08环工01 化工原理课程设计之冷凝器课程设计文档格式.docx

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处理量：

6万吨／年

产品浓度：

含乙醇95％

操作压力：

常压

冷却介质：

水

压力：

P=303.9kPa

水进口温度：

30oC

水出口温度：

40oC

第一章前言

课程设计是化工原理课程教学中综合性和实际性较强的教学环节。

它要求学生利用课程理论知识，进行融会贯通的独立思考，在规定时间内完成指定的化工设计任务，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试，培养了学生分析和解决工程实际问题的能力。

同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是，严肃认真，高度负责的工作态度。

本次课程设计为乙醇-水蒸馏塔塔顶产品冷凝器设计，要求设计一台冷凝器，将精馏塔顶乙醇—水气相产品全部冷凝。

设计任务包括：

一设计计算

初选冷凝器结构

二传热计算

［一］压降计算

［二］冷凝器计算

三结构设计

我们选用的冷凝器为卧式冷凝器，传热系数较高，不易积气，检修和安装方便，为减薄液膜厚度，安装时应有1/100左右坡度。

设计选用的列管换热器类型为固定管板式。

列管换热器是较典型的换热设备，在工业中应用已有悠久历史，具有易制造、成本低、处理能力大、换热表面情况较方便、可供选用的结构材料广阔、适应性强、可用于调温调压场合等优点。

在工艺计算过程中，由于选取K0不当或其他条件选取不当，造成在校核时K0不符合要求。

在重新选取K0的同时，改变了其他的条件，如：

n，L等，经过二次校核达到了预期的目的。

最后在结构设计中考虑到合理经济，进行了零部件的设计与选用，使换热器完全发挥其作用。

由于缺乏实际操作经验，我们的设计的产品可能存在某些方面的不足，希望指导老师给予建议和批评。

同时感谢指导老师和参考文献作者对我们本次设计任务的支持和帮助。

第二章概述

2.1冷凝的目的

在化学工业中，经常需将气体混合物中的各个组分加以分离，其目的是：

（1）回收或捕获气体混合物中的有用物质，以制取产品；

（2）除去工艺气体中的有害成分，使气体净化，以便进一步加工处理，或除去工业放空尾气的有害物质，以免污染大气。

气体和混合物的分离，往往是根据混合物各组分间某种物理性质和化学性质的差异来进行的。

根据不同性质上的差异，可以开发出不同的分离方法，冷凝操作仅为其中之一，它是根据混合物各组分沸点不同而达到分离的目的的。

2.2冷凝器的类型

冷凝器按其冷却介质不同，可分为水冷式、空气冷却式、蒸发式三大类。

这里只介绍水冷式冷凝器。

冷式冷凝器是以水作为冷却介质，靠水的温升带走冷凝热量。

冷却水一般循环使用，但系统中需设有冷却塔或凉水池。

水冷式冷凝器按其结构形式又可分为壳管式冷凝器和套管式冷凝器两种，常见的是壳管式冷凝器。

2.2.1立式壳管式冷凝器

　　立式冷凝器的主要特点是：

（1）由于冷却流量大流速高，故传热系数较高，一般K=600～700（kcal/m2hk）。

（2）垂直安装占地面积小，且可以安装在室外。

　　（3）冷却水直通流动且流速大，故对水质要求不高，一般水源都可以作为冷却水。

　　（4）管内水垢易清除，且不必停止制冷系统工作。

（5）但因立式冷凝器中的冷却水温升一般只有2～4℃，对数平均温差一般在5～6℃左右，故耗水量较大。

且由于设备置于空气中，管子易被腐蚀，泄漏时比易被发现。

2.2.2卧式壳管式冷凝器

它与立式冷凝器有相类似的壳体结构，主要区别在于壳体的水平安放和水的多路流动。

卧式冷凝器不仅广泛地用于氨制冷系统，也可以用于氟利昂制冷系统，但其结构略有不同。

卧式冷凝器传热系数较高，不易积气，检修和安装方便，但占地面积大，为减薄液膜厚度，安装时应有1/100左右坡度，或将管束斜转一个角度。

本次乙醇——水蒸馏塔塔顶产品冷凝器的设计中，采用的就是卧式壳管式冷凝器。

2.3设计方案的确定

确定设计方案总的原则是在考虑可行性，经济性，先进性，安全性等的基础上，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理、生产可行的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。

