年產2.9萬噸酒精精餾換熱器設計Word版

1、學校代碼：10128學 號：課程設計說明書第一章換熱器的設計1.1設計方案的確定及選型在進行換熱器的設計時，首先應根據年產2. 9萬噸酒精的生產任務的工藝要求 確定換熱系統(tǒng)的流程方案并選用適當類型的換熱器，確定所選換熱器中流體的流動空 間及流速等參數，同時訃算完成給定生產任務所在地需的傳熱面積，并確定換熱器的 工藝尺寸且根據實際流體的腐蝕性確定換熱器的材料，根據換熱器內的壓力來確定其 壁厚。流程方案的初步設計中，使用塔底殘液的廢熱來預熱原料液，達到廢熱再利用的 效果，實現節(jié)能減排。1.1.1流程方案的確定所選的換熱器，應盡量滿足以下要求：具有較高的傳熱效率、較低的壓力降；重 量輕且能承受操作壓

2、力；有可靠的使用壽命；產品質量高，操作安全可鼎；所使用的 材料與過程流體相容；設計計算方便，制造簡單，安裝容易，易于維護與維修。換熱器設計的第一步是確定換熱系統(tǒng)的流程。在正常的生產過程中，利用低壓 蒸汽作為加熱介質在預熱器中對原料液進行預熱，達到泡點81. 9C后利用離心 泵輸送到精懈塔中進行蒸鐳，塔頂蒸鐳出的酒精蒸汽輸送到塔頂冷凝器，利用 循環(huán)冷卻水作為冷卻介質使酒精蒸汽轉為液體，輸送到分配器中，調節(jié)分配器 使回流比為2,使部分酒精液體回流。未回流部分作為產品輸送到塔頂冷卻器中， 在塔頂冷卻器中再次用冷卻水使其降到35C輸送到儲裝罐中。綜合考慮地理位 置等因素，我認為使用水蒸汽作為加熱介質和

3、循環(huán)冷卻水做為冷卻介質是比較 經濟的。材料中的兩流體溫差介于50C和70C之間，可選擇帶補償圈的固定管板式 換熱器。1.1.2換熱器類型的選擇列管式換熱器的結構簡單、牢固，操作彈性大，應用材料廣，歷史悠久， 設計資料完善，并已有系列化標準，特別是在高溫、高壓和大型換熱設備中占 絕對優(yōu)勢。不同形式的列管式換熱器主要針對換熱器管程與殼程流體的溫度差 不同設計。山于列管式換熱器管束與殼體內通過流體的溫度不同，會引起管束 與殼體熱膨脹程度的差異，若兩側流體的溫度差較大時，需加入膨脹節(jié)。換熱 器的選擇類型有：（1）固定管板式換熱器固定管板式換熱器兩端的管板與殼體連在一起。這類換熱器結構簡單、價 格低廉，

4、但管外清洗困難，適合處理兩流體溫差小于50 C且殼方流體較清潔及 不易結垢的物料。補償圈的彈性變形可減少溫差應力，這種補償方法使用于兩 流體溫差小于70 C,且殼方流體壓強不高于600Kpa的情況。（2）浮頭式換熱器換熱器的管板有一個不與外殼連接，該端被稱為浮頭，管束連同浮頭可以 自由伸縮，而與外殼的膨脹無關。浮頭式換熱器的管束可以拉出，便于清洗和 檢修，適用于兩流體溫差較大的各種物料的換熱，應用極為普通，但結構復雜， 造價高。原料預熱器冷熱流體的溫度差大于70C,所以選用浮頭式換熱器。冷凝器 的平均溫差大于50- C小于70 C,所以選用帶有膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。塔 頂冷卻器兩流體溫差小

5、于50 C,可以選用普通的固定管板式換熱器。此外，在確定選用換熱器的型式時，即要依據兩流體的溫度差考慮熱補償 的問題，還應考慮流體的性質及檢修和清晰等因素。1.1. 3設計的基木原則（1）冷卻介質終溫選擇在換熱器的設計中，進、出換熱器物料的溫度一般是吐1工藝確定的，而冷 卻介質（或加熱介質）的進口溫度一般為已知，出口溫度則由設計者根據自己 的實際情況設定。如用冷卻水冷卻某熱流體，水的進口溫度可根據當地的氣候 條件作出估計，而出口溫度需經過經濟權衡確定。為了節(jié)約用水，可使水的出口溫度高些，但所需傳熱面積加大；反之，為減小傳熱面積，則可增加水 量，降低出口溫度。一般來說，設訃時冷卻水的溫度差可取8

