化工原理課程設計(原料預熱器①)

1、 化工原理課程設計 目錄一、設計題目1二、設計依據(jù)1三、 設計要求1第1節(jié)：物料衡算、熱量衡算11.精餾塔物料衡算12.冷凝器物料衡算及熱量衡算63.產(chǎn)品冷卻器物料衡算及熱量衡算84.原料預熱器（1）的物料衡算及熱量衡算95.原料預熱器（2）的物料衡算及熱量衡算106.再沸器的物料衡算及熱量衡算117.物料衡算匯總表128.熱量衡算及換熱器要求匯總表13第2節(jié)：列管式換熱器選型及校核（原料預熱器）151.初選原料預熱器（1）規(guī)格152.核算總傳熱系數(shù)21第3節(jié)：所選固定管板式換熱器的結構說明231.管程結構232.殼體結構243.其他主要附件24第4節(jié)：換熱器的主要結構和計算結果25第5節(jié)：參

2、考文獻及資料26附27設計任務書一、 設計題目：乙醇水精餾系統(tǒng)換熱器設計二、 設計依據(jù)： 1、產(chǎn)量：7萬噸 2、年工作時間：330天 3、原料乙醇：濃度50%（質量），出庫溫度25 4、產(chǎn)品乙醇：濃度95%（質量），入庫溫度45 5、乙醇回收率：99.5%6、原料乙醇泡點進料，回流比R=1.15Rmin 7、循環(huán)冷卻水進口溫度：30 8、再沸器飽和水蒸氣溫度：150 9、系統(tǒng)散熱損失：不考慮系統(tǒng)散熱損失 10、換熱器KA值裕度：2040% 11、原料預熱器（2）設計3、 設計要求：第1節(jié)：物料衡算、熱量衡算1.精餾塔物料衡算乙醇、水的相對分子質量為M乙醇=46.07g/mol，M水=18.02

3、g/mol由原料乙醇質量濃度為50%得原料乙醇的摩爾分率為：由產(chǎn)品乙醇質量濃度為95%得產(chǎn)品乙醇的摩爾分率為：原料F、塔頂餾出液D的平均相對分子質量：塔頂產(chǎn)品流率D：由乙醇回收率得： 流率W：塔底殘液摩爾分率：塔底殘液W的平均相對分子質量：計算Rmin乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)P(kPa)T()XY101.325100.017700101.32594.808570.0204080.187889101.32591.457910.0408160.295516101.32589.131880.0612240.365032101.32587.445820.0816330.413396101.32586.17

4、4730.1020410.448925101.32585.192160.1224490.476089101.32584.415180.1428570.497555101.32583.78810.1632650.515008101.32583.272240.1836740.529566101.32582.839990.2040820.542004101.32582.471220.224490.552871101.32582.151070.2448980.562574101.32581.868420.2653060.571414101.32581.614870.2857140.579625101.

5、32581.384050.3061220.587387101.32581.171150.3265310.594843101.32580.972470.3469390.602108101.32580.785250.3673470.609275101.32580.607390.3877550.616421101.32580.437340.4081630.62361101.32580.273950.4285710.630897101.32580.116440.448980.638329101.32579.964250.4693880.645945101.32579.817050.4897960.65

6、3783101.32579.674650.5102040.661873101.32579.5370.5306120.670245101.32579.404160.551020.678926101.32579.276250.5714290.687942101.32579.153470.5918370.697317101.32579.036060.6122450.707074101.32578.922230.6326530.717273101.32578.816680.6530610.727858101.32578.717420.6734690.738896101.32578.624790.693

7、8780.750411101.32578.539170.7142860.762426101.32578.460950.7346940.774966101.32578.390520.7551020.788058101.32578.32830.775510.80173101.32578.27470.7959180.816009101.32578.230130.8163270.830926101.32578.195040.8367350.846514101.32578.169870.8571430.862807101.32578.155050.8775510.879841101.32578.1510

8、50.8979590.897655101.32578.158340.9183670.916291101.32578.177390.9387760.935794101.32578.20870.9591840.956211101.32578.252760.9795920.977595101.32578.3103311作圖如下：由圖可得，故Rmin=3.57R=1.15Rmin=1.153.57=4.1055 塔頂冷凝器將來自塔頂?shù)恼羝坷淠?，即該冷凝器為全凝器，凝液在泡點溫度下部分地回流入塔，由恒摩爾流假定，塔頂液體摩爾流率L、氣體摩爾流率V為:因為是泡點進料，所以q=1又W=1.76*10-3