1、方案的可行性

（1）设计方案应充分考虑符合国情和因地制宜原则，流程布置和设备结构不应超出一般土建要求和机械加工能力。

（2）满足工艺和操作的要求。

即所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。

其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。

2、方案的经济性

（1）应对市场情况作适当的综合分析，估计产品目前和将来的市场需求；

（2）设计应符合能量充分有效合理利用和节能原则，符合经常生产费用和设备投资费用的综合核算最经济原则，符合有用物料高回收率、低损耗率原则，也即近代所提出的“优构低耗高效”原则

3、方案的先进性

应对目前工厂生产上和设备上存在的问题提出改进方案和改进措施，并尽可能采用国内外最新技术成果。

4、方案的安全性

对易燃、易爆、有腐蚀的物料，在设计时应格外注意，都应采用相应的设备与操作参数以确保。

又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

5、方案的可靠性和稳定性

现代化生产应优先考虑运行的安全可靠和操作的稳定易控这一原则。

不得采用缺乏可靠性的不成熟技术和设备，不得采用难以控制或难以保证安全生产的技术和设备。

以上几项原则在生产中都是同样重要的。

但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对其他原则只要求作一般的考虑。

第三章设计计算

3.1初选结构

3.1.1物性参数

1、原始数据表

表3-1原始数据表

冷却水进口温度t’=30o

备注

冷却水出口温度t’=40oC

I二者均为表压力

冷却水工作压力P2=303.9kPa

饱和蒸汽冷凝操作压P1=1.033kgf/cm2

冷凝蒸汽质量含量：

含乙醇95％

2、物性参数计算

（1）乙醇蒸汽

①摩尔分数

＝（95/46）/（95/46+5/18）*100%=88.14%

②冷凝蒸汽的泡点：

泡点Fs=78.2oC

③液体密度

ρ1=804.52kg/m3

④冷凝蒸汽的流量：

一年以365天计，除去一月30天大修时间，则

G1=60000×

103kg/（335×

24×

3600）s＝2.073kg/s

⑤蒸汽的汽化潜热:

r1=946.75KJ/kg（冷凝水出口温度接近Fs’）

⑥蒸汽的密度：

ρ=1.5kg/m3（P=1.013bar）

总结如下表

表3-2乙醇蒸汽物性参数

符号

计算项目

单位

数值

备注

Y

摩尔分数

88.14%

依公式计算

Fs

冷凝蒸汽的泡点

oC

78.2

查物性表

ρ1

液体密度

kg/m3

804.52

G1

冷凝蒸汽的流量

kg/s

2.073

r1

蒸汽的汽化潜热

KJ/kg

946.75

查物性表（冷凝水出口温度接近Fs

ρ

蒸汽的密度

1.5

（2）水

计算过程：

定性温度tm=（t1+t2）/2=（30+40）oC/2=35oC

普朗特数Pr2=Cp2μ2／λ2=4.174×

103×

0.7225×

10-3/0.626=4.82

表3-3水的物性参数表

单位

数值

计算公式或图表

tm

水的定性温度

35

（t2+t2/2

出入口温差不大

ρ2

水的密度

kg/m3

994

查物性表［3］

Cp2

水的比热

KJ/kgoC

4.174

定压重量比热

λ2

水的导热系数

w/moC

0.626

μ2

水的粘度

PaS

727.4×

10-6

Pr2

水的普朗特指数

4.847

查物性表或计算

Cp2μ2／λ2

3、物料衡算

Q0=ms1r1=ms2Cp2（t2″-t2′）G1=ms1G2=ms2

设计传热量

Q0=G1r1=2.073kg/s×

946.75KJ/kg=1.963×

106w

冷却水流量

G2=Q0/Cp2（t2-t1）=1.963×

106/4×

174×

（40-30）=47.02kg/s

4、平均温度差（逆流时）

Δtm=（Δt1-Δt2）/ln（Δt1/Δt2）

=[（78.2-30）-（78.2-40）]/㏑[（78.2-30）/（78.2-40）]=43.01oC

5、壁温的确定

由于蒸汽冷凝一侧的对流传热系数较水侧的小得多，故内壁温度接近于水的温度。

同时，由于管壁的热阻也很小，故管外壁温度比较接近于内壁温度，故可设tw=Tw=58oC,则冷凝蒸汽的液膜平均温度Tm=1/2（Tw+Ts）=1/2（78.2+58）=68oC,此即冷凝液膜的定性温度。

