年产1.5万吨乙醇-水精馏塔塔顶全凝器地工艺设计

年产1.5万吨乙醇--水精馏塔塔顶全凝器的工艺设计目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"摘要 3\o"CurrentDocument"化工原理课程设计任务书 4\o"CurrentDocument"确定设计方案 6\o"CurrentDocument"1.1选择列管换热器的类型 6\o"CurrentDocument"1.2选择冷却剂的类型和进出口温度 6\o"CurrentDocument"冷却剂的类型 6\o"CurrentDocument"进出口温度： 6\o"CurrentDocument"1.3查阅介质的物性数据 7\o"CurrentDocument"水的物性数据 7\o"CurrentDocument"乙醇的物性数据 7\o"CurrentDocument"1.4选择冷热流体流动的空间及流速 8\o"CurrentDocument"冷热流体流动空间的选择： 8\o"CurrentDocument"冷热流体流动的流速： 9\o"CurrentDocument"估算换热器的传热面积S 102.1计算热负荷Q 102.2计算平均温度 10\o"CurrentDocument"2.3估算换热面积 11\o"CurrentDocument"初选换热器规格 11\o"CurrentDocument"校核换热器的传热面积 11\o"CurrentDocument"4.1换热器的实际换热面积 11\o"CurrentDocument"4.2校核总传热系数 12\o"CurrentDocument"计算管程对流传热系数:i 12\o"CurrentDocument"计算壳程对流传热系数 12\o"CurrentDocument"确定污垢热阻 13\o"CurrentDocument"总传热系数Ko 13\o"CurrentDocument"核算壁温与冷凝器流型 13\o"CurrentDocument"计算压降 14\o"CurrentDocument"5.1计算管程压降 14\o"CurrentDocument"管程和壳程的管口设计 15\o"CurrentDocument"6.1冷流体进出口接管直径计算 15\o"CurrentDocument"6.2热流体进出口管直径计算 16\o"CurrentDocument"621进口直径计算 16\o"CurrentDocument"出口直径计算 16\o"CurrentDocument"其他主要附件 16\o"CurrentDocument"7.1折流挡板 16\o"CurrentDocument"7.2拉杆、定距管 17\o"CurrentDocument"7.3防冲挡板 18\o"CurrentDocument"7.4换热管 18\o"CurrentDocument"7.5法兰和管板 19\o"CurrentDocument"7.6垫片 19\o"CurrentDocument"换热器主要工艺结构尺寸和计算结果一览表 19\o"CurrentDocument"结束语 20符号说明 21\o"CurrentDocument"参考文献 24摘要全凝器是工业生产过程热量传递中应用较为广泛的一种换热器， 在精馏塔塔顶的工艺设计中尤为常见。顾名思义，在全凝器内，发生伴有相变的热蒸汽冷凝，放出大量的潜热，但热流体温度不发生变化。正如该课程设计任务，年产 1.5万吨乙醇——水精馏塔塔顶全凝器的工艺设计，就是要解决上述问题。参照化工原理中学到的关于两种流体换热的有关知识，确定介质物性数据，热负荷，流速等，从而选择最佳的标准系列换热器类型，并进行总传热系数，传热面积，管程和壳程的压降等的核算，使其满足工艺要求即可。