化工原理优秀课程设计原料预热器.doc

《化工原理优秀课程设计原料预热器.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理优秀课程设计原料预热器.doc（30页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、 目录一、设计题目1二、设计依据1三、 设计要求1第1节：物料衡算、热量衡算11.精馏塔物料衡算12.冷凝器物料衡算及热量衡算63.产品冷却器物料衡算及热量衡算84.原料预热器（1）物料衡算及热量衡算95.原料预热器（2）物料衡算及热量衡算106.再沸器物料衡算及热量衡算117.物料衡算汇总表128.热量衡算及换热器要求汇总表13第2节：列管式换热器选型及校核（原料预热器）151.初选原料预热器（1）规格152.核实总传热系数21第3节：所选固定管板式换热器结构说明231.管程结构232.壳体结构243.其它关键附件24第4节：换热器关键结构和计算结果25第5节：参考文件及资料26附27设计任

2、务书一、 设计题目：乙醇水精馏系统换热器设计二、 设计依据： 1、产量：7万吨 2、年工作时间：330天 3、原料乙醇：浓度50%（质量），出库温度25 4、产品乙醇：浓度95%（质量），入库温度45 5、乙醇回收率：99.5%6、原料乙醇泡点进料，回流比R=1.15Rmin 7、循环冷却水进口温度：30 8、再沸器饱和水蒸气温度：150 9、系统散热损失：不考虑系统散热损失 10、换热器KA值裕度：2040% 11、原料预热器（2）设计三、 设计要求：第1节：物料衡算、热量衡算1.精馏塔物料衡算乙醇、水相对分子质量为M乙醇=46.07g/mol，M水=18.02g/mol由原料乙醇质量浓度为

3、50%得原料乙醇摩尔分率为：由产品乙醇质量浓度为95%得产品乙醇摩尔分率为：原料F、塔顶馏出液D平均相对分子质量：塔顶产品流率D：由乙醇回收率得： 流率W：塔底残液摩尔分率：塔底残液W平均相对分子质量：计算Rmin乙醇-水气液平衡数据P(kPa)T()XY101.325100.017700101.32594.808570.0204080.187889101.32591.457910.0408160.295516101.32589.131880.0612240.365032101.32587.445820.0816330.413396101.32586.174730.1020410.448925

4、101.32585.192160.1224490.476089101.32584.415180.1428570.497555101.32583.78810.1632650.515008101.32583.272240.1836740.529566101.32582.839990.2040820.54101.32582.471220.224490.552871101.32582.151070.2448980.562574101.32581.868420.2653060.571414101.32581.614870.2857140.579625101.32581.384050.3061220.58

5、7387101.32581.171150.3265310.594843101.32580.972470.3469390.602108101.32580.785250.3673470.609275101.32580.607390.3877550.616421101.32580.437340.4081630.62361101.32580.273950.4285710.630897101.32580.116440.448980.638329101.32579.964250.4693880.645945101.32579.817050.4897960.653783101.32579.674650.51

6、02040.661873101.32579.5370.5306120.670245101.32579.404160.551020.678926101.32579.276250.5714290.687942101.32579.153470.5918370.697317101.32579.036060.6122450.707074101.32578.922230.6326530.717273101.32578.816680.6530610.727858101.32578.717420.6734690.738896101.32578.624790.6938780.750411101.32578.53

7、9170.7142860.762426101.32578.460950.7346940.774966101.32578.390520.7551020.788058101.32578.32830.775510.80173101.32578.27470.7959180.816009101.32578.230130.8163270.830926101.32578.195040.8367350.846514101.32578.169870.8571430.862807101.32578.155050.8775510.879841101.32578.151050.8979590.897655101.32

8、578.158340.9183670.916291101.32578.177390.9387760.935794101.32578.20870.9591840.956211101.32578.252760.9795920.977595101.32578.3103311作图以下：由图可得，故Rmin=3.57R=1.15Rmin=1.153.57=4.1055 塔顶冷凝器未来自塔顶蒸汽全部冷凝，即该冷凝器为全凝器，凝液在泡点温度下部分地回流入塔，由恒摩尔流假定，塔顶液体摩尔流率L、气体摩尔流率V为:因为是泡点进料，所以q=1又W=1.76*10-3，则=-W成立2.冷凝器物料衡算及热量衡算 查【