6、-10o Co缺水地區(qū) 可選用較大溫差，水源豐富地區(qū)可選用較小溫差。內蒙古屬于偏干旱地區(qū)水資 源較為缺乏，所以設計時進出口溫度可以較大。（2）流體流速的選擇流體流速的選擇涉及到傳熱系數、流動阻力及換熱器結構等方面。增大流 速，可加大對流傳熱系數，減少污垢的形成，使總傳熱系數增大；但同時使流 動阻力加大，動力消耗增多；選擇高流速，使管子的數目減小，對一定的換熱 面積，不得不釆用較長的管子或增加程數，管子太長不利于清洗，單程變?yōu)槎?程使平均傳熱溫差下降。因此，一般需要通過多方面權衡選擇適宜的流速。（3）流體流徑的選擇流體流徑的選擇是指在管程和殼程各走哪一種流體，以固定管板式換熱器 為例，介紹一些選

7、擇的原則。 不潔凈和易結垢的流體宜走管程，因為管程清晰較方便。 若兩流體溫差較大，宜使對流傳熱系數大的流體走殼程，因壁面溫度 與h大的流體接近，以減少管壁與殼壁的溫差，減少溫差應力。根據上述原則，在后面的換熱器設計中，應該盡量使乙醇液體或者冷卻水走管程，水蒸汽或者乙醇蒸汽走殼程。 壓力高的流體宜走管程，以免殼體受壓，可節(jié)省殼體金屬消耗量。 被冷卻的流體宜走殼程，可利用殼體對外散熱作用，增強冷卻效果。 飽和蒸汽宜走殼程，以便于及時排除冷凝液，且蒸汽較潔凈，一般不 需清洗。 有毒易污染的流體宜走管程，以減少泄漏量。 流量小或粘度大的流體宜走殼程，因流體在有折流擋板的殼程中流動, 由于流速和流向的不

8、斷改變，在低Re下即可達到湍流，以提高傳熱系 數。（4）加熱介質根據工藝要求以及設備的承壓能力，加熱介質可選用低壓蒸氣。1.1.4列管式換熱器結構的確定列管式換熱器主要分為管程和殼程兩部分。（1）管程結構換熱管：常用換熱管的規(guī)格有19 X 2mm, ”25X2mm。換熱管在管板上的 排列方式有正方形直列、長方形錯列、三角形直列、三角形錯列和同心圓排列。管板：列管式換熱器管板是用來固定管束連接殼體和端蓋的一個圓形厚板，它 的受力關系比較復雜。厚度計算應根據我國“鋼制壓力容器設計規(guī)定”進行。管板上 開有管孔，管孔的排列方式有三角形、正方形和同心圓形。三角形可排列較多的管子， 裝配較多的管子，傳熱效

9、果較好，所以常被采用，管子中心距一般在1.25d（d為管 子外徑）。管箱：列管式換熱器管箱即換熱器的端蓋，也叫分配室。用以分配液體和起封頭 的作用。壓力較低時可釆用平蓋，壓力較高時則采用凸形蓋，用法蘭與管板連接。檢 修時可拆下管箱對管子進行清洗或更換。（2）殼程結構殼體是一個圓筒形的容器。直徑小于400mm的殼體通常用鋼管制成，大于400mm 的用鋼板卷焊而成。根據工作溫度選擇殼體材料，有防腐要求時，大多考慮使 用復合金屬板。折流擋板：列管式換熱器折流板的作用是；增強流體在管間流動的湍流程度； 增大傳熱系數；提高傳熱效率。同時它還起支撐管束的作用。因為蒸汽的冷凝與流動 狀態(tài)無關而且為了使冷凝水

