内蒙古工业大学列管换热器年产28万吨酒精精馏塔

内蒙古工业大学化工原理课程设计学校代码：10128学校代码：10128学号：课程设计说明书题目:列管换热器设计—年产2.8万吨酒精精馏系统换热器学生姓名:学院:化工学院班级:指导教师:智科端年月日内蒙古工业大学课程设计任务书课程名称：化工原理学院：化工学院班级：学生姓名：学号：20指导教师：智科端一、题目：列管换热器设计—年产2.8万吨酒精精馏系统换热器二、目的与意义通过本次课程设计，熟悉进行化工单元操作设计的基本内容，掌握课程设计的程序和方法，培养训练分析和解决工程实际问题的能力。树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风和严谨的科学态度，提高独立工作能力和创新意识。三、要求（包括原始数据、技术参数、设计要求、图纸量、工作量要求等）1、设计条件：精馏原料:粗酒精含乙醇50%,水50%(质量分率),由20℃预热至泡点81.9℃；塔顶产品:含乙醇不低于92%,78.3℃蒸汽冷凝为饱和液体回流，产品冷却为35℃液体储存；塔底残液:含乙醇不高于0.5%,99.3℃冷却为35℃液体。精馏过程回流比R=2；呼和浩特地区水温15℃2、课程设计内容和要求：（1）确定换热系统的流程方案，绘制流程图；(2)为所制定的流程方案配置换热器并选型；(3)确定塔顶冷却器和原料预热器的结构尺寸：设计计算换热器的热负荷、传热面积、换热器接管、壳体、管板、封头、隔板及接管等；(4)核算总传热系数和流动阻力；(5)绘制塔顶产品冷却器的装配图；(6)编写课程设计说明书。四、工作内容、进度安排第1天设计动员、讲解；查阅有关资料，确定设计方案；第2-6天确定方案并进行设计计算；第7-8天绘图；第9-10天整理设计数据，编写设计说明书。五、主要参考文献[1]柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热.北京：化学工业出版社.2009:261～297[2]高俊等.化工原理课程设计.呼和浩特：内蒙古大学出版社.2010:77～89[3]上海医药设计院.化工工艺设计手册.化学工业出版社,1986[4]化学工程手册编委会.化学工程手册(第1，12，13篇).化学工业出版社,1979[5]上海化学工业设计院石油化工设备设计建设组.化工设备图册.1974审核意见同意按照该安排进行课程设计。系（教研室）主任（签字）指导教师下达时间2015年7月4日指导教师签字：_______________前言工业生产过程中，两种物流之间热的交换通过换热器实现。在石油、化工、食品加工、轻工、制药等行业的生产过程中，换热器是通用工艺设备，可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，换热器类型，性能各异，但设计所依据的传热基本原理相同，不同之处是在结构设计上需要根据各自设备特点采用不同的计算方法。为此，本次仅对设计成熟，应用广泛的列管式换热器的工艺设计作介绍。列管式换热器的应用已有悠久的历史。在很多工业部门中，列管式换热器仍处于主导地位，随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强，换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型的高效换热器相继问世。本次设计任务是年产2.7万吨酒精精馏系统换热器设计，其中包含了生产工艺流程中五个换热器：原料预热器，塔顶全凝器，塔底冷却器，塔顶冷却器和再沸器。选取了一个换热器对其进行了精算，经反复选择与核算之后，选取了合适的换热器类型及其结构尺寸等其他工艺指标要求。对其余四个换热器做了冷热流体的物料衡算，以及对换热器的初步选型。此次设计参考了较多的文献资料，结合实际生产需求采用了科学严谨的计算方法和精确严密的计算步骤，设计出了较符合生产需求，经济实惠，安全可靠，操作简便，易于清洗、维修的列管式换热器。目录第一章 换热系统的流程方案的确定 11.1 换热系统的流程方案的设计 11.2 换热器设计方案的确定 11.2.1 换热器类型的选择 51.2.2 固定管板式换热器结构的确定 51.2.3 流体流动空间的选择 61.2.4 流体流速的选择 61.2.5 流体进出口温度的确定 71.2.6 接管的确定 81.2.7 管程和壳程数的确定 81.3 固定管板式换热器的设计计算 81.3.1 设计计算步骤 101.3.2 传热计算的主要公式 11第二章 换热器设计的工艺计算 122.1换热系统的流程方案的设计 122.2 塔顶冷凝器的设计计算 122.2.1换热器类型的选择 142.2.2根据定性温度确定物性参数 142.3 预热器的设计计算 202.3.1换热器类型的选择 202.3.2根据定性温度确定物性参数 212.4 