乙醇水精馏塔顶设备产品全凝器的设计.docx
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乙醇水精馏塔顶设备产品全凝器的设计
《化工原理》课程设计说明书
题目:
6.9×104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78℃
冷却介质循环水,入口温度30℃,出口温度40℃
允许压降﹤105Pa
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Ø25mm×2mm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℃
密度kg/m3
导热系数W/m-1▪K-1
粘度Pa·s
比热容kJ/kg·℃
比汽化热kJ/kg
水
35
993.95
0.6265
7.274×10-4
4.174
2412
95%乙醇
78
738.59
0.1647
5.566×10-4
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
γ=0.95γ纯乙醇+0.05γ水
=885.1×0.95+2258.4×0.05
=953.76kJ/kg
因此可以计算出设备的热负荷
Q=q·γ=2.400kg/s×953.76kJ/kg=2289kw
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φ≈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μ=0.5~1mPa·s(乙醇为0.7274mPa·s)有机物冷凝—水体系K值的大致范围为200~700W/m2·K
初选530W/m2·K,得
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·Δt
既
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Ø25mm×2mm的不锈钢管,内径d1=21mm,外径d2=25mm。
管内水流速初选u=1m/s
估算单程管根数
得
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-800-2.5-125.4-4.5/25-2Ⅱ。
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
25×2
换热管长度mm
4.5
换热面积S/m2
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
计算出雷诺数
>10000湍流
圆形直管强制湍流公式
Nu=0.023Re0.8Prn
其中
;Cp比热容;μ黏度;λ热导率;水流被加热n取0.4
由
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γ为比汽化热J/kg;ρ为冷凝液密度kg/m3;λ为冷凝热导率W/(m·k);μ为冷凝液黏度Pa·s;Δt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d0。
壁温tw的计算
得
其中
;Q为2289kw;α为4250.6W/k·m2;Rd2为0.58×10-3m2·k/W
解得tw=56.95℃
继续计算Tw
由
得
其中Q=2289kw,b=4×10-3,λ=45W/m·k,
。
解得Tw=58.93℃
因此可获得式子中Δt的大小为78℃-54.4℃=21.05℃,而定性温度为66.07℃。
由文献得ns=1.370nT0.518,解得ns=29,则nT/ns=12.6.
算得壳程传热系数
5.3总传热系数(以外壁为基准)
确定污垢内阻
水塔用水5.8×10-4m2·k/W
95%乙醇1.76×10-4m2·k/W
则总传热计算系数计算式为
解得K=476.6W/m2·℃>
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
进一步计算其雷诺数
>10000湍流
设管壁的粗糙度ε=0.1mm,
,
查《化工原理》P37λ-Re图得:
λ=0.033
所以
=2660Pa
﹤105Pa
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=0.25×800得200mm,挡流板的间距B=0.5D得400mm。
算得折流板数
。
由下表查询可知,折流板厚度选4mm。
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℃
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
5.8×10-4
1.76×10-4
程数
2
1
使用材料
碳钢
碳钢
管子规格
25×2
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
125m
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)
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- 关 键 词:
- 乙醇 精馏 塔顶 设备 产品 全凝器 设计