由此得：

冷凝液膜的导热系数λ1＝0.177w/m2·

oC，粘度μ1=0.54×

10-3PaS

3.1.2设Ko初选设备

1.在进行换热器的计算时，需先估计冷﹑热流体的传热系数，工业换热器中传热系数的大致范围如表2-4，由表可见，一侧冷凝的管壳式换热器传热系数k为290-4700w/m2·

故可初设Ko＝650w/m2·

oC，由公式：

Q0=KoA0Δtm→A0’=Q0/KoΔtm

故初步设计其传热面积A0’=1.963×

106/（650*43.01）=70.2m2

2、选用Φ25X2.5mm碳钢管，设水速Uw≈0.8m/s

单程管数Nt‘=G2/（uπ/4d2ρ2）=47.02/（0.8*0.875*0.0004*994）=188根

单程管长L’=A0’/Nt‘πd1=70.2/（188*3.14*0.025）=4.75m

选定换热管长L=6m

则管程数Np为

Np‘=L’/L=4.75/6=0.79

取Np=1，则总管数Nt=Np*Nt‘=188根

表2-4管壳式换热器的K值大致范围

进行换热的流体

传热系数K

w/m2·

4卡/m2·

h·

由气体到气体

12-35

10-30

由水到水

800-1800

700-1500

由冷凝蒸气到水

29-4700

250-4000

由冷凝蒸气到油

60-350

50-300

由冷凝蒸气到沸腾油

290-870

250-750

由有机溶剂到轻油

120-400

100-340

3.初选换热器

根据A0’=70.2m2，Nt=188根，Np=1，查列管式固定板换热器的基本参数，选甲G500-1-25-80列管换热器：

公称直径Dg=500mm

公称传热面积S=80m2

管数Nt=177

管子规格Φ25X2.5mm

公称压力Pg=2.5×

106Pa

管程数Np=1

管长L=6m

管心距a=32mm

管内径d1=20mm

管子外径d2=25mm

管子壁厚δ=2.5mm

附：

管子排列方式——正三角形

管子的平均直径：

dm=（d1-d2）/㏑（d1/d2）=22.4mm

4、计算换热器的外表面积A1=Ntπdml=3.14*0.025*177*6=83.4m2

3.2传热计算

3.2.1管程换热系数α2

（1）管程流通截面积A2：

查表可得A2=d22Ntπ/4=0.0556m2

管程流速u2（m/s）

u2=G2/ρ2A2

=47.02kg/s/（994kg/m3*0.0556）=0.85m/s

冷却水水速一般最低不小于0.8m/s，易结垢河水管程流速应大于1m/s，这样冲刷加强且不易结垢，但因为控制热阻在冷凝蒸汽侧，水速稍低是允许的。

（2）管程雷诺数Re2:

Re2=ρ2d2u2/μ2

=（994kg/m3*0.02m*0.87m/s）/727.4×

10-6PaS

=2.38×

104>

4000

∴水为湍流

（3）管程的传热系数α2

公式：

当流体被加热时，n=0.4

α2=0.023Re20.8Pr20.4λ2/d0

=0.023*（2.38×

104）0.8*4.8470.4*0.626/0.02

=4223.6w/m2.oC

3.2.2壳程传热热系数α1

（1）设壳程蒸汽为层流

则α1=1.13[（r1ρ12gλ13）/（μ1LΔt）]1/4

=1.13×

[804.522×

9.81×

946.57×

0.1773/0.54×

10-3×

6×

（78.2-58）]1/4

=954.6w/m2.oC

检验Re1=4α1LΔt/r1μ1=4×

954.6×

20.2/（946.75×

0.54×

10-3）

=905.24<

2000

故假设层流正确α1=954.6w/m2·

oC

3.2.3污垢热阻与传导热阻

1、冷凝蒸汽侧：

查表知乙醇蒸汽的污垢热阻为0

R1=0

2、传导热阻

查表得到金属材料钢的平均导热系数λ=45w/m2.oC

以换热管的外表面积为基准的传导热阻为：

Rm=b/λ·

d1/dm

=0.0025*0.0025/（45*0.0225）

=0.000062m2·

oC/w

3、水的污垢热阻

本设计冷却剂选用的河水是一般河水，由参考文献可知，条件：

热流体温

度≤115oC，水温≤50oC，水速≤1m/s,其结垢热阻R2为主要热阻在污垢热阻上，如果直接用一般河水来作冷却介质，则会大大影响传热系数K值大小，故传热效率较低。