原料液预热器的设计计算 222.4.1确定设计方案 222.4.2根据定性温度确定物性参数 232.4.3热负荷计算 232.5 塔顶冷却器的设计 272.5.1确定设计方案 272.5.2根据定性温度确定悟物性参数 272.5.3热负荷的计算 272.6 塔底再沸器工艺初算 282.7离心泵的选型及计算30第三章 设计所涉及图表和数据 323.1 工业列管式换热器常采用的流体流速范围 323.2 单壳程折流换热器温差校正系数 323.3 列管换热器中K值的经验数据 333.4 部分流体的壁面污垢热阻 33换热器设计结果344.1.1原料预热器的主要结构尺寸和计算结果344.1.2塔顶全凝器的主要结构尺寸和计算结果35参考文献 36Excel附表 37换热系统的流程方案的确定换热系统的流程方案的设计进行换热器的设计，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。流程方案的初步设计中，考虑使用塔底残液的废热来预热原料液，达到废热再利用的效果，实现节能减排。本次换热系统为精馏系统的换热设备，包括原料预热器，塔顶全凝器，塔底冷却器，塔顶冷却器和再沸器。对塔顶全凝器进行精算，原料预热器、塔底冷却器、塔顶冷却器和再沸器只作初算，而塔底再沸器不作要求。换热器设计方案的确定换热器类型的选择对于所选择的换热器，应尽量满足以下要求：具有较高的传热效率、较低的压力降；重量轻且能承受操作压力；有可靠的使用寿命；产品质量高，操作安全可靠；所使用的材料与过程流体相容；设计计算方便，制造简单，安装容易，易于维护与维修。在实际选型中，这些选择原则往往是相互矛盾、相互制约的。在具体选型时，我们需要抓住实际工况下最重要的影响因素或者说是所需换热器要满足的最主要目的，解决主要矛盾。本文中两流体温差介于50℃和70℃之间的选择带补偿圈的固定管板式换热器，小于50℃的选择固定管板式换热器。根据制定的流程方案，可选择带补偿圈的和不带补偿圈的固定管板式换热器，此类换热器的结构简单，价格低廉，宜处理两流体温差50℃到70℃且流体较清洁及不宜结垢的物料，流体压强不高于600Kpa的情况。固定管板式换热器结构的确定固定管板式换热器由管板、壳体、封头等组成。固定管板式换热器最容易出现的故障就是管子和管板连接部分泄漏。所以必须注意固定管板式换热器的连接方法和质量。固定管板式换热器主要分为管程和壳程两大部分。1.2.2.1管程结构换热器管程由换热管、管板、封头或管箱组成。1、换热管布置和排列间距管束的多少和长短由传热面积的大小和换热器结构来决定，它的材质选择主要考虑传热效果、耐腐蚀性能、可焊性等。常用管径和壁厚有Φ19×2mm、Φ25×2.5mm等；管长有1500mm、2000mm、3000mm和4500mm等；材料有普通碳钢或不锈钢等。在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用Φ19mm×2mm直径的管子更为合理。本次所设计换热器的压力不大，换热器中流体没有腐蚀性，所以选择Φ25×2.5mm碳钢管。本次设计采用Φ25×2.5mm碳钢管。换热管管板上的排列方式有正方形直列、正三角形排列、同心圆排列，正三角形排列比较紧凑，管板利用率高，管外流体湍动程度高，对流传热系数大，但管外清洗较困难；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。本次设计选择正三角形的排列方式。2、管子与管板及其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。列管式换热器管板是用来固定管束连接壳体和端盖的一个圆形厚板，它的受力关系比较复杂。厚度计算应根据我国“钢制压力容器设计规定”进行，一般采用20到30个毫米的。管板与管子的连接可胀接，焊接和胀焊并用。焊接法应用广泛，本次设计的换热器内流体温度不高，压力不大，所以选择焊接的方式连接管子和管板。3、封头、管箱的确定列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。用以分配液体和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。1.2.2.2壳程结构壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板及缓冲板等元件组成。1、换热器壳体的确定根据管间压力、直径大小和温差力决定它的壁厚；由介质的腐蚀情况决定它的材质。直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mm的用钢板卷焊而成。根据工作温度选择壳体材料，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。