9、化工原理下册P268附录】得，质量组成为95%乙醇水溶液沸点为78.2。此温度下乙醇汽化潜热r能够下式求得：其中【查化工原理上册附表】得：乙醇：A=113，B=0.4218，;水：A=445.6，B=0.3003；求得；其中 所以则冷凝塔顶混合蒸汽放出热量冷凝器冷却水进口温度为=30，故假定冷却水出口温度=50。取水比热容为时Cp=4.174kJ/kg，设冷却水用量为,由得:冷凝器对数平均温度:由传热基础方程 得：3.产品冷却器物料衡算及热量衡算无相变，出口量等于进口量，物料无改变故：D=206.79kmol/h产品由78.2经产品冷却器降低到40，由【化工原理附表】:，其中，得：则产品冷却器

10、将产品冷却所需热量为:产品冷却器进口温度=25，假定出口温度=41.4，则前后所需热量相近，故假定出口温度为41.1成立。产品冷却器对数平均温度:由传热基础方程得：4.原料预热器（1）物料衡算及热量衡算 无相变，出口量等于进口量，物料无改变 通常出原料预热器残液温度比出产品冷却器原料温度高5-10，故选择出原料预热器残液温度为50。又进原料预热器残液温度为，则 由公式得：Cp水=4.214 kJ/（kg）原料预热所需热量:原料预热器进口温度为41.4，假定出口温度为66，则由公式,所以前后所需热量相近，故假定出口温度为66成立。原料预热器对数平均温度:由传热基础方程 得：5.原料预热器（2）物

11、料衡算及热量衡算原料无相变，出口量等于进口量，饱和水蒸汽液化，进出口流率相等从原料预热器（1）出来原料为66，要求泡点进料，所以从原料预热器（2）出来原料为82.03，则。由公式,所以利用饱和水蒸汽潜热加热，则此时得=542.75=30.15=213.43m3/s6.再沸器物料衡算及热量衡算再沸器热量衡算：由【化工原理上册】得饱和水蒸气汽化热：100:150:又Q5=r2V汽再沸器对数平均温度:由传热基础方程 得：7.物料衡算汇总表精 馏 塔乙醇质量分数摩尔流率Kmol/h质量流率Kg/h原料50% F651.42塔顶95%冷凝器上升蒸汽V1055.77回流L848.898产品D206.79塔

12、釜再沸器下降液体1500回塔蒸汽1055.77残液W444.63产品冷却器冷流体进口651.42冷流体出口651.42热流体进口206.79热流体出口206.79原料预热器（1）冷流体进口651.42冷流体出口651.42热流体进口444.63热流体出口444.63原料预热器（2）冷流体进口651.42冷流体出口651.42热流体进口30.15热流体出口30.158.热量衡算及换热器要求汇总表名称冷热 流体进口温度出口温度交换热kJ/htmKA值kw/精馏塔82.0378.2100冷凝器热流体78.2（气）78.2（液）37.31386.19冷流体3050产品冷却器热流体78.24024.29

13、12.377冷流体2541.4原料 预热器（1）热流体1005018.4825.48冷流体41.466原料 预热器（2）热流体150150（有相变）75.704.219冷流体6682.03再沸器热流体150（气）150（液）50.0239.495冷流体100（液）100（气）第2节：列管式换热器选型及校核（原料预热器）1.初选原料预热器（1）规格(1)换热器选型 两流体温度改变情况：塔顶热流体（水）进口温度100，出口温度50（无相变）.冷流体（乙醇水）进口温度41.4，而冷却水出口温度为66，管壳温差较小，所以初步确定选择卧式固定管板式换热器,而且固定管板式换热器旁路渗流较小、造价低、无内漏

14、，是很常见换热器。(2)流动空间安排、管径及流速确实定加热水易结垢应该走管程，原料走壳程加热，取管径为25mm*2.5mm碳素钢管，管内流速为1.0m/s。（3）确定流体定性温度、物性数据 （a）定性温度 壳程乙醇水定性温度为 T=(41.4+66)/2=53.7 管程热水水定性温度为 t=(100+50)/2=75 （b）物性数据 依据定性温度，分别查取壳程和管程流体相关物性数据: 流体水定性温度75下物性参数 【查化工原理上册】 密度： c=974.8kg/m3 【查化原上册P261附表】 热导率： c=0.6635W/（mK）【查化原上册P261附表】 粘度： c=0.377mPaS【查

15、化原上册P263附表】 定压比热容：Cpc=4.214 kJ/（kgK）【查化原上册P261附表】 液化潜热： rc=2568.75 kJ/kg 【查化原上册P281附录】 冷流体（乙醇水）53.7下物性参数表【查化工工艺算图第一册-常见物料物性数据】 密度： h=858.72kg/m3 【P112】 热导率： h=0.35613 W/（mK）【P325】 粘度： h=0.538MPaS 【P385】 定压比热容： Cph=4.08kJ/（kgK）【P267】 液化潜热： rh=973.18kJ/kg 【化原上册P281附录】（4）工艺计算及主体设备设计 (a)计算热负荷Q 热负荷Q=1.69

