乙醇水精馏塔顶产品全凝器的设计.docx

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乙醇水精馏塔顶产品全凝器的设计

《化工原理》课程设计说明书

题目：

6.9X104吨/年乙醇-水精馏塔顶产品全凝器的设计

姓名：

班级学号：

指导老师：

完成时间：

1.设计任务书

1.1设计题目

《乙醇-水精馏塔顶产品全凝器的设计》

1.2设计任务及操作条件

处理能力

6.9>104吨/年

产品浓度

含乙醇95%（w/w）

操作压力

常压

操作温度

78C

冷却介质

循环水，入口温度30T，出口温度40C

允许压降

v105Pa

每年按330天计，每天24小时连续运行。

1.3设计项目

设计方案简介

对确定的工艺流程及换热器型式进行简要叙述

换热器的工艺计算

确定换热器的传热面积

换热器的主要结构尺寸设计

对本设计的评述

绘制换热器总装配图一张主视图；一张剖面图；一张局部放大图（选作）

2.设计方案简介

2.1选择换热器的类型

因为夹套式换热器、套管式换热器、板式换热器等都有着传热面积小、金属消耗量大、流量小且处理量不大等缺点。

因此列管式换热器由于其结构简单、坚固、适应性强、制造容易且处理量大等优点被广泛应用。

对于本次课设，初步选择使用的便是浮头式换热器

2.2流动空间及流速的确定

循环水不清洁且易结垢，为方便水垢清洗。

加之水流动压力比乙醇蒸汽高，液态水粘度较高，因此循环水应走管程。

而作为饱和乙醇蒸汽在管间冷凝，易于及时排出冷凝液，且走壳程便于高温乙醇蒸汽的散热。

综上所诉，应使冷却水走管程，乙醇蒸汽走壳程冷凝。

取管径为？

25mmx2mm的不锈钢管，管内流速为1m/s。

3.工艺流程草图及说明

如图所示，由精馏塔上升乙醇蒸汽作为进料。

蒸出乙醇气体从1号接管进入换热器，再从2号接管流出进入冷凝液储槽。

循环水从3号接管进入再从4号接管出来。

到达冷凝液储槽的冷凝液，一部分作回流液回流，另一部分经冷却后为产品。

4.工艺计算及主体设备设计

4.1确定物性参数

壳程乙醇蒸汽定性温度为

管程冷却水的定性温度

因此，通过查阅课本文献获得以下数据

名称

温度C

密度kg/m3

导热系数

W/m-1?

