沸器中流体温度变化不太大，可选择固定管板式换热器。确定流体的流经由于部分塔底液可能含有渣滓，走管程利于清洗，且部分塔底液可通过热流体的传热提高温度，使其汽化；水蒸汽走壳程可通过壳壁面向空气中散热，有利于冷却。所以部分塔底液走管程，水蒸汽走壳程。换热器内的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管，可降低设备费。2.6.2根据定性温度确定物性参数热流体的定性温度为T=120°C。冷流体的定性温度为99.3°C2.6.3再沸器的工艺计算1.估算传热面积，初选换热器再沸器的物料衡算L=V'+W，V=V'L=V+W=16230+2943.51V'=19173kg/h热负荷的计算Q=W-七=19173x2260.15x1000/3600=1.2037182x107W水蒸汽的消耗量Q=Wh-r1=W-七wQ1.2037182x107W=—==5551.9kg/hhr216&11

2.5离心泵的选型与计算输送的液体是50%的乙醇溶液物性参数：Q=6362.55Kg/h=7.5m3/hp=845Kg/m3d=40mmp=4.325x10-4P•s:.u===1.66m/sb兀3-143600x-4xd23600x.x0.042•••R=A0.04xL66x845=1.29729x105ep4.325x10-4£01由于是碳钢管所以£=0.1mm，则—=01=0.0025d40i所以由人—Re图查的人=0.025又•.•直管长25m.•直管压降为£H=X—―^=0.025x^^-xL6、2=2.19mf1d2g0.042x9.81又••在管路中又2个截止阀，1个标准阀，9个标准弯头截止阀：Le=17x2=34m标准阀：匚=6.0（全开）标准弯头：L=9x1.6=14.4m出口阻力系数：匚=1所以局部阻力压降为：£H=（旦+&虹=（°.025x（34+燮）+6,1）x4f2d2g0.042x9.81i=5.23m换热器的压降为£H='P令却+'P预热=38972+1443/7=4.88mf3pg845x9.81由于管路的压头H=AZ+—+手2+£H〃+£Hf2+£H3且AZ=20m,AP=1.21x105-1.013x105=1.97x104P,Au：=1.662m2...h=20+L97x104+1.662+2.19+5.23+4.88=34.82me845x9.812x9.81又因为输送的液体为有机溶剂