16、4106kJ/h=470.56kw (b)平均传热温差确实定 对数平均传热温差 温度校正： P=(t2-t1)/(T1-t1)=(66-41.4)/(100-41.4)=0.42 由P和R查对数平均温差校正系数图得：此时约等于0.82，大于0.8，所以选择双壳程列管式换热器。【查化工原理课程设计P59对数平均温差校正图】 平均传热温差tm=tm=15.15 （c)初选传热系数K估，估算传热面积A估 依据壳内为乙醇水，管内为热水，【查 匡国柱化工单元过程及设备过程设计P60表3-1】 总传热系数范围在5821163 W/(m2)，故：初选K估=1000W/() 所以：A估=KA/K估=25.48

17、103/1000=25.48m2（5） 工艺结构尺寸 (a)管径和管内流速 管径25mm2.5mm,管内流速 u=1.0m/s 壳程流速u=0.8 m/s (b)管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 n=V水/(di2u/4)=42.2910-3/(*0.022*1.0)8(根)按七程管计算，所需传热管长度为 传热管管长取6.0m。 传热管总根数 (c)传热管排列和分程方法 采取正三角形排列取管心距t=1.2525=32mm.见【化工原理（上册）P226：图6-51】 作图或查表【匡国柱化工单元过程及设备课程设计 P66 表3-6排管数目】可取NT=91根（其中a=5，b=1

18、1) (d) 壳体内径 采取单管程结构，壳体内径 D=t(b-1)+2e=32*(11-1)+31.252=382.5mm 其中，t为管心距；b为横过管束中心线管数；e表示管数中心线上最外层管中心到壳体内壁距离，通常取e=(1-1.5)d0，此处取e=1.25d0=1.25*25=31.25mm 圆整后D=400mm,取壁厚为12mm【查涂伟萍.化工过程及设备设计P12表1-4标准尺寸】（e)支承板 采取弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径25%，则切去圆缺高度为h=0.25400=100mm，取h=100mm； 【查匡国柱化工单元过程及设备课程设计 P133 表4-5 折流板管孔尺寸及

19、许可偏差】取折流板管孔直径b=25.8mm,许可偏差为0.40； 取折流板间距为B=100mm 折流板圆缺垂直安装。 支承板厚度取8mm【查涂伟萍.化工过程及设备设计P16表1-7支承板厚度】 （f) 其它附件 拉杆直径12mm，其数量不少于4根，壳程入口应设置防冲挡板【查涂伟萍.化工过程及设备设计P15表1-6拉杆直径和拉杆数】（g) 接管 接管由【多种换热器设计具体说明书】查得：换热器中流体进、出口接管直径按下式计算，即：其中： Vs-流体体积流量，m3/s；u -接管中流体流速，m/s。 壳程流体进口接管 计算混合液密度（常压下） 纯乙醇=760kg/m3 水= 986.65kg/m3

20、混合=0.5*乙醇+（1-0.5）*水=858.72kg/m3 取接管内液体流速为1m/s,则接管内径 故取标准管径为85mm8mm出口接管 取管内液体流速为1m/s, 接管内无相变，温度对液体密度影响很小，故和进口内径一样。故取标准管径为85mm8mm 管程流体（循环水）进出口接管 取接管内循环水流速为2m/s，则接管内径 取标准管径为57mm6mm，其它接管略。（6）初选固定管板式换热器规格公称直径 400公称压力 1管程数 7管子根数 91中心管子数 11管子直径 25mm2.5mm.换热管长度 6000换热面积 36.4管子排列方法中心线采取正方型排列，两侧采取正三角形排列冷凝器实际传

21、热面积： 2.核实总传热系数(1) 换热器管程对流给热系数1 计算式为：【化工原理（上册）：P184式（6-41）】 故管程对流传热系数W/(m2.)（2）换热器壳程对流给热系数2 因为卧式管壳式换热器，壳程为乙醇水期间无相变，故2用以下公式求得 【查 匡国柱化工单元过程及设备课程设计：P72式（3-22）】 （3）确定污垢热阻【查涂伟萍.化工过程及设备设计P25表1-15壁面污垢热阻】： (m2.)/W（有机液体) (m2.)/W(河水） （4）计算总传热系数K 当换热管为碳钢时，=45.4W/(m) （5）校核换热器KA值 【查 匡国柱 化工单元过程及设备课程设计P76 式3-36 】则该

