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：6.9×104吨/年乙醇-水精馏塔顶产品全凝器的设计姓名：
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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﹤105 Pa
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1 m/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=0.5～1 mPa·s（乙醇为0.7274mPa·s）有机物冷凝—水体系K值的大致范围为200～700 W/m2·K
初选530 W/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N p 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/m2125
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=0.023Re0.8Pr n
其中；C p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t s与壁面温度t w之差；n t为管子总数；定性温度为膜
温，既，特征尺寸管外直径d0 。

壁温t w的计算
得
其中；Q为2289kw；α为4250.6 W/k·m2 ;Rd2为0.58×10-3m2·k/W
解得t w=56.95℃
继续计算T w
由
得
其中Q=2289kw，b=4×10-3，λ=45W/m·k，。

解得T w=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n s=1.370n T0.518，解得n s=29，则n T/n s=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=476.6 W/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F t=1.5，N s=1，N p=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=2660 Pa
﹤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
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）。