9、，則=-W成立2.冷凝器物料衡算及熱量衡算 查【化工原理下冊P268附錄】得，質量組成為95%的乙醇水溶液的沸點為78.2。此溫度下乙醇的汽化潛熱r可以下式求得：其中【查化工原理上冊附表】得：乙醇：A=113，B=0.4218，;水：A=445.6，B=0.3003；求得；其中 所以則冷凝塔頂混合蒸汽放出的熱量冷凝器冷卻水進口溫度為=30，故假定冷卻水出口溫度=50。取水的比熱容為時的Cp=4.174kJ/kg·，設冷卻水用量為,由得:冷凝器對數(shù)平均溫度:由傳熱基本方程 得：3.產(chǎn)品冷卻器物料衡算及熱量衡算無相變，出口量等于進口量，物料無變化故：D=206.79kmol/h產(chǎn)品由78

10、.2經(jīng)產(chǎn)品冷卻器降低到40，由【化工原理附表】:，其中，得：則產(chǎn)品冷卻器的將產(chǎn)品冷卻所需的熱量為:產(chǎn)品冷卻器進口溫度=25，假定出口溫度=41.4，則前后所需熱量相近，故假定出口溫度為41.1成立。產(chǎn)品冷卻器對數(shù)平均溫度:由傳熱基本方程得：4.原料預熱器（1）的物料衡算及熱量衡算 無相變，出口量等于進口量，物料無變化 一般出原料預熱器殘液溫度比出產(chǎn)品冷卻器的原料溫度高5-10，故選擇出原料預熱器殘液的溫度為50。又進原料預熱器的殘液溫度為，則 由公式得：Cp水=4.214 kJ/（kg·）原料預熱所需的熱量:原料預熱器進口溫度為41.4，假定出口溫度為66，則由公式,所以前后所需熱量

11、相近，故假定出口溫度為66成立。原料預熱器對數(shù)平均溫度:由傳熱基本方程 得：5.原料預熱器（2）的物料衡算及熱量衡算原料無相變，出口量等于進口量，飽和水蒸汽液化，進出口流率相等從原料預熱器（1）出來的原料為66，要求泡點進料，所以從原料預熱器（2）出來的原料為82.03，則。由公式,所以利用飽和水蒸汽的潛熱加熱，則此時得=542.75=30.15=213.43m3/s6.再沸器的物料衡算及熱量衡算再沸器的熱量衡算：由【化工原理上冊】得飽和水蒸氣汽化熱：100:150:又Q5=r2V汽再沸器對數(shù)平均溫度:由傳熱基本方程 得：7.物料衡算匯總表精 餾 塔乙醇質量分數(shù)摩爾流率Kmol/h質量流率Kg

12、/h原料50% F651.42塔頂95%冷凝器上升蒸汽V1055.77回流L848.898產(chǎn)品D206.79塔釜再沸器下降液體1500回塔蒸汽1055.77殘液W444.63產(chǎn)品冷卻器冷流體進口651.42冷流體出口651.42熱流體進口206.79熱流體出口206.79原料預熱器（1）冷流體進口651.42冷流體出口651.42熱流體進口444.63熱流體出口444.63原料預熱器（2）冷流體進口651.42冷流體出口651.42熱流體進口30.15熱流體出口30.158.熱量衡算及換熱器要求匯總表名稱冷熱 流體進口溫度出口溫度交換熱kJ/htmKA值kw/精餾塔82.0378.2100冷凝

13、器熱流體78.2（氣）78.2（液）37.31386.19冷流體3050產(chǎn)品冷卻器熱流體78.24024.2912.377冷流體2541.4原料 預熱器（1）熱流體1005018.4825.48冷流體41.466原料 預熱器（2）熱流體150150（有相變）75.704.219冷流體6682.03再沸器熱流體150（氣）150（液）50.0239.495冷流體100（液）100（氣）第2節(jié)：列管式換熱器選型及校核（原料預熱器）1.初選原料預熱器（1）規(guī)格(1)換熱器的選型 兩流體溫度變化情況：塔頂熱流體（水）進口溫度100，出口溫度50（無相變）.冷流體（乙醇水）進口溫度41.4，而冷卻水的出

14、口溫度為66，管殼溫差較小，因此初步確定選用臥式的固定管板式換熱器,并且固定管板式換熱器旁路滲流較小、造價低、無內漏，是很常用的換熱器。(2)流動空間安排、管徑及流速的確定加熱水易結垢應該走管程，原料走殼程加熱，取管徑為25mm*2.5mm的碳素鋼管，管內流速為1.0m/s。（3）確定流體的定性溫度、物性數(shù)據(jù) （a）定性溫度 殼程乙醇水的定性溫度為 T=(41.4+66)/2=53.7 管程熱水水的定性溫度為 t=(100+50)/2=75 （b）物性數(shù)據(jù) 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數(shù)據(jù): 流體水定性溫度75下的物性參數(shù) 【查化工原理上冊】 密度： c=974.8kg/m3