10、更好地排除，所以冷凝器不設折流板。列管式換熱器除上述部件外，列管換熱器根據尺寸大小和用途不同，大型換熱器 還設有拉桿、旁路擋板；冷凝器設有攔液板等等。1.1. 5殼程和管程數的確定當管內流體流量較小時，會使管內流速較低，對傳熱系數較小。為了提高管內流 速，可采用多管程。列管式換熱器的系列標準中管程數有1、2、4和6程等四種。采用多管程時，合 理的換熱器管的長度為1.5、2、3或6m。管長與殼體直徑之比L/D為4-6,水平放置 的換熱器可取大些。1. 1. 6流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速，將加大對流傳熱系數，減少污垢在管子表面上沉積 的可能性，即降低了污垢熱阻，使總傳熱系數增大，從而可

11、減小換熱器的傳熱面積。 但是流速增加，乂使流體阻力增加，動力消耗就增多。因此，應選擇適當流速。表1-1-1工業(yè)一般流體流速液體的種類一般流體易結垢流體氣體流速m/s管程0. 5-315-30殼程0. 2-1. 50.53-151.1.7接管的選擇接管的選擇與流體的流速和流量有關。冷凝器的管程進出口接管直徑通常直徑較 大采用熱軋無縫鋼管，管壁較厚，殼程流體出口接管選擇冷軋無縫鋼管。這次設汁的 為酒精精鐳換熱器，壓力、流量都不大，所選擇接管的壁厚也不大。1. 2列管式換熱器的設計計算1. 2. 1設計步驟1. 系統(tǒng)物料衡算根據產量要求，訃算換熱系統(tǒng)的原料量、產品量，再進一步確定所需計算的換熱 器，

12、逐步進行換熱器的選用。2. 選用換熱器 計算熱負荷，冷卻介質的用量計算或加熱介質用量的汁算。 計算平均溫度差，當兩側的流體均為變溫傳熱時，應進行溫度差的校正。 試算并初選設備規(guī)格3. 試算并初選設備規(guī)格(1)計算定性溫度，并確定在定性溫度下流體的性質。(2) 由總傳熱速率方程Q=KSAtm,初步算出傳熱面積S,并確定換熱器的基本 尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列標準選擇設備規(guī)格。(3) 確定流體在換熱器中的流動途徑。(4) 計算平均溫度差。(5) 依據總傳熱系數的經驗值范圍，或按生產實際悄況，選定總傳熱系數K選值。3. 計算管、殼程壓強降根據初定的設備規(guī)格，計算管、殼程流體

13、的流速和壓強降。檢查汁算結果是否合 理或滿足工藝要求。若圧強降超過工藝允許的范圍，則要調整流速，再確定管程數或 折流板間距，或選擇另一規(guī)格的設備，重新計算壓強降直至滿足要求為止。4. 核算總傳熱系數計算管、殼程對流傳熱系數hi和h。，確定污垢熱阻Rsi和Rso,再計算總傳熱 系數Kq比較K得初始值和計算值，若KK選=1. 101.25,則初選的設備合適。 否則需另設KM直，重復以上計算步驟。通常，進行換熱器的選擇或設計時，應在滿足傳熱要求的前提下，再考慮其他各 項的問題。1.2.2計算主要公式傳熱速率方程式Q 二 K S Ato式中Q傳熱速率(熱負荷)，W；K總傳熱系數，W/(n?C)；S與&

14、值對應的傳熱面積，m2；At o平均溫度差，C。(1)傳熱速率(熱負荷)Q 傳熱的冷熱流體均沒有相變化，且忽略熱損失，則Q= W怎(T. - T：)=心 t廠 tj 流體有相變化，如飽和蒸汽冷凝，且冷凝液在飽和溫度下排出，則Q= Wh r 二 WcCP ( t2 -式中 W流體的質量流量，kg/s；cP流體的平均定壓比熱容，J/(kgC)；T熱流體的溫度，C；t 冷流體的溫度，C。r 飽和蒸汽的冷凝潛熱，J/kg下標h和c分別表示熱流體和冷流體，下標1和2分別表示換熱器的進口和出口。(2)平均溫度差一側恒溫，逆流與并流的平均溫差相等A tm =( A ti A t-)/ln( A ti/ A