2、列管式换热器折流板的作用是；增强流体在管间流动的湍流程度；增大传热系数；提高传热效率。同时它还起支撑管束的作用。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。流体流动空间的选择在列管式换热器的设计计算过程中，需要预先确定哪种流体走管程，那种流体走壳程，以便选择流体流动空间。影响选择结果的因素很多，主要从以下三方面考虑：1.传热效果（1）粘度大的流体或流量小的流体宜走管程。将两流体中热阻较大的一方安排在壳程，可提高对流传热系数，强化传热。（2）待冷却的流体宜走壳程，便于传热。2.设备结构高压的流体、腐蚀性的流体宜在管内流过。3.清洗方便不洁净的或易结垢的流体宜走管程，便于清洗管子。饱和蒸汽一般通入壳程以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，壳程可不必清洗。流体流速的选择增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。因此，应选择适当流速。表1-1工业列管式换热器常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管程0.5-3>15-30壳程0.2-1.5>0.53-15流体进出口温度的确定在换热器的设计中，被处理物料的进出口温度由工艺要求确定；加热剂或冷却剂的进则应由口温度，一般由来原来定，但它的出口温度则应由设计者根据经济核算来确定。最适宜的冷却水出口温度应根据操作费与设备费之和最少来确定。一般来说，设计时所采用的冷却水进出口温度不应低于5℃，对于缺水地区，应选用较大的温度差。当采用河水做冷却水时，出口温度一般不宜超过50℃，以防止管壁过多结垢。接管的确定接管的选择与流体的流速和流量有关。冷凝器的管程进出口接管直径通常直径较大采用热轧无缝钢管，管壁较厚，壳程流体出口接管选择冷轧无缝钢管。这次设计的为酒精精馏换热器，压力、流量都不大，所选接管的壁厚也不大。管程和壳程数的确定当管内流体流量较小时，会使管内流速较低，对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是管程数过多，将导致管程流体阻力增加，面积的利用率也降低。这次采用单壳程多管程固定管板式换热器。固定管板式换热器的设计计算设计计算步骤1.3.1.1系统物料衡算根据产量要求，计算换热系统的原料量、产品量，再进一步确定所需计算的换热器，逐步进行换热器的选用。1.3.1.2选用换热器1、热负荷的计算，冷却介质用量的计算或加热介质用量的计算；2、平均温度差的计算，当两侧流体均为变温传热时，应进行温度差的校正；3、流动空间的选择；4、初估总传热系数，计算换热面积，初选换热器。1.3.1.3核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻，在计算总传热系数K计。比较K计和K选，若K计/K选=1.1-1.25,则初选的设备合格。否则需另设K选值，重复以上计算步骤。1.3.1.4计算管、壳程压强降计算初选设备的管、壳程流体的压强降，如超过工艺允许的范围，要调整流速，再确定管程数，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。1.3.1.5接管尺寸计算传热计算的主要公式1.3.2.1传热速率方程及相关计算公式Q=KSΔtm式中Q——传热速率(即热负荷)，W；K——总传热系数，W／(m2．℃)；S——与K值对应的换热器传热面积，m2；Δtm——平均温度差，℃。1.热负荷(传热速率)Q无相变传热Q＝WhCph(T1-T2)＝WcCpc(t2-t1)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t1)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·℃)；T——热流体的温度，℃；t——冷流体的温度，℃；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Δtm一侧恒温,逆流与并流的平均温差相等两侧变温，平均温差用逆流平均温差校正-温差校正系数，,其中3.总传热系数K初选换热器时，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K选。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：式中K0——基于换热器外表面积的总传热系数，w／(m2．℃)；ho、hi——分别为管外及管内的对流传热系数，w／(m2·℃)；Rso、Rsi—一分别为管外侧及管内侧表面上的污垢热阻，(m2．