15、 【查化原上冊P261附表】 熱導率： c=0.6635W/（m·K）【查化原上冊P261附表】 粘度： c=0.377mPa·S【查化原上冊P263附表】 定壓比熱容：Cpc=4.214 kJ/（kg·K）【查化原上冊P261附表】 液化潛熱： rc=2568.75 kJ/kg 【查化原上冊P281附錄】 冷流體（乙醇水）53.7下的物性參數(shù)表【查化工工藝算圖第一冊-常用物料物性數(shù)據(jù)】 密度： h=858.72kg/m3 【P112】 熱導率： h=0.35613 W/（m·K）【P325】 粘度： h=0.538MPa·S 【P385】 定

16、壓比熱容： Cph=4.08kJ/（kg·K）【P267】 液化潛熱： rh=973.18kJ/kg 【化原上冊P281附錄】（4）工藝計算及主體設備設計 (a)計算熱負荷Q 熱負荷Q=1.694106kJ/h=470.56kw (b)平均傳熱溫差的確定 對數(shù)平均傳熱溫差 溫度校正： P=(t2-t1)/(T1-t1)=(66-41.4)/(100-41.4)=0.42 由P和R查對數(shù)平均溫差校正系數(shù)圖得：此時約等于0.82，大于0.8，所以選用雙殼程的列管式換熱器。【查化工原理課程設計P59對數(shù)平均溫差校正圖】 平均傳熱溫差tm=·tm=15.15 （c)初選傳熱系數(shù)K估

17、，估算傳熱面積A估 根據(jù)殼內為乙醇水，管內為熱水，【查 匡國柱化工單元過程及設備過程設計P60表3-1】 總傳熱系數(shù)范圍在5821163 W/(m2·)，故：初選K估=1000W/(·) 所以：A估=KA/K估=25.48103/1000=25.48m2（5） 工藝結構尺寸 (a)管徑與管內流速 管徑25mm×2.5mm,管內流速 u=1.0m/s 殼程流速u=0.8 m/s (b)管程數(shù)和傳熱管數(shù) 依據(jù)傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數(shù) n=V水/(di2u/4)=42.2910-3/(*0.022*1.0)8(根)按七程管計算，所需的傳熱管長度為 傳熱管管長取6

18、.0m。 傳熱管總根數(shù) (c)傳熱管排列和分程方法 采用正三角形排列取管心距t=1.25×25=32mm.見【化工原理（上冊）P226：圖6-51】 作圖或查表【匡國柱化工單元過程及設備課程設計 P66 表3-6排管數(shù)目】可取NT=91根（其中a=5，b=11) (d) 殼體內徑 采用單管程結構，殼體內徑 D=t(b-1)+2e=32*(11-1)+31.252=382.5mm 其中，t為管心距；b為橫過管束中心線的管數(shù)；e表示管數(shù)中心線上最外層管中心到殼體內壁的距離，一般取e=(1-1.5)d0，此處取e=1.25d0=1.25*25=31.25mm 圓整后D=400mm,取壁厚為

19、12mm【查涂偉萍.化工過程及設備設計P12表1-4標準尺寸】（e)支承板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25×400=100mm，取h=100mm； 【查匡國柱化工單元過程及設備課程設計 P133 表4-5 折流板管孔尺寸及允許偏差】取折流板管孔直徑b=25.8mm,允許偏差為0.40； 取折流板間距為B=100mm 折流板圓缺垂直安裝。 支承板厚度取8mm【查涂偉萍.化工過程及設備設計P16表1-7支承板厚度】 （f) 其他附件 拉桿直徑12mm，其數(shù)量不少于4根，殼程入口應設置防沖擋板【查涂偉萍.化工過程及設備設計P15表1-

20、6拉桿直徑和拉桿數(shù)】（g) 接管 接管由【各種換熱器設計詳細說明書】查得：換熱器中流體進、出口的接管直徑按下式計算，即：其中： Vs-流體的體積流量，m3/s；u -接管中流體的流速，m/s。 殼程流體進口接管 計算混合液的密度（常壓下） 純乙醇=760kg/m3 水= 986.65kg/m3 混合=0.5*乙醇+（1-0.5）*水=858.72kg/m3 取接管內液體流速為1m/s,則接管內徑 故取標準管徑為85mm×8mm出口接管 取管內液體流速為1m/s, 接管內無相變，溫度對液體密度影響很小，故與進口內徑一樣。故取標準管徑為85mm×8mm 管程流體（循環(huán)水）進出口