K-1

粘度

Pa•s

比热容

kJ/kg-°C

比汽化热

kJ/kg

水

35

993.95

0.6265

7.274

X10-4

4.174

2412

95%乙醇

78

738.59

0.1647

5.566

X10-4

3.550

953.76

4.2计算总热负荷

乙醇的进料速度

95%乙醇比汽化热

Y纯乙醇Y水

=885.1X0.95+2258.4X0.05

=953.76kJ/kg

因此可以计算出设备的热负荷

Q=q・丫Jw

4.3对于错流的平均温差的计算

求温度矫正系数

通过差温差校正系数图中的1壳程图得其-1,大于0.8。

因此，选用但壳程的列管式换热器。

逆流计算温差

校正后温差

4.4估算设备K值与换热面积A

于是根据书中表4-7的有机物粘度卩=0.5〜1mPa-s（乙醇为0.7274mPa・s）有机物冷凝一水体系K值的大致范围为200〜700W/m2-K

初选530W/m2-K，得

估「

换热器工艺结构尺寸

4.5管程流量的计算

水的流量可以通过热量恒算求得

Q=2289kw=q水c水-

既

w

水水.J-（-）

4.6通过估算面积和流量计算管程数和管子根数

管程管子选择？

25mmx2mm的不锈钢管，内径di=21mm,外径d2=25mm。

管内

水流速初选u=1m/s

估算单程管根数

根据传热面积估算管子长度

若使用2管程，则每管程官长选用l=4500mm,管子数约为320根。

有换热器系列

标准初选浮头式换热器型号为BES-800-2.5-125.4-4.5/25-2U。

相关参数如下表。

公称直径DN/mm

800

公称压力PN/MPa

2.5

管程数Np

2

管子根数n

366

中心管子根数n

15

管子直径mm

25X2

换热管长度mm

4.5

换热面积S/m

125

若选择该型号的换热器，则该过程的总传热系数为

5换热器核算

5.1计算管程对流传热系数

管程流动面积

-—-（）—

进一步计算出流速

水

水

计算出雷诺数

—>10000湍流

圆形直管强制湍流公式

Nu=0.023Re°.8Prn

其中_

流被加热n取0.4

由一得管程对流传热系数

5.2计算壳程对流传热系数

壳程为95%乙醇冷凝，而冷凝器为卧式，故冷凝为水管外冷凝，使用公式

（（

其中丫为比汽化热J/kg；p为冷凝液密度kg/m3;入为冷凝热导率W/（m•k）;卩为冷凝液黏度Pa-s；△t为饱和温度ts与壁面温度tw之差；nt为管子总数；定性温度为

膜温，既——，特征尺寸管外直径do。

壁温tw的计算

w

（—）-

;Q为2289kw;a为4250.6W/k•m2;Rd2

得——

其中一

为0.58X10-3m2•k/W

解得tw=56.95C

继续计算Tw

其中Q=2289kw，b=4X10-3，入=45W/m•k，

解得Tw=58.93C

因此可获得式子中△t的大小为78C-54.4T=21.05C，而定性温度为66.07C

由文献得ns=1.370nT°518,解得压=29，则m/ns=126

算得壳程传热系数

a（

（）

（）

•°C

5.3总传热系数（以外壁为基准）

确定污垢内阻

水塔用水5.8X10-4m2-k/W

42

95%乙醇1.76X10-m-k/W

则总传热计算系数计算式为

解得K=476.6W/m2-C>C

实际换热器面积为

该换热器的面积裕度为——

穿热气面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务

5.4核算压强降

（）

其中Ft=1.5,Ns=1,Np=2

管程流动面积

-—-（）

进一步计算得出

水

水

进一步计算其雷诺数

>10000湍流

设管壁的粗糙度£=0.1mm,-—,

查《化工原理》P37入-Re图得：

入=0.033

所以△————=2660Pa

5

<10Pa

管程压强降压符合要求。

壳程为乙醇气体且流量低，估算压降远小于要求

6.辅助设备的计算及选型

折流挡板计算

采用圆缺形折流挡板，切去圆缺高度为内径的25%，因此可取高度h=0.25X800

得200mm，挡流板的间距B=0.5D得400mm。

算得折流板数——

（块）。

由下表查询可知，折流板厚度选4mm

公称直径DN（tnm）

按执管无支擇跨距

<300

300^600

600*^00

900^1200

1200^1500

1500

折流板的最小厚度缶曲

<400

3

4

5

8

10

10

400^700

4

5

6

10

10

12

700^900

5

6

3

10

12'

16

900^1500

6

a

10

12

16

7.设计一览表

换热器型式：

浮头式换热器

工艺参数

流体空间

管程

壳程

物料名称

循环水

甲醇蒸汽

操作温度c—

30/40

78/78

操作压力MPa

0.1013

0.1013

流体密度kg/m3

993.95

738.59

流速m/s

0.87

流量kg/s

54.84

2.42

传热量kw

2289

对流传热系数W/m2•K

4250.6

1167.98

总传热系数W/m2•K

476.6

污垢系数m2•K/W

5.8X10-4

-4

1.76X104

程数

2

1

使用材料

碳钢

碳钢

管子规格

①25X2

管数366根

管长4500mm

管间距mm

32

排列方式

45度斜正方形

折流板型式

上下

间距400

切口高度200mm

壳体内径mm

800

换热面积

125m2

8.对本设计的评述

在这次设计中，流速确定后的换热器选择尝试了四次。

过程实确繁琐，但最终还是选出了最优方案。

翻书、查资料，每个公式的准确与否都锱铢必较。

经过没日没夜地推导、计算，最终得出这份报告。

不知是课设在大学期间做多了而麻木了。

本次课设并无大喜大悲，做完只是感开着闪光灯在断电后打字的日子就再告一段落了。

并无太多欣喜，亦无过多苛责。

今天是2015年12月31日，新年快乐。

9•附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）

T