℃)／w;do、di、dm——分别为换热器列管的外径、内径及平均直径,m；b——列管管壁厚度,m；k一列管管壁的导热系数，w／(m·℃)。4.对流传热系数(1)对于低粘度流体(μ小于或等于2倍常温水的粘度)当流体被加热时，n＝0.4当流体被冷却时，n＝0.3式中：ρ、μ——分别为流体的密度和粘度，kg／m3、Pa·s；、Cp——分别为流体的导热系数和比热容,w/(m·℃)、J/kg•℃;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/d＜60可将上式算出的α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：式中：—冷凝液的导热系数，w／(m·℃)；ρ——冷凝液的密度，kg／m3。；μ——冷凝液的粘度，Pa·s；γ——饱和蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg；Δt——蒸汽的饱和温度与壁温之差，Δt＝ts-tw此处取Δt=5nc——水平管束在垂直列上的管数；5．换热器实际传热面积根据选定换热器的管径、管长和管数可计算所选换热器的实际传热面积Sp。实际传热面积应该比所需传热面积大一些，称为面积裕度，一般面积裕度控制在10%-30%比较合适。1.3.2.2计算流体压降的主要公式一般说来，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。（1）管程压力降直管中因摩擦阻力引起的压力降Pa；回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；结垢校正系数，无因次，φ25×2.5mm的换热管取1.4；φ19×2mm的换热管取1.5；串联的壳程数；管程数。ξ——阻力系数，列管换热器管内ξ=3（2）壳程压力降流体横过管束的压力降Pa；流体流过折流挡板缺口的压力降Pa；结垢校正系数，无因次，对液体，取1.15；对气体，取1.0；F——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；壳程流体的摩擦系数；横过管束中心线的管数B——折流挡板间距，m；D——壳体直径，m；折流挡板数目；按壳程流通面积So计算的流速，m/s。2.1换热系统的流程方案的设计根据设计要求可知：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aF=0.5,塔底残液乙醇的质量分数aW=0.005.kg/h==0.28==0.82==0.002==3750kg/h进料平均摩尔质量=＋（1-）=46×0.28＋18×（1-0.28）=25.88g/mol塔顶出料平均摩尔质量=＋（1-）=46×0.82＋18×（1-0.82）=40.91g/mol塔底出料平均摩尔质量=＋（1-）=46×1.37＋18×（1-1.37）=18.04g/mol由公式：F=D+WF=D+WD==91.67解得：F=269.73kmol/hW=178.06kmol/h已知R=2V=L+D=（R+1）D=3D=275.01kmol/hL=R×D=2×91.67=183.34kmol/h塔顶冷凝器的设计计算2.2.1换热器类型的选择1．选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度78.3℃，出口温度35℃，冷流体15℃，出口温度25℃，此过程流体温度变化不大，所以可选固定管板式换热器。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。2．流动空间和管材的选用设计任务的热流体为乙醇蒸汽，冷流体为冷却水。由于蒸汽比较干净不易结垢，所以蒸汽走壳程以便于及时排除冷凝液，冷却水中可能含有杂质、易结垢，所以冷却水走管程便于清洗管子，此外还可以提高流速以增大其对流传热系数。蒸汽的温度大于冷却水的温度，蒸汽走壳程，冷却水走管程，有利于减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力。因碳钢管价格低强度好，预热器中的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管。2.2.2根据定性温度确定物性参数壳程热流体的定性温度T=78.3℃管程冷却水的定性温度T=(15+25)/2=20℃根据定性温度分别查取的物性参数如下：名称密度ρKg/m3定压比热CpkJ/(Kg·℃)导热系数W/(m·℃)粘度μPa·s汽化热rkJ/kg92%乙醇（78.3℃）748.763.840.18974.76×10-4962.392%乙醇蒸汽(78.3℃)1.21.0337×10-5冷却水(20℃)998.24.180.59891.005×10-3计算总传热系数（1）热负荷的计算(6-10)（2）冷却水的消耗量==kg/s(6-9)（3）计算平均传热温度差92%乙醇78.3℃78.3℃冷却水25℃15℃△t53.3℃63.3℃(6-22)由图6—24(a)查得校正系数所以℃(6-23)（4）选K值，估算传热面积取K=550W/（）(6-19)（5）初选换热器型号由于两流体温差为58.16℃（50℃～70℃），因此选择带补偿圈的固定管板式换热器。