21、接管 取接管內循環(huán)水的流速為2m/s，則接管內徑 取標準管徑為57mm×6mm，其余接管略。（6）初選固定管板式換熱器規(guī)格公稱直徑 400公稱壓力 1管程數(shù) 7管子根數(shù) 91中心管子數(shù) 11管子直徑 25mm×2.5mm.換熱管長度 6000換熱面積 36.4管子排列方法中心線采用正方型排列，兩側采用正三角形排列冷凝器的實際傳熱面積： 2.核算總傳熱系數(shù)(1) 換熱器管程對流給熱系數(shù)1 計算式為：【化工原理（上冊）：P184式（6-41）】 故管程對流傳熱系數(shù)W/(m2.)（2）換熱器殼程對流給熱系數(shù)2 因為臥式管殼式換熱器，殼程為乙醇水期間無相變，故2用以下公式求得 【查

22、 匡國柱化工單元過程及設備課程設計：P72式（3-22）】 （3）確定污垢熱阻【查涂偉萍.化工過程及設備設計P25表1-15壁面污垢熱阻】： (m2.)/W（有機液體) (m2.)/W(河水） （4）計算總傳熱系數(shù)K 當換熱管為碳鋼時，=45.4W/(m·) （5）校核換熱器KA值 【查 匡國柱 化工單元過程及設備課程設計P76 式3-36 】則該換熱器的裕度符合生產(chǎn)要求。第3節(jié)：所選固定管板式換熱器的結構說明1.管程結構（1）管子在管板上的固定 由于操作溫度高于30，所以選用焊接形式，此種方式的優(yōu)越性表現(xiàn)在：管板孔加工要求低，加工簡便，焊接強度高，在高溫高壓下仍能保持連續(xù)的緊密性等

23、。（2）管子的排列 此換熱器的傳熱管采用25mm×2.5mm 的規(guī)格，采用正三角形排列，由于是焊接，則管間距（管中心的間距）t與管外徑d0的比值為1.25。（3） 管板 管板的作用是將受熱管束連接在一起，并將管程和殼程的流體分隔開來。管板與管子的連接可脹接或焊接，所設計換熱器的連接方式為焊接。管板與殼體的連接有可拆連接和不可拆連接兩種，固定管板常用不可拆連接，兩端管板直接焊在外殼上并兼作法蘭，拆下頂蓋可檢查可檢修脹口或清洗管內，所設計的換熱器選擇此方式連接。（4） 封頭和管箱 封頭和管箱位于殼體兩端，其作用是控制及分配管程流體。由于所設計的換熱器的殼體直徑較小，故采用封頭，接管和封頭

24、可采用法蘭連接，街頭與殼體之間用螺紋連接，以便卸下封頭，檢查和清洗管子。2.殼體結構（1） 殼體殼體呈圓筒形，殼壁焊有接管，采用不銹鋼管制成（由于碳鋼的數(shù)據(jù)查不到）。在殼程進口接管處裝有防沖板，以防止進口流體直接撞擊管束上部的管排，因為流體的撞擊會侵蝕管子，并引起振動。（2）折流擋板 折流擋板的主要作用是引導殼程流體反復的改變方向作錯流流動，以加大殼程流體流速和湍流速度，致使殼程傳熱系數(shù)提高，另外折流擋板還起了支撐管子的作用，防止管束振動和彎曲。所設計的換熱器選用圓缺形折流擋板，切缺率（切掉圓弧的高度與殼內徑之比）為25%，采用垂直放置。3.其他主要附件（1）旁通擋板 為防止殼體和管束之間間隙過大，流體不通過管束而通過這個間隙旁通，采用旁通擋板。（2）假管 此換熱器不設置假管（3）拉桿和定距管 為了使折流擋板能牢靠地保持在一定位置上，采用拉桿和定距管。（4）防沖擋板 在殼程進口接管處裝有防沖擋板，可防止進口流體直接沖擊管束而造成管子的侵蝕管束振動，還有使流體沿管束均勻分布的作用。 第4節(jié)：換熱器的主要結構和計算結果換熱器形式：固定管板列管式換熱器換熱面積（m2）：239.57工藝參數(shù)名稱管程殼程管子規(guī)格（mm）25mm×2.5mm物料名稱水原料管子數(shù)量：91操