15、tj式中 At、At2分別為換熱器兩端熱、冷流體的溫差，C。(3) 管程壓強降E 巳二(APi+APJ Ft Ns Np其中：APX= 2*(/J)*p.2 /2式中：APX直管中因摩擦阻力引起的壓力降，Pa；A匕一一回彎管中因摩擦阻力引起的壓力降，Pa；可由經驗公式Ft 結垢校正系數，無因次，I)25X2. 5mm的換熱管取1.4； 1)19X2mm的換熱管取1.5。Ns串聯的殼程數；Np管程數。(4) 殼程壓強降 殼程無折流擋板，殼程壓力降按流體沿直管流動的壓力降計算，以殼方的當量直徑de代替直管內徑d“ 殼程有折流擋板，計算公式如下：E APO= ( AP/ + AP/ ) Fs NsA

16、PXZ= F fo nc (Ns + 1) P u:o / 2fo 二 o. 0 X ReoAP/=N33. 5 - (2 B / D) X ( p uo:) / 2 0. xsnc = 1. 1 X nAo= hX ( D - nc d)式中APJ流體橫過管束的壓力降，Pa；APZ流體流過折流擋板缺口的壓力降，Pa：Fs結垢校正系數，無因次，對液體Fs =1. 15；對氣體Fs二1.0；F管子排列方式對壓力降的校正系數：三角形排列F二0.5,正方形直列F = 0.3,正方形錯列F二0.4；fo殼程流體的摩擦系數，nc橫過管束中心線的管數，可按式3-2及式3-3計算；h折流板間距，m：D殼體直

17、徑，m；Nb折流板數目；UO按殼程流通截面積S。計算的流速，m/so（5）總傳熱系數K。（以外表面積為基準）初選換熱器時，應根據所要設訃的換熱器的具體操作物流選取K的經驗數值，選 定的K的經驗值為K如確定了選用的換熱器后，需要對換熱器的總傳熱系數進行核 算，管內對流傳熱系數A/ = 0.023*（A/j.）*Re/8 *Pr/04管外對流傳熱系數人）=0 725 （幾幼）/九則，總傳熱系數的汁算公式為:1 / K（）= （）/（肉?） + Rsi * （）/ ,）+ （/?（）/（ Kdm ） + Rso +1 / 力（）式中Ko基于換熱器外表面積的總傳熱系數，附佃C）；hi, ho傳熱管內、

18、外側流體的對流傳熱系數，W/E-oC）；Rsi, Rso傳熱管內、外側表面上的污垢熱阻，mC/W： d，出，do換熱器列管的內徑、外徑及平均直徑，m； k列管管壁的導熱系數，W/（m C）；b傳熱管壁厚，mo由上式計算得到的總傳熱系數為K計。（6）接管內徑d = （4 Vs /jiu） 1/2核算流速u二4 Vs /刃d：式中： d接管內徑，m ；Vs 管程、殼程流體的體積流量，m3/ s :u流體流速，m / s。第二章列管式換熱器的工藝計算2. 1原料預熱器的工藝計算? 9 X 1 03 D = - = 4.027 X 103Kg/h24 X 300備注：D=4027Kg/hF二7443.

19、 75Kg/hW二3416. 32Kg/hXD = 0. 92 XF = 0. 5 Xr = 0. 005 全塔物料衡算：F二W+DFxf 二 Wx*+DxdD XF - Xw DXd 一 竝) 4. 027 x 103 x (0. 92 - 0. 005)尸XD - XwXF - Xw0. 5 - 0. 005=7. 443 x XKniol / h所以爐=F 一 D = 7443 - 4027 = 3416勵/ hTR二L/D二2二3D二 1. 2081X 104Kg/h=3. 356Kg/s2. 2原料預熱器的設計和計算2. 2. 1確定設計方案1. 選擇換熱器類型換熱器中兩流體溫度差不