AbstractTotalcondenseristheheattransferinindustrialprocesses,whichiswidelyusedasaheatexchanger,anditisparticularlycommoninthedistillationtowerprocessdesign.Asthenameimplies,inthewholecondenser,theoccurreneeofthephasetransitionaccompaniedbysteamcondensationheatcouldemitlargeamountsoflatentheat,butthethermalfluidtemperaturedoesnotchange.Thecurriculumdesigntask,withanannual15,000tonsofethanol-waterdistillationtowercondenserwholeprocessdesign,istosolvetheaboveproblems.RefertoChemicalEngineeringknowledgelearnedabouttwokindsofheattransferfluid,wecandeterminethedielectricpropertiesofthedata,theheatload,flowrate,etc.,thuschoosethebesttypeofstandardseriesofheatexchangersandfortheoverallheattransfercoefficientofheattransferarea,tubeandshellsidepressuredropofaccounting,untilitcanmeetthetechnicalrequirements.关键词：全凝器乙醇一水相变标准设备化工原理课程设计任务书一、 设计题目：年产1.5万吨乙醇--水精馏塔塔顶全凝器的工艺设计二、 设计条件生产能力：(1、1.5、2、2.5、3、3.5、4、、5.5)104吨每年乙醇设备型式：立式列管换热器操作压力：常压乙醇的冷凝温度为75C，冷凝液与饱和温度下离开冷凝器。换热器热损失为热流体热负荷的3.5%每年按330天计，每天24小时连续生产建厂地址：兰州地区要求管程和壳程的阻力都不大于104Pa,标准系列列管式换热器的选型三、 设计步骤及要求确定设计方案选择列管换热器的类型选择冷却剂的类型和进出口温度查阅介质的物性数据选择冷热流体流动的空间及流速初步估算换热器的传热面积S初选换热器的规格校核核算换热器的传热面积，要求设计裕度不小于 10%,不大于20%.核算管程和壳程的流体阻力损失。如果不符合上述要求重新进行以上计算.附属结构如封头、管箱、分程隔板、缓冲板、拉杆和定距管、人孔或手孔、法兰、补强圈等的选型7.将计算结果列表(见下表)四、 设计成果设计说明书(A4纸)内容包括封面、任务书、目录、正文、参考文献、附录格式必须严格按照兰州交通大学毕业设计的格式打印。换热器工艺条件图(2号图纸)(手绘)五、 时间安排第十九周〜第二十二周第二十二周的星期五(7月20日)下午两点本人亲自到指定地点交设计成果，最迟不得晚于星期五的十八点钟•六、 设计考核设计是否独立完成；设计说明书的编写是否规范工艺计算与图纸正确与否以及是否符合规范答辩七、 参考资料1、《化工原理课程设计》贾绍义 柴诚敬 天津科学技术出版社2、《换热器设计手册》 化学工业出版社3、化工原理 夏清 天津科学技术出版社确定设计方案1.1选择列管换热器的类型在本次设计任务中，两流体温度变化情况为热流体为乙醇蒸汽，进口温度 75°C，出口温度75C，冷流体（井水）进口温度25C，出口温度37C。该换热器用水厂给水作为冷却介质，受环境影响，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不大（＜50C），因此初步确定选用固定管板式换热器。1・2选择冷却剂的类型和进出口温度冷却剂的类型水（河水、井水、水厂给水），使用温度范围：15〜25C，15〜35C特点：来源广，价格便宜，冷却效果好，但水温受季节和气候影响大。空气：＜35C特点：缺水地区宜用，但对流传热系数小，温度受季节和气候影响大。冷冻盐水：0〜-15C特点：用于低温冷却，成本高。液氨：〜-33C特点：利用液态氨的挥发制冷。从以上得出，兰州地区水资源较为丰富，且空气传热效果不好，受温度影响大，因此不选用空气，冷冻盐水温度不符合温度范围，并且成本高，液氨也不适用，因此选用井水。进出口温度：表1兰州地区气候数据月份123456789101112