我们可设计一方案来澄清河水，使其污垢热阻减小，可查得洁净河水的结垢热阻在同一条件下下降为R2=0.21×

10-3m2oC/w，这样，主要热阻集中在冷凝蒸汽侧，与我们最初的设想相符。

3.2.4校核传热

1.计算总传热系数Ki（w/m2oC）

Ki=1/（1/α1+δd1/λdm+d1/α2d2+R1+R2d1/d2）

=1/[1/954.6+6.2×

10-5+25/（4223.6*20）+0

+0.21×

10-3*25/20]

=599.5w/m2·

2.校核tw

tw=T-kiΔtm/α1=78.2-600*43.01/954.6=51.2oC

与假设值tw=58oC相比较差6.8oC，认为计算合理

3.冷凝器传热面积校核

所需传热面积A=Q/Ki△tm=1.963×

106/（599.5*43.01）=75.9m2

实际传热面积A1=Ntπd1L=3.14*0.025*177*6=83.4m2

安全系数为A1/A=83.4/75.9=1.10

此值在1.10--1.30之间，表示所选冷凝器符合要求。

4.管束与壳温差的计算

根据对流传热速率可得：

Q0=α2A（tw'

-tm）

所以tw'

=Q0/α2A+tm=40.6oC

则管束的平均温度为

tmg=（tw'

+tw）/2=（40.6+58）2=49.3oC

所以壳体与管束的平均温差为

△t=T-tmg=78.2-49.3=28.9oC<

50oC

上述计算表明，所选型号的换热器符合要求

3.3压降计算

实际流体在流动过程中因克服内摩擦，而消耗机械能，流体通过水平的等径直管时产生的压力降是阻力损失的直观表现。

同时，局部阻力也会引起机械能损耗。

我们要计算压降，是要以此来选择泵、鼓风机等动力装置，以此为基础来选择高位槽以及评价能量损耗问题。

压降是有一定范围的，如果ΔP增大，泵功率消耗增加，对传热面的冲蚀加剧等不利影响致使我们必须选择合理的压降。

由表2-5可知，低压运行的合理压降ΔP为9.8×

103Pa，设计中应尽量减小管路系统中的各种局部流阻，使有条件提高器内流速，从而降低换热器造价。

表2-5允许压力降范围

工艺物流的压力Pa

允许压力降Pa

＜9.8×

104

9.8×

103

9.8-16.7×

3.9×

103-3.3×

＞16.7×

≥3.3×

3.3.1管程压降计算

1、管程总阻力损失hft应是各程直管损失hf1与每程回弯阻力hf2和进出口等局部损失hf3之和，与hf2和hf1相比，hf3可忽略不计，

则管程损失公式为：

Hft=（hf1+hf2）ftNp

ft：

管程结垢后的矫正系数，三角形排列为1.5，正方形排列为1.4

压降形式ΔP=（λL/d+3）ftNpρui2/2

2、求λ

水的Re=23388>

4000为湍流

取碳钢粗糙度为ε=0.15mm

则ε/d2=0.15/20=0.0075

查摩擦系数λ与雷诺数Re及相对粗糙度ε/d的关系图可知

λ2=0.038

则ΔP1=（λL/d+3）ftNpρui2/2

=（0.038*6/0.02+3）*1.5*1*994*0.852/2

=7756.2Pa

3.3.2壳程压降计算

蒸汽冷凝壳程压降很小,可不进行压降核算,可忽略。

第四章结构设计

传热计算与选型以后的工作就是进行零部件的设计与选用，一般来说，零部件都是按国家标准制定的，我们必须有合理的依据才能选用到合理经济的部件，使换热器完全发挥其作用，所以，结构设计仍是较为重要的一部分内容。