20、大，殼程壓力較小，故可選擇固定管板式換熱器。2. 流動空間和管材選用設計任務的熱流體為水蒸氣，冷流體為原料液乙醇。曲于蒸汽比較干凈不 易結垢，所以蒸汽走殼程以便于及時排除冷凝液，原料中可能含有雜質、易 結垢，而粘度大、流量小的原料液中的水為易結垢液體，所以原料液走管程 便于清洗管子，此外還可以提高流速以增大其對流傳熱系數。蒸汽的溫度大 于原料液的溫度，蒸汽走殼程，原料液走管程，有利于減小管子和殼體因受 熱不同而產生的熱應力。因此，為使原料液出口溫度達到泡點，令蒸汽走殼程，原料液走管程。因碳鋼管價格低強度好，預熱器中的流體沒有腐蝕性，所以選碳鋼管。2. 2. 2根據定性溫度確定物性參數（1）估算

21、傳熱面積，初選換熱器型號熱流體：水蒸氣 冷流體：原料液 本物性數據的查?。涸弦旱亩ㄐ詼囟龋?120C釜殘液的定性溫度：（20+81. 9） /2二50. 95C物性參數：名稱密度pKg/m3定壓比熱CpKJ/(Kg C)導熱系kW/(m C)粘度uPa s汽化熱rKJ/Kg乙醇50.95 C7792.760.130.7X10-3水 50.95C988.14.170.6485.494X10水蒸汽120C1.120.0261.38 X10-52205水 120C943.1丄2660.6862.373 X104表2-2-1預熱器內原料物性參數 熱負荷計算Qh= Wh r =WF CPe (t2-t

22、t) =QeC孑(Cm+C 水)/ 2 二 3. 465KJ/(Kg C)Qc= Wc CPO (t：-t!)=2. 0675X 3.465 x 103 x (81.9 - 20)二 441390W二1589000KJ/h 因為r二2205. 2 KJ/Kg ,水蒸汽的消耗量：Wh= Qc / r = 720. 57kg/h=0. 2002Kg/sQh 二441390WA t =64. 15C 確定流體的流徑設計任務的熱流體為水蒸氣，冷流體為原料液，為防止原料液在管程中流動從而使管程結垢，所以令水蒸氣走殼層，原料液走管程。 計算平均溫度差暫按單殼程二管程考慮，先求逆流平均溫度差水蒸氣TF120

23、r =120原料液1281. 9tx-20At38. 1C100CAt? = (100-38. 1) /In (100/38. 1) =64.15C計算 R： R二(T廠TJ /二0無需校正 A ts. 選K值，估算傳熱面積取 K=1000W/(m: C)S=Q/(K A tB ) =441390/ (1000X64. 15) =6. 88m2 初選換熱器型號III于兩流體溫差大于50C小于70C,可選用固定管板式式換熱器 初選換熱器型號為：JB/T 4715-92So=7. 87m-K=874. 28W/(m-C)P b=871. 18Kg/m3 u 尸6. 202 X 10_,Pa su=

24、0. 5318m/s主要參數如下：外殼直徑325mm公稱壓力2.5MPa公稱面積7.87m2管子尺寸l)19X2.0管子數68管長2000mm管中心距25imn管程數Np4管子排列方式正二角形管程流通面積0.0030nrRe尸 10. 244 X103實際換熱面積：YAP/ = 3822PflS=n n d0(L - 0.06)=68X3. 14X0. 019X(2 -0.06)二7. 87m2 采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為：K二Q/ (S Ats )=441390/ (7. 87X64. 15) =874. 28W/(m= C)(2) 核算壓強降管程壓強降E AP.= (

25、 APx+AP：) F.汕凡(其中 Ft=1.5, N尸2, %二4)u0=2. 06m/s/ 1/ P P A+wB/ P b ,平均密度：Ps=871. 18Kg/m3I lgu= =Exi lgUi ,平均粘度：202X101 Pa s管程流速：Ui=We/( P n Ai) =8744. 51/(861. 72X0. 0053X3600) =0. 5318m/sRe：二& Px Ui /n = (0.015X861.72X0.5318) / (6. 71X10-) =10. 244X103對于碳鋼管，取管壁粗糙度二0. 1,則相對粗糙度為 /d：二0. 1/15=0. 007曲教材A-