根据固定管板式换热器的系列标准，初选的固定管板式换热器型号为：G800Ⅱ-0.6-101.38主要参数如下：公称直径mm800公称压力MPa0.6管子数n450管子尺寸φ25×2.5公称面积101.38管长L/mm3000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/0.0707实际换热面积采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：（6）核算压降①管程压降，(6-43)（对φ25×2.5mm的管）,,管程流速=25-22.5=20mm=0.02m雷诺数>10000(湍流)对于碳钢管,取管壁粗糙度ε=0.1mm，所以由λ-Re关系图中可查得λ=0.0328(6-44)②壳程压降,其中Fs=1.15，Ns=1因管子排列方式为正三角形，所以F=0.5。取折流挡板间距Z=0.15，，折流挡板数壳程流通面积壳程流速雷诺数所以计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足设计要求（7）核算总传热系数①管程对流传热系数(5-71a)(5-71)②壳程对流传热系数设壁温为32，则壁温校正：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：∴=32.94与估计值不超过2，符合设计要求③总传热系数即K计=617.81W/(m2·℃)∴（K计-K选）/K选×100%=（617.81-550）/550=12.33%故所选择的换热器是合适的。设计结果为选择加膨胀节的固定管板式换热器。型号：GB00Ⅱ-0.6-101.38（8）接管的选择①乙醇蒸汽进口接管：根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小，选择乙醇蒸汽进入接管时的蒸汽的流速为m/s取u=30m/s则接管内径为根据钢管的标准规格选择规格为φ377×16mm的不锈钢无缝钢管。核算流速：m校核符合故选择的接管规格合适。②冷却水进出口接管取则接管内径为根据钢管的标准规格选择规格为φ219×13mm的不锈钢无缝钢管。核算流速：校核符合故选择的接管规格合适。③乙醇冷凝液出口接管取则接管内径为根据钢管的标准规格选择规格为φ70×5.0mm的不锈钢无缝钢管。核算流速：校核符合故选择的接管规格合适。预热器的设计计算2.3.1确定设计方案1.换热器的选择由于塔底釜残液有着大量热，可用来给原料液进行初加热，通过热量计算，得知釜残液所携带热量不足以将原料液加热至81.9，所以应先计算用釜残液残热可将原料液加热的最高温度，经试差法算得为50.22，然后再用加热器将此温度下的原料液加热至81.9。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。2．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。由于蒸汽比较干净不易结垢，所以蒸汽走壳程以便于及时排除冷凝液，原料液中可能含有杂质、易结垢，而粘度大、流量较小的原料液中的水为易结垢液体，所以原料液走管程便于清洗管子，此外还可以提高流速以增大其对流传热系数。蒸汽的温度大于原料液的温度，蒸汽走壳程，原料液走管程，有利于减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力。因此，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。因碳钢管价格低强度好，预热器中的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管。2.3.2根据定性温度确定物性参数进口：99.3℃进口：20℃热流体冷流体出口；35℃出口：T℃冷流体的定性温度为热流体的定性温度为T=℃。根据定性温度分别查取的物性参数如下：名称密度ρKg/m3定压比热CpkJ/(Kg·℃)导热系数，W/(m·℃)粘度μPa·s乙醇（67.15℃）979.34.180.66531.1×10-4原料液36℃8644.0950.46446.67×10-42.3.3热负荷计算热负荷：而∴℃≈50℃原料液预热器的设计计算2.4.1确定设计方案1．