极端最咼温度c17.121.026.034.634.736.839.837.334.427.420.314.0极端最低温度c-17.7-17.6-11.6-5.7-0.15.79.88.61.6-7.1-12.3-19.7根据表格得兰州地区：最高温度为39.8C,所以冷却水进口温度设为25C,出口温度设为30C。查得：兰州地区海拔高度为1517m,兰州大气压为8.68m水柱。(1atm=101325pa=10.33m水柱)换算得p=8.68101325=85140pa10.331.3查阅介质的物性数据水的物性数据$=可＜2所以用算术平均温度作为定性温度，t1 2525+37水的平均温度：t=笃=31C，查85.14kpa,31C下水的物性数据如下:密度：P=995.3360/*监3粘度：」=0.7807mpa*sCp-4.1797*K导热系数：几=0.6171wmCp-4.1797*K比热:乙醇的物性数据校正公式：丫=民AXa2x2ax3a,x4a5x5A=3.27574A,=0.09631A^0.0001A^=0.00009

A=1.030810$人=1.66310~丫(KPa) X(C)经校正可知，符合兰州地区建厂规则，故乙醇蒸汽只发生 75C下的相变75+75乙醇的平均的温度： T=一-一=75C,查85.14kpa,75C下乙醇的物性数据下:密度：P=748.1500k%3粘度0.5215mpa*sCp=2.9633*K导热系数：九=0.1652%Cp=2.9633*K比热:乙醇蒸汽密度： r=1.3976kg/m3表2乙醇和水的物性数据连物性流体\温度TW)密度Pkg/m3粘度卩MPa-s比热容CpkJ/(Kg-c)热导系数入W/(m「C)液化潜热r/(kJ/kg)乙醇75748.15000.52152.96330.1652849.7826井水31995.33600.78074.17970.61712426.721・4选择冷热流体流动的空间及流速1・4・1冷热流体流动空间的选择:不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗;高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。由于兰州地区水质较硬易结垢，并且考虑到乙醇可通过壳体向外界散热增加冷却效果，确定为水走管程而乙醇走壳程，管材选普通 25mm2.5mm的碳钢管。冷热流体流动的流速：换热器内适宜的流速应通过经济核算选择，一般流体尽可能使 Re>104,粘度高的流体常按滞流设计。下面列出一些工业上常用的流速范围，供设计时参考。表3列管式换热器内常用的流速范围流体种类流速/m/s管程壳程一般液体0.5~30.2~1.5易结垢液体>1>0.5气体5~303~15表4不同粘度液体的流速（以普通钢壁为例）液体粘度卩X103/N・s/m2最大流速/m/s>15000.61500~5000.75500~1001.1100~351.535~11.8<12.4根据以上可以得出：因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变,在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。

估算换热器的传热面积S2.1计算热负荷Q,按管内塔顶产品计算，即:Msi=1.5X104X103/(330x24)=1894kg/h=0.526kg/sQ=Ms1Xr=0.526kg/sX849.7826kJ/kg=446.99kw=1.61106kJ/h由于换热器损失为热流体热负荷的3.5%Q=(1-)Q=1-3.5%1.61106=1.55106kJ/h=430.56kw水的流量可由热量恒算求得Ms2Cp2t27=Q6 4Ms2=1.5510/(4.1803X(37-25))=3.09104kg/h=8.58kg/s2.2计算平均温度，并确定壳程数。P=T1_t1P=T1_t137-2575-25=0.24逆流：热流体:T仁75r )T2=75r冷流体:t仁25r >t2=37rt:50r38r所以出一兀；t2:50-38 。=43.72Cm ln也.50In-:t238温度校正:r3=0t2f由P和R查对数平均温差校正系数图【2】得：此时二-1，大于0.8,所以选用单壳程的列管式换热器itm二t.匚垢二43.72C2.3估算换热面积根据壳内为乙醇，管内为水，总传热系数范围在 200~700W/m2C初选：k=380w/(m2.C)估算换热面积：2A=Q7K.：tm]==4.31X105/(380X43.72)=25.94m初选换热器规格表5立式固定管板式换热器规格⑶公称压力：0.6MPa管子尺寸：©25mmx2.5mm公称面积：30.7m2管中心距：32mm公称直径：450mm管程数：1管长:3000m中心排管数：13管子总数：135管子排列方法：正三角形校核换热器的传热面积4.1换热器的实际换热面积2A0=nnd0(L-0.1)=135X3.14X0.025X(3-0.1)=30.73m25Q 431汉105 2该换热器所要求的总传热系数Ko — 4 320.80w/(m*C)Ag也tm,逆 30.73汇43.72

4.2校核总传热系数8.58421计算管程对流传热系数二8.58唇 8・58 七6110”m3/s；?2 996.2289〔135Y3.14〔135Y3.14i=—i ・匸d「I一INp八4 八1人40.022=0.042m2Ui一空一8&10二Ui0.042Rei=0.0200.205996.22890.824810"-4952400（湍流）Ph®4.18031030.824810色0.6122=5.63,, 人Rei=0.0200.205996.22890.824810"-4952400（湍流）Ph®4.18031030.824810色0.6122=5.63,, 人08 04 0.6122 08 04 2 。故=0.02^LRe.Pr.=0.023 4952. 5.63.=1269.46W/m*Cdi 0.0204・2・2计算壳程对流传热系数：0因为立式列管换热器壳程为乙醇饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开冷凝器,故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算:0：0=1.13现设管外壁温tw=50C，贝於凝液膜的平均温度为:（ts+tw）=（75*5°）=62.5C这22'与饱和温度75C很接近，故在平均膜温62.5C下的物性可沿用饱和温度75C下的数据,在层流下：：0=1.13gP2N3Y1/4=1.13勺.81汉748.15?汉0.1652*849.7826如03】/40.521510~3 75-502=967.71W/m2JC4.2.3确定污垢热阻Rs0=1.7210-4m2JC/w（有机液体）RS=3.4410，m=1.13勺.81汉748.15?汉0.1652*849.7826如03】/40.521510~3 75-502=967.71W/m2JC4.2.3确定污垢热阻Rs0=1.7210-4m2JC/w（有机液体）RS=3.4410，m2*C/w（井水）4・2・4总传热系数Ko1