26、Re關系圖查得，入二0.041 p：二幾*(/d)*pif /2二o. 041X (3/0.015) X (861. 2X0. 5318)/2二774P&5二3*如 /2 二 3X861. 72X0. 531872二365. 55PaE AP.= ( APx+AP：)玖汕=(999+366) X1.4XlX2=3822Pa (50KPa)所以管程壓強降符合設計要求。殼程壓強降E AP= ( AP/ +AP/) F.汕(其中 F尸1.0, N尸 1 ,)因為殼程走的為水蒸氣，不需要加折流擋板ne=l. l(60)o s=8. 52殼程流通面積：Ao= ( n /4) (D:- n do:)=(3

27、. 14/4) X (0.325-8. 52X0. 019)=0. 0803 m2殼程流速：uo=Wk/(P Ao) =891/(1.496X0. 0803X3600)二2. 06m/sReo=d0 P uo / M=(0.019X1.469X2. 06) / (1. 324X10-5)二4. 343X10 0500)F=5. OXReFs二5. OX (4. 343X 103)741管子為正三角形排列F二0.5 P：二F f。 m ( Nb+1) Pul/2 P： =0.5X0. 741X8. 52 X (1+1) XI. 496X2. 0672=19. 7PaE AP = APx F5 N

28、尸 19. 7X1X1=19. 7Pa (100 KPa)Re。二4. 343X10工嵐=19.7 Pak=0. 405W/ (m C)咕 5.93=10.244 x IOht =2044.981V/(r*C)W/(mc C)h0 =2112.5W/ (m2 C)Rs。二 1. 7197 X 10_,計算結果表明，管程和殼程的壓降均能滿足條件m2 C)/WRsfI. 7197 XlOCm2 C)/WKo=837W/(m2 C)管程進出口標準 接管外徑為 50mm。殼程進口標準接 管外徑為95mm。殼程出口標準接管外徑為15mm(3) 核算總傳熱系數 管程對流傳熱系數西Cp二(C 乙醇+C 水)

29、/ 2 二 3. 58 KJ/ (Kg C)k二0. 5X (0. 148+0. 6625)二0. 405 W/(m C)Pa=6. 71X10- Pa s/?= 10.244xl03_ Cpp _ 3.58 x 103 x 6.71 xlO-4 _iri =k0.405/J?, =0.023x = 0.023 x x (10.244 x IO3)08 x5.9304 1(1. u r0.015=2044.98W/ (m2 C) 殼程對流傳熱系數n/n =(1 + 2 + 3 + 1、4=0.074九=0.725(才。如“/(嚴 g)廠=0.725(0.68443 x934.F x9.81 x

30、 21742)/(1.48加 X0.019X6.71X104 x5)f、 二2112. 5 W/(m C) 污垢熱阻由表查得：Rs=O. 859X10h (m2 C)/WRsi=1.7197X10_*(m, C)/W 總傳熱系數K:k二670. 66 W/(m C)dF(dd：)/ln(d/d：)=O. 01692m1 / K()= 1 / /?()+ Rso + Rsi * ( /) + ()/ (/?/.) + (/?()/( Kdm)二 1/1.66X10即 Ko=837W/(m= C)由于(K。-K)/K二(837-670. 66) / 670. 66= 24.8%故所選的換熱器是合適

31、的(4)接管 管程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u二2m/s,則接管內徑為 d= (4V/ n u)0 5 =(4 X 8744. 51/3. 14 X 2 X 861. 72 X3600) O 5=0. 042m,查出 d。二50mm, b二3mm, d：二42mm,因為 u二V/A。二(4X8744. 51)/(3. 14X3600X861. 72X0. 0422) =2. 04m/s(lm/s u 3m/s)符合 所以，標準接管內徑為42mm。 殼程流體進口接管，取接管內流體流速為：u二30 m/s,則接管內徑為 d二(4V/ Ji u)0 5=(891. 27 X 4)/(3.