4.1冷凝器的安装与组合

1、卧式冷凝器传热系数较高，不易积气，检修和安装方便，但占地面积大，为减薄液膜厚度，安装时应有1/100左右坡度，或将管束斜转一个角度α，

角度按下式估算：

α=30o-Sin-1（d0/2a）

式中：

d0——管子外径

a——管心距

这样，上层积累的凝液仅包住下层管周的1/4左右，当管子上下层数很多时，也可考虑水平分隔，以引出上层凝液。

2、随着蒸汽的冷凝，其通道截面积可逐渐缩小，以保持必要的汽速，并改善分布，消除死角，蒸汽中混有不凝气时，这一措施的效果更为显著。

3、冷凝器设计中，组合方式有单台大型，多台并联，多台串联等基本形式，我们只用一台单型。

4、由传热计算可知，传热系数K的主要矛盾在冷凝侧，我们可限制冷凝负荷，达到提高K的目的。

当液膜处于湍流状态时，此时冷凝侧的α1是随冷凝负荷M1的增大而增大的，但此时冷凝侧的α1值本来较大，不是主要热阻，因而也无必要将M提得很高。

我们不用折流挡板是因为壳程一侧走的是蒸汽，它的湍流与否对它的α1提高并无很大作用，而且我们已设置了10％的面积余量，可不必再设折流挡板。

壳程的α1只与管外壁的液膜有关，即与液膜的层次、湍流有关。

在通入蒸汽前必须有一排气管先排放出空气和一些不凝性气体，冷凝过程中要关闭并防止泄漏。

4.2管子设计

传热管的形状、尺寸和布置对换热器性能和经济影响很大，管子设计内容包括管形、管径、管长、管束排列方式及管材等决定。

1、管子外形有光管、翅片管或螺纹管两类常见形式，一般情况应尽量采用光管，以求经济易得和安装、检修、清洗方便。

2、管径的标准尺寸：

我国列管式换热器标准中无缝钢管规格有（外径×

壁厚）：

Φ19×

2、Φ25×

2.5、Φ38×

2.5、Φ57×

2.5等，我们采用较小的管径Φ25×

2.5，小管径能强化传热，且单位体积传热面大，结构紧凑，金属耗量少，传热系数也高，且流阻大，但不便清洗，且易结垢阻塞，所以我们不选太小的Φ19×

2的管子。

3、管子的长度应以经济性和稳定性双方面为依据，在壳径500mm下的管长有3m、4.5m、6m，本设计选用的6m的金属耗量要少，而传热面积也大，故选用6m

长管子。

4、管子在管板上的排列方式，应力求均布、紧凑，并考虑清扫和整体结构的要求。

我们选用最常用的等边三角形式，其一边与流向垂直，在水平管稍微倾斜的情况下，管子以正三角形错列，管外的冷凝液将下面的管子润湿的机会就变少，这样可保持较高的传热系数，并且正三角形排列法在一定的管极面积上可以配置较多的管子数，且由于管子间的距离都相等，在管极加工时便于划线与钻孔。

我们所设计的管子数为177根，层数大于6，则其最外层管子和壳体之间弓形部分也应配置上附加的管子，这样不但可以增加排列管数，增大传热面积，而且清除了管外空间这部分不利于传热的地方。

4.3管间距（S）的设计

4.3.1管子在管板上的固定

管子在管板上的固定方法，必须保证管子和管板连接牢固，不会在连接处产生泄漏否则将会给操作带来严重的故障。

目前广泛采用的连接方法有胀接和焊接两种。

1.胀接是利用胀管器挤压伸入管板孔中的管子端部，使管端发生塑性变形，管板孔同时产生弹性变形，当取去胀管器后，管板弹性收缩，管板与管子之间就产生一定的挤紧压力，紧紧的贴在一起，达到密封固紧连接的目的。

2.焊接，当温度高于300oC或压力高于40kgf/cm2时，一般采用焊接法。

4.3.2管间距

管间距就是指管板上两管子中心的距离。

管间距的决定要考虑管板的强度和清洗管子外表面时所需的空隙，它与管子在管板上的固定方法有关。

当管子采用焊接方法固定时，相邻两根管的焊缝太近，就会互相受到影响，使焊接质量不易保证，而采用胀接法固定时，过小的管芯距会造成管板在胀接法时由于在挤压力的作用下发生变形，失去了管子与管板之间的连接力，因此。

管心距必须有一定的数值范围。

根据生产实践经验，最小的管心距Smin一般采用：

焊接法Smin=1.25d0

胀接法Smin≥1.25d0（我们选用胀接法）

其中d0—管子外径

但管心距S最小不能小于d0+6mm，对于直径小的管子，S/d0的数值应大些。

最外层列管中心至壳体内表面的距离不应小于1/2d0+10mm,管间距取32mm。

4.4管板设计

1、管板的作用是固定作为传热面的管束，并作为换热器两端的间壁将管程和