K?RS0'md+Rs虫

di•丄d:idi1967.711.7210-4.0^竺45 22.53.4410-420 1296.642520=2.6611X10-3*C/wK0=375.78w/m2*C>320.80w/m2*C所选换热器的安全系数为[(375.78-320.80)/320.80]X100%=17.14%10%<17.14%<20%表明该换热器的传热面积裕度符合要求。4.2.5核算壁温与冷凝器流型核算壁温1RS0tw-tm—h1Rs967.710.000172tw一371269.640.00034450.32C这与假设相差不大，可以接受，所以壁温为 50C核算流型:

冷凝负荷：M=丛鱼 0.53 0.05kg/m*sR^4M 40.05二242.42<200（符合层流假设）» 0.000825计算压降5.1计算管程压降送AR=（也R+AF2）FtNpNs其中：Pl,P2—分别为直管弯道中因摩擦阻力引起的压强降结垢校正因数Np—管程数Ns—壳程数取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm,则e/d=0.1/20=0.005,而Re=4952,于是:TOC\o"1-5"\h\z/ 、0.23 / 0.23.C」呂丄68、 c」0.1丄68 、 CC,=0.1 0.1 =0.04\dRe丿 1204952丿P1L廿P1L廿扎 di23 996.22890.2052=0.04-0.0202=125.60Pa：P2=0Pa对①25mmX2.5mm的管子，有Ft=1.4，且Np=1,Ns=1、P=（125.600）1.411=175.84Pa5.2计算壳程压降SAP0=(4^^AP；FsNsPu2其中，Fs=1.15,Ns=1,R^FfoncNb1寸管子为正三角形排列，F=0.5,nc=1.1・n=1.1 135=13

取折流板间距h=300mm，则Nb丄亠型0仁9h3000.5261U0=Vs壳程流通面积A0二hD-nA=0.30.45-130.0250.5261U0=Vs0.018n7/sA0 748.150.0375Re。dRe。d0吹0.。25O.。187748.15=670.685000.521510"f0=5.0Re/228=5.0670.68皿28=1.132R=0.51.1313 91 748.150.0187=7.69paAP/=Nb3.5-lD丿2=9』3.5-注L748.1"018720.45二2.55pa、：P0二7.692.551.15=11.78pa由以上计算可得，管程和壳程的压降均符合设计要求。管程和壳程的管口设计6.1冷流体进出口接管直径计算令冷却水的流速U1=1.2mm4Vs1=48.6110-：：1000=96mm,圆整为100mm,■,■U1 ■- 3.141.2则冷流体进出口的直径均为100mm。

6.2热流体进出口管直径计算进口直径计算令乙醇蒸汽的流速吐=13m/sd24Vs,d24Vs,_40.5261/1.3976\「：u21 3.14131000“92mm,圆整为200mm,则热流体进口的直径为200mm6・2・2出口直径计算令乙醇液体的流速竿聲0讐“00°=33mm，圆整为40mm。其他主要附件7.1折流挡板折流板的排列方式水平切口用得最普遍，这种排列可造成流体激烈扰动，增大传热系数，乙醇流体也是清洁的，因此本设计采用水平缺口排列方式。折流板与壳体间隙的选择折流板与壳体的间隙依据制造安装条件，在保证顺利的装入前提下，越小越好，以减小壳程中旁路损失。折流板的最小外圆直径和下偏差见表6表6折流板外径/mm公称直径<400>300>600>900>1300>1700DN<600<900<1300<1700<2000折流板名义DN2.5DN3.5DN4.5DN6DN8DN9外径