32、14 X 3600 X 1. 469 X30)0. 085m,查出 d。二95mm, b二5. 0mm, d：二85mm,因為 u二V/A。二(891. 27X4)/(3. 14X3600X1.469X0. 085)二29. 7m/s (20m/s u 40m/s)符 合所以，標準接管內徑為40mm 殼程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u二2.0m/s,則接管內徑為 d= (4V/ n u)0 5=(891. 27 X 4)/(3. 14 X 3600 X 934. 8 X 2)0. 013m,查出 d。二 15mm, b=l. 0mm, di=13mm,因為 u二V/A。二(891. 2

33、7X4)/(3. 14X3600X934. 8X0. 0132)=l. 996m/s(lm/s u 3m/s)符合 所以，標準接管內徑為13mm。備注2.2全凝器的工藝計算(1)估算傳熱面積，初選換熱器型號熱流體：以純蒸汽(92%)冷流體：冷卻水 (15C)基本物性數據的查取92%乙醇蒸汽的定性溫度 78. 3C冷卻水的定性溫度 (15+35) /2 =25C物性參數：名稱密度PKg/m3定壓比熱CpKJ/(Kg C)導熱系kW/(m C)粘度口Pa s汽化熱rKJ/Kg乙醇液78.3 C736.7750.15324.4 XI O4846乙醇氣體78.3 C1.62481.80460.0221

34、.038X105850水 78.3 C972.8174.1950.67453.565 XIO4水蒸汽78.3 C0.29290.62281.1535X10-52307.8冷卻水20C998.24.830.5989100.5 XIO5熱負荷計算rn=92%X850 + 8%X2307. 8=966. 7 KJ/Kg二966. 7KJ/Kg Q=3804. 2X10二 163699. 73kg/hAtn =60. 8 CWh二L+D二4722. 2784+9444. 5568=14167kg/hQ二 W* rB = 14167X966. 7X1073600=3804. 2X 10由 Q=WcCpc

35、 ( t2 一 tj得 W；二Q/C” ( t3 - ti)=3804. 2X1074. 183X103X (35-15) =45. 47kg/s =163699. 73 kg/h 確定流體的流徑設計任務的熱流體為乙醇蒸汽，冷流體為冷卻水，為使乙醇蒸汽通過殼 壁面向空氣中散熱從而提高冷卻效果，所以令乙醇蒸汽走殼層，冷卻水走管 程。 計算平均溫度差暫按單殼程雙管程考慮，先求逆流平均溫度差乙醇蒸汽78. 3C T:二78. 3C冷卻水t:二 20C t1=15CAt58. 3C63. 3CAta= (63. 3-58. 3) /In (63. 3/58. 3)二60. 8C (50C A ta70

36、C,接近， 需加膨脹節(jié))計算R：R 二(TrT：)/ (tc-tj 二 0無需校正 ta. 選K值，估算傳熱面積取 K=600W/(m: C)S二Q/(K At。)=3804.2X10/ (600X60.8) =120. 5m2 初選換熱器型號山于兩流體溫差接近50C,可選用帶有熱膨脹節(jié)的固定管板式換熱器，初 選換熱器型號為：G273 H-2. 5-4.4主要參數如下：S。二 122. 617mK。二589. 83W/ (m2 C)備注管程進、出口標準接管外徑為外殼直徑700nun公稱壓力2.5MPa公稱面積122.6 m2管子尺寸25X2.5管子數355管長4.5 m管中心距32mm管程數N

37、p1管子排列方式正三角形管程流通面積0.1115nr190nm實際換熱面積：So=n n d0 (L-0. 1)=355X3. 14X0. 025X (4. 5-0. 1)=122. 617m2 釆用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為：K。二Q/ (S tB )= 3804. 2X103 / (122.617X52.6) =589. 83W/(m: C)殼程進口標準接(2)接管 管程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u二2m/s,則接管內徑為 d二(4V/ n u) (4X45. 47/3. 14X2X998. 5)0 5 =0. 170m,查出 d0= 190mm, b二 10m

38、m, d：二 170mm,因為 u=4V/ n d2= (144459X4)/(3.14X99& 5X0. 0172)=l. 999 m/s ( lm/s u3m/s)所以，標準接管內徑為190mm 殼程流體進口接管，取接管內流體流速為：u二30 m/s,則接管內徑為 d二(4V/ n u)os=(4 X 14167/3. 14 X 30 X 1. 6248 X 3600)05 0. 3206m查出 d。二345mm, b二 10mm, d：二325mm因為 u二4V/ Ji d= (14167 X 4)/(3. 14 X 1.6248 X 3600 X0. 325)=29. 2m/s( 20