选择换热器的类型预热器中用120℃水蒸气对50℃原料液进行加热，加热至81.9℃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．确定流体的流速和流动空间。120℃水蒸气加热，冷流体为50%乙醇溶液，为防止结垢，所以原料走管程，水蒸气走壳程，选用252.5mm碳钢管，可降低设备费。2.4.2根据定性温度确定物性参数定性温度：取流体进出口温度均值管程原料液的定性温度为。壳程水蒸气的定性温度为。根据定性温度分别查取的物性参数如下：名称密度ρKg/m3定压比热CpkJ/(Kg·℃)导热系数k，W/(m·℃)粘度μPa·s汽化热rkJ/kg水(120℃)943.14.260.68622.373×10-6水（蒸汽120℃）1.11991.27×10-52205.24原料液849.753.780.4600.593×10-32.4.3预热器设计的工艺计算1.估算传热面积，初换热器(1)热负荷的计算(2)蒸汽的消耗量(3)计算平均温度差暂按单壳程、双管程考虑，一侧恒温，求逆流时的平均温度差：蒸汽T120℃←120℃原料液t50℃→81.9℃△t70℃38.1℃(4)选K值，估算传热面积参考《化工原理课程设计指导书》的85页表4-2中，取K=700W/(m2·℃)传热面积S：(5)初选换热器型号公称直径DN/mm325管子尺寸φ25×2.5管子数n40管长L/mm2000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/0.0031由于两流体温度差为52.4℃(50℃～70℃)，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，根据固定管板式换热器的系列标准，初选的固定管板式换热器型号为：JB/T4715—92。主要参数如下：实际换热面积SO采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：即K选=767W/(m2·℃)2.核算压降(1)管程压降其中,,管程流速(湍流)其中,对于碳钢管,取管壁粗糙度ε=0.3mm，所以由《化工流体流动与转热》书中52页的λ-Re关系图中可查的λ=0.045。(2)壳程压降,其中Fs=1.15，Ns=1。,因管子排列方式为正三角形，所以F=0.5。壳程流通面积壳程流速计算结果表明,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)管程对流传热系数对于低粘度流体，，,原料液为被加热流体，取n=0.4.所以(2)壳程对流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：式中、μ、ρ均为水在133.3℃时液体的物性参数。为水在133.3℃下的汽化热。(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：(4)总传热系数K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·℃)即K计=953.3W/(m2·℃)K计/K选=953.3/767=1.24，故所选择的换热器是合适的。该换热器的安全系数为设计结果：选用固定管板式换热器，型号：JB/T4715—92。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为u1=0.98m/，则接管内径为据此选择规格为核算流速为u=0.97m/s故此接管规格合适。（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，选择水蒸气进入接管时的蒸汽的流速为uo=1.45m/s,则接管的内径为根据热轧无缝钢管的标准规格为di=325-2x14=297mm核算流速因此选择的接管规格合适。（3）壳程流体出口接管的选择根据流体一般在管中的流速大小，选择冷凝液流出接管时的流速为u=1m/s，则接管内径为根据《化工流体流动与传热》附录选择无缝钢管的标准规格为核算流速故选择的接管合适。2.5塔顶冷却器的设计2.5.1确定设计方案1．选择换热器的类型进口：78.3℃进口：15℃热流体冷流体出口；35℃出口：25℃所以选择固定管办事换热器。2．确定流体的流苏与流动空间由于原料液可能含有渣滓,走管程利于清洗，且原料液可通过热流体的传热提高温度，在进入原料预热器时可节省蒸汽用量；热流体走壳程可通过壳壁面向空气中散热，有利于冷却。所以原料液走管程，釜底液走壳程。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。2.5.2根据定性温度确定悟物性参数壳程热流体的定性温度为。管程冷流体的定性温度为。