折流板外径允许偏差-0.5-0.8-1.2根据上表可以选定折流板与壳体内径间的间隙为3.5mm折流板厚度的确定折流板厚度与壳体直径、换热管无支撑长度有关，其数值不得小于表 7的规定表7折流板厚度壳体公称直径DN换热管无支撑长度<300尹0 <600>600 <900>900<1200>1200<1500>1500厚度159-3254571010400-700456101012800-9005781012161000-150068101216161600-20001012162020选定折流板的厚度为5mm7.2拉杆、定距管拉杆的结构形式的确定采用拉杆定距管的结构，拉杆一端用螺纹拧入管板，每两块折流板之间的间距用定距管固定，每根拉杆上最后一块折流板与拉杆用两个螺母锁紧固定。拉杆直径和数量按表8和表9选取。拉杆的直径和数量可以变动，但其直径不的小于10mm,数量不少于4根。表8拉杆直径/mm【4】换热管外径1014192532384557拉杆直径1012121616161616表9拉杆数量

拉杆直径/mm公称直径DN/mm<400>400>700>900>1300>1500>1800<700<900<1300<1500<1800<200010461012161824124481012141816446681012根据上表可选定拉杆的直径为16mm,数目为4根。拉杆尺寸按表10确定拉杆的尺寸。拉杆的长度L按需要确定表10拉杆尺寸/mm拉杆直径d拉杆螺纹公称直径dnLaLb管板上拉杆孔深Ld101013>4016121215>5018161620>60207.3防冲挡板一般当壳程介质为气体和蒸汽时，应设置防冲挡板。本设计中，乙醇进料为气体，为了防止壳程进口处流体直接冲击传热管，产生冲蚀，应设置防冲挡板.由于壳体内径大于273mm小于等于600mm，缓冲板选择焊接在壳体上，缓冲板在壳体内的位置，应使防冲板周边与壳体内壁所形成的流通截面积为壳程进口截面积的 1-1.25倍，缓冲板厚度为4.5mm。7.4换热管换热管材料选择碳钢，标准号GB/T8163，规格25mm2.5mm，外径公差-°.2°mm上偏差+12%，下偏差-10%。7.5法兰和管板本设计选取标准JB4701-92甲型平焊法兰，密封面采用凹面。开孔补强圈采用标准JB1207-73o螺柱规格M16，数量每边20个管板与法兰连接密封面为凸面，分程隔板槽拐角处倒角1045•，隔板槽宽度为12mm，管板与换热器连接处采用胀接7.6垫片垫片厚度，本设计确定为3mm，隔板槽部分垫片厚度取10mm，圆角尺寸取R=8mm，D和d按JB1160-82压力容器法兰用垫片标准选取。8•换热器主要工艺结构尺寸和计算结果一览表数参程管操作条件水醇乙量流7/35/275物性参数C度温性定13753/m吨度密吨kkz(\热比压定aPmz(\度粘m、1字1支性厶冃参数S)mmz(\速流C2mz(\对I二/C2mz(\阻热垢污丿二U-44-

6-IW荷负热C2m7243.m2z(\积面热传733.设备结构参数质材冈碳冈¥碳11换热管mm52Xmm52-e-mmz(\径直丄mz(\度长3折流挡板形弓个目数531目数9形角三正mmI住间003一一心mm管—32U9.结束语本次课程设计历时三周，在此期间我查阅和学习了一些相关资料。在指导老师和其他同学的帮助下共同完成了该项设计任务。以前从未接触过此类的课程作业，在这个过程中收获很多，体会也很多。通过这次学习我深切地感受到“学以致用”的重要性和艰难程度，我们随口所说的“理论联系实践”，做起来需要的不仅仅是考试的成绩，还需要扎实的理论功底、查阅文献获得所需信息的基本功、客观问题和解决方案的分析综合能力以及动手能力等诸多缺一不可的能力的综合应用。因此，我们应永远保持谦虚谨慎的学习态度和注重自身各项能力的培养。在课设过程中，起初，通过和同学讨论，我先对各基本参量（冷却水进出口温度等）做了初步确定，选择了感觉是较为合理的值。接着便是课设计算部分。中间部分还可以，仅是计算繁琐些，并未遇到什么大的问题。可到了核算部分，一经核算，发现不正确