22、换热器裕度符合生产要求。第3节：所选固定管板式换热器结构说明1.管程结构（1）管子在管板上固定 因为操作温度高于30，所以选择焊接形式，此种方法优越性表现在：管板孔加工要求低，加工简便，焊接强度高，在高温高压下仍能保持连续紧密性等。（2）管子排列 此换热器传热管采取25mm2.5mm 规格，采取正三角形排列，因为是焊接，则管间距（管中心间距）t和管外径d0比值为1.25。（3） 管板 管板作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程流体分隔开来。管板和管子连接可胀接或焊接，所设计换热器连接方法为焊接。管板和壳体连接有可拆连接和不可拆连接两种，固定管板常见不可拆连接，两端管板直接焊在外壳上并兼作法

23、兰，拆下顶盖可检验可检修胀口或清洗管内，所设计换热器选择此方法连接。（4） 封头和管箱 封头和管箱在壳体两端，其作用是控制及分配管程流体。因为所设计换热器壳体直径较小，故采取封头，接管和封头可采使用方法兰连接，街头和壳体之间用螺纹连接，方便卸下封头，检验和清洗管子。2.壳体结构（1） 壳体壳体呈圆筒形，壳壁焊有接管，采取不锈钢管制成（因为碳钢数据查不到）。在壳程进口接管处装有防冲板，以预防进口流体直接撞击管束上部管排，因为流体撞击会侵蚀管子，并引发振动。（2）折流挡板 折流挡板关键作用是引导壳程流体反复改变方向作错流流动，以加大壳程流体流速和湍流速度，致使壳程传热系数提升，另外折流挡板还起了支

24、撑管子作用，预防管束振动和弯曲。所设计换热器选择圆缺形折流挡板，切缺率（切掉圆弧高度和壳内径之比）为25%，采取垂直放置。3.其它关键附件（1）旁通挡板 为预防壳体和管束之间间隙过大，流体不经过管束而经过这个间隙旁通，采取旁通挡板。（2）假管 此换热器不设置假管（3）拉杆和定距管 为了使折流挡板能牢靠地保持在一定位置上，采取拉杆和定距管。（4）防冲挡板 在壳程进口接管处装有防冲挡板，可预防进口流体直接冲击管束而造成管子侵蚀管束振动，还有使流体沿管束均匀分布作用。 第4节：换热器关键结构和计算结果换热器形式：固定管板列管式换热器换热面积（m2）：239.57工艺参数名称管程壳程管子规格（mm）2

25、5mm2.5mm物料名称水原料管子数量：91操作温度（）(进/出)100/5041.4/66管长（mm）6000流体密度（kg/m3）974.8858.7折流板数量59流速（m/s）10.8折流板间距（mm）100传热量（kW）470.56kw切口高度25%总传热系数（Wm-2K-1）892.4壳体内径（mm）400对流传热系数（Wm-2K-1）53402585.2污垢系数（m2/ W）1.7610-42.110-4程数101第5节：参考文件及资料（1）化工原理（上下册） 陈敏恒 丛德滋 方图男 齐鸣斎编著 化学工业出版社（2）化工过程及设备设计 涂伟萍 陈佩珍 程达芳编 化学工业出版社（3）

26、化工单元过程及设备课程设计 匡国柱 史启才主编 化学工业出版社附： 关键符号说明符号 意义 计量单位F 加料流率 kmol/hXF 进料液组成摩尔数 D 气相产物流率 kmol/hXD 气相产物组成摩尔分数 W 塔斧液相产物流率 kmol/hXW 塔斧液相产物摩尔组成份数 回收率q 加料热状态r 汽化潜热 kJ/K 传热系数 W/（K）L 回流液流量 kmol/hV 精馏段塔内上升蒸汽流量 kmol/h 提馏段下降液体流量 kmol/h 提馏段上升蒸汽流量 kmol/hQ 传热量 kJ/kmolR 回流比NT 管子总数 热导率 W/（mK） 粘度 Pas 流体密度 /m3Cp 流体定压比热容 kJ/（kgK）tm 对数平均温度差 d 管径 mL 膜温下凝液导热系数 W/mL 膜温下凝液密度 kg/m3L 膜温下凝液粘度 PasG 冷凝负荷 kg/msg 重力加速度 m/s2W 每根管蒸发量 kg/sdo 管外径 ml 蒸发管长 mD 壳体内径 mPr 普朗特数Re 雷诺数注：文章后另附工艺步骤图。