39、m/s u 40m,/s)所以，標準接管內徑為325mm。殼程流體出口接管，取接管內流體流速為：u二2.0 m/s,則接管內徑為 d= (4V/ Ji u)0 5=(4 X 14167/3. 14 X 2 X 752. 5 X 3600)0 5管外徑為345mm殼程出口標準接管外徑為68mmQh 二80960W二0. 058m,查出 d。二68mm, b二5mm, d：二58mm,因為 u=V/Ao= (14167X4)/(3. 14X 3600X 752. 5X0. 0583) =1. 98m/s ( lm/s u3m/s)所以，標準接管內徑為58mm。W=2. 88kg/sA tB =25

40、. 67 C2.3塔頂冷卻器的工藝計算(1) 估算傳熱面積，初選換熱器型號熱流體：含乙醇為92%的乙醇液體冷流體：冷卻水(15C) 基本物性數據的查取乙醇液的定性溫度 (78. 3+25) / 2=51. 65C冷卻水的定性溫度 (35+15) / 2 =25C名稱密度PKg/m3定壓比熱CpKJ/(Kg C)導熱系kW/(m C)粘度uPa s汽化熱rKJ/Kg乙醇液56.65C7602910.1646.67 XIO4水56.65 C985.54.1770.65564.96 X10-42500冷卻水20C998.54.1830.58981. 005XIO5物性參數：S。二 17. 898 m

41、:念二286. 72W/ (m:C) 熱負荷計算Cpm=92%C z.w+8%C 水二3. 186 KJ/ (Kg C)Q 二 WhC/Ti-Tj=4722. 28X3. 186 X (78. 3-35) / 3600=180960 WQ二也(爲(T】TJ 二 WcCpm (t2-ti)所以冷卻水耗量：%：二Q/C” ( t2 - tx) = 180960/4. 183X103X15=2.88 kg/s = 10383kg/h 確定流體的流徑設計任務的熱流體為乙醇液體，冷流體為冷卻水，為使乙醇液體通過管 壁面向空氣中散熱提高冷卻效果，所以令乙醇液體走殼程，冷卻水走管程。 計算平均溫度差暫按單殼

42、程雙管程考慮，先求逆流平均溫度差乙醇蒸汽78.3 35冷卻水t產30匕二25At48. 3C10CAtn= (48. 3-20) /In (48. 3/20)二28. 52 C 計算R：R二(Tj-TJ / (tc-tx) = (78. 3-35) / (30-25)二3. 55P= (trt:)/ (tT1-t1)= (30-25) / (78. 3-25) =0. 09曲教材4-19圖查得W = 0.9二 g 屮M 二28. 52X0. 9=25. 67 C 選K值，估算傳熱面積取 K二380 W/(m: C)S二Q/(K Ata )二 180960/ (380X25. 67) =18.

43、6m2 初選換熱器型號管程進、出口標 準接管外徑為 45mm殼程進出口標準接管外徑為49mm山于兩流體溫差小于50C,可選用普通的固定管板式換熱器，初選換熱器 型號為：G700 II-4. 0-13.8外殼直徑Dn400mm公稱壓力Pn2.5MPa公稱面積18.8m2管子尺寸I)19X2管子數108管t3m管中心距32mm管程數Np4管子排列方式正三角形管程流通面積0.0008 nr主要參數如下：實際換熱面積：S。二n n dL二 108X3. 14X0. 025X2. 9=24. 5862 m:采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為：K。二Q/ (S !:=)= 180960/ (24.5862X25.67) =286. 72W/(m2 C)(2) 接管管程流體進出口接管，取接管內流體流速為：u二2.0m/s,則接管內徑為 d二(4V/n u)0-5= (4X2. 88/ (3. 14X2X998. 5)05=0. 04m,查岀 d。二45mm, b=2. 5mm,也二4Omm,因為 u=V/Ao= (10383X4)/(3. 14X998