精馏塔顶产品全凝器设计

Roc_FTD0化工原理课程设计任务书一、设计名称：精馏塔顶产品全凝器二、设计条件1、处理量7万吨/年，年工作时间为7200小时，2、塔顶产品浓度含乙醇95%，要求全部冷凝。3、冷却介质：水4、操作压力：常压三、设计任务1、选择合理的参数，进行传热计算和流体力学性能验算，设计一全凝器；2、编写设计说明书，绘制工艺流程图。四、设计主要内容1、换热设备的选型和设计方案的确定2、传热面积的计算和设备型式的确定，包括：管数、程数、壳体直径等3、流体阻力验算4、其他零部件选型，主要进出口管以及管箱、管板、支撑装置等附件。五、设计说明书的内容1、封面：包括课程设计题目、系别、班级、学生姓名、指导教师、设计时间等。2、前言3、冷凝器结构选择说明和方案论证4、本设计结果概要5、设计计算及说明6、设计有关问题的分析讨论7、参考文献目录8、冷凝器流程示意图。Roc_FTD1目录目录................................................................................1I.设计方案.........................................................................21-1确定设计方案...................................................................21-1-1换热器的选型..............................................................21-1-2流动空间安排、管径及流速的确定.............................................21-2确定流体的定性温度、物性数据....................................................2II.工艺计算及主体设备设计...........................................................42-1计算热负荷Q....................................................................42-2平均传热温差先按纯逆流算........................................................42-3冷却水用量......................................................................52-4计算总传热系数K...............................................................52-5估算传热面积...................................................................5III.换热器核算.....................................................................73-1核算压强降.....................................................................73-1-1管程压强降................................................................73-1-2壳程压强降................................................................83-2核算总传热系数...............................................................93-2-1管程对流传热系数..........................................................93-2-2壳程对流传热系数o.......................................................9IV.辅助设备的选型.................................................................124-1折流板........................................................................124-2接管..........................................................................124-3封头和管箱....................................................................134-4管板..........................................................................13V.换热器主要结构尺寸汇总...........................................................155-1换热器主要结构尺寸和计算结果..................................................15符号说明..........................................................................17参考文献........................................................................18冷凝器流程示意图及设备主体图........................................................19Roc_FTD2I.设计方案1-1确定设计方案1-1-1换热器的选型两流体温度变化情况：塔顶热流体（乙醇蒸汽）进口温度78.2℃，出口温度78.2oC。（95％的乙醇常压下沸点为78.2℃,过程中有相变）根据湖北地区全年平均温度30℃，取冷流体（循环水）进口温度30oC，而冷却水的出口温度一般不高于50~60，以避免大量结垢且两端温差一般介于5℃-10℃,所以取出口温度40℃，该换热器用循环冷却水冷凝，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用卧式的固定管板式换热器。1-1-2流动空间安排、管径及流速的确定虽然冷却水较易结垢，但乙醇易挥发、易爆炸走壳程不易漏，虽然流速太低将会加快污垢的增长速度使换热器的热流量下降.再者,饱和蒸汽宜走管间,以便于及时排除冷凝液,工业生产也都是先从安全稳定角度考虑的，所以总体考虑冷却水应该走管程，乙醇蒸汽走壳程冷凝，取管径为19mm2mm的不锈钢管，管内流速为0.97m/s。1-2确定流体的定性温度、物性数据壳程甲醇蒸汽的定性温度为Roc_FTD378.2+78.2==78.22TC管程冷却水的定性温度为30+40==352tC低温流体tm=(t1+t2)/2=35℃下的物性参数密度：ρc=992.2kg/m3导热系数：λc=0.6338W/（m·K）粘度：μc=0.728×10-5Pa·S，定压比热容：Cpc=4174J/（kg·K）液化潜热：rc=2258.4kJ/kg热流体乙醇蒸气Tm=(T1+T2)/2=78.2℃下的物性参数表密度：ρh=738.59kg/m3导热系数：λh=0.1647W/（m·K）粘度：μh=0.5566×10-5Pa·S定压比热容：Cph=3550J/（kg·K）液化潜热：rh=925.265kJ/kgRoc_FTD4II.工艺计算及主体设备设计2-1计算热负荷Q按管内塔顶产品计算，即乙醇的进料量43=71010/7200=2.7006/hWkgh液化潜热=95%+5%rrr纯乙醇水=885.195%+2258.45%=925.265/kJkg（注：饱和蒸气的冷凝热计算）热负荷==2.7006/925.265/=2498.771hQWrkghkJkgkw（注：《化工原理》上册P218）2-2平均传热温差先按纯逆流算1t78.23048.2C2t78.24038.2C12m48.2+38.2=2ttt43.22’℃温度校正：211140300.2178.230ttPTt12210TTRttRoc_FTD5由P和R查对数平均温差校正系数图得：此时1t，大于0.8，所以选用单壳程的列管式换热器。（注：《化工原理》上册P225对数平均温差校正图）.43.2mtmtt℃2-3冷却水用量若忽略换热器的热损失，水的流量可由热量恒算求得12=-cpcQWCtt=2498.771/4.17440-30=59.865/cWkgh2-4计算总传热系数K根据壳内为乙醇（95%），管内为水，总传热系数范围在2280-7850/Wm℃（注：《化工原理》上册P221表4-6有机溶剂）初选:2=550/kWm℃2-5估算传热面积3'20Q2498.77110=105.1755043.2mSmKt初选换热器型号，由《化工原理》上册附录二十八换热面积取105.17选定FB600Ⅱ-1-109.3型换热器，有关参数如下:Roc_FTD6公称直径DN/mm600公称压力PN/Mpa1管程数Np2管子根数 n416中心管子数 n223管子直径d/mmφ19mm×2mm.换热管长度L/mm4500换热面积2S/m109.3管子排列方法中心线采用正方型排列，两侧采用正三角形排列若选择该型号的换热器，则该过程的总传热系数为2om2498771=529.2/()109.343.2oQKWmCStRoc_FTD7III.换热器核算3-1核算压强降3-1-1管程压强降12t()ippppFN其中=1.5tF，=1sN，=2pN管程流通面积24iipnAdN22416=0.015=0.036742muSiiVA59.865=1.644/992.20.0367msReiiidu=0.0151.644992.20.00000728=43.3611010000＞（湍流）设管壁粗糙度0.1mm，0.115id36.6710，查《化工原理》上册P49Re图得：=0.038所以212iuLpd=24.5992.21.6440.0380.0152=41.52910Pa2232iup=2992.21.6443=40222Pa4(152904022)1.5125.793610101.3kPaipPa＜管程压强降符合要求Roc_FTD83-1-2壳程压强降''12()osspppFN其中，1.15sF，sN=12'10(1)2ocBupFfnN，2'22(3.5)2oBuhpND式中F—为管子排列方法对压强降的校正因数，此式中F=0.3；0f—壳程流体的摩擦系数，当Reo大于500，0.22805.0Reof；cn—横过管束中心线的管子数，1.1cnn；BN—折流挡板数；h—折流挡板间距；ou—按壳程流通面积oA计算的流速，()cooAhDnd。管子按正三角形排列，F=0.3。1.1416=22.423cn取折流挡板间距h=0.18m。折流挡板取圆缺型。则折流挡板数①为-1=BLNh4.51=240.18