根据定性温度分别查取的物性参数如下：名称密度ρKg/m3定压比热CpkJ/(Kg·℃)导热系数k，W/(m·℃)粘度μPa·s0.5%乙醇液（56.65℃）767.653.120.18976.64×10-4冷却水（20℃）998.24.1830.59891.005×10-32.5.3热负荷的计算热负荷：冷却水消耗量：2.6塔底再沸器工艺初算（1）物料衡算：因为泡点进料q=1∴（2）热负荷计算：乙醇蒸汽汽化热120水蒸气汽化热∴水蒸气用量2.7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：由于是碳钢管所以，则所以由图查的又直管长30m直管压降为又在管路中又2个截止阀，1个标准阀，9个标准弯头截止阀：标准阀：（全开）标准弯头：出口阻力系数：所以局部阻力压降为：换热器的压降为由于管路的压头且，，又因为输送的液体为有机溶剂，属于易燃易爆物品，所以要求必须有较高的密封性能，故选用油泵（Y型）。根据，从油泵Y系列中选取50Y-60A型离心泵。在Q=11.2H=49mN=4.27KWη=35%(NPSH)r=2.3m由于输送液体的密度小于水的密度，所以不需核算轴功率从上述的数据来看，泵所提供的流量Q和扬程H均大于管路系统的要求值，留有一定的裕量。D=3890kg/hXF=0.28XD=0.82Xw=0.002F=269.73kmol／hW=178.06kmol／hV=275.01kmol／hL=183.34kmol／hQ=3007363.68WWc=71.94kg/stm=58.17°CP=0.158S=94m2换热器型号为：G800Ⅱ-0.6-101.38=504.68W/(m2·°C)Reo=12985.32=0.577=4545.23w/(m2·℃)K=617.81W/(m2·℃)K计/K选=1.12壳程流体进口接管选择规格为φ377mm×16mm的热轧无缝钢管管程流体进出口接管选择规格为φ219mm×13mm的热轧无缝钢管壳程流体出口接管选择规格为φ70mm×5.0mm的冷轧无缝钢管Q=239954.19WT=50°CQ=239954.19WWh=0.1088kg/s=52.4°CS=6.54m2So=5.97m2Ko=767W/m2·°CUi=0.98m/sRei=37270=0.045=17526.32PaNc=7.53Ao=0.0683m2uo=1.42m/sReo=3058.46fo=0.799=6383.19PaPri=3.454hi=3794.9W/m2·°Cho=3587.53W/m2·°CK=973.3W/m2·°CK计/K选=1.24d=62.83mmd=292uo=1.42m/sd=12.33mmu=0.984m/sQ=141000WW=381.68kg/hW=7284.43kg/hQ=2560000WWh=1.15kg/s第三章设计所涉及图表和数据工业列管式换热器常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管程0.5-3>15-30壳程0.2-1.5>0.53-15单壳程折流换热器温差校正系数列管换热器中K值的经验数据

管

程壳

程总传热系数/［W/（m2·K）］水（流速为0.9～1.5m/s）水（流速为0.9～1.5m/s）582～698水水（流过较高时）814～1163冷水轻有机物μ＜0.5mPa·s467～814冷水中有机物μ＝0.5～lmPa·s290～698冷水重有机物μ＞lmPa·s116～467盐水轻有机物μ＜0.5mPa·s233～582有机溶剂有机溶剂μ＝0.3～0.55mPa·s198～233轻有机物μ＜0.5mPa·s轻有机物μ＜0.5mPa·s233～465中有机物μ＝0.5～lmPa·s中有机物μ＝0.5～lmPa·s116～349重有机物μ＞lmPa·s重有机物μ＞lmPa·s58～233水（流速为1m/s）水蒸气（有压力）冷凝2326～4652水水蒸气（常压或负压）冷凝1745～3489水溶液μ＜2mPa·s水蒸气冷凝1163～1071水溶液μ＞2mPa·s水蒸气冷凝582～2908有机物μ＜0.5mPa·s水蒸气冷凝582～1193有机物μ＝0.5～lmPa·s水蒸气冷凝291～582有机物μ＞1mPa·s水蒸气冷凝114～349水有机物蒸汽及水蒸气冷凝582～1163水重有机物蒸汽（常压）冷凝116～349水重有机物蒸汽（负压）冷凝58～174水饱和有机溶剂蒸汽（常压）冷凝582～1163水含饱和水蒸气的氯气（＜50℃）174～349水SO2冷凝814～1163水NH3冷凝698～930水氟里昂冷凝756部分流体的壁面污垢热阻流体名称污垢热阻m2·℃/W流体名称污垢热阻m2·℃/W流体名称污垢热阻m2·℃/W有机物蒸汽0.8598×10-4有机物1.7197×10-4石脑油1.7197×10-4溶剂蒸汽1.7197×1