换热器乙醇冷凝器设计书

换热器乙醇冷凝器设计书一、主要内容及基本要求（一）设计原始资料1．设备类型：精馏塔顶产品全凝器2．操作条件：（1）产品：乙醇纯度95%，其它为水（质量分数，下同），常压饱和温度下冷凝；（2）冷却介质：井水，入口压强0.3MPa，入口温度30℃，出口温度40℃；（3）允许压强降：不大于30kPa；（4）换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；（5）生产地区为湖南岳阳，每年按330天计算，每天24小时连续运行。（二）设计任务及要求1．设计方案的选择及流程说明根据任务设计书的要求，确定设计方案和工艺流程。2．工艺设计计算选择适宜的换热器并进行核算，主要包括物料衡算和热量衡算、热负荷及传热面积的确定、换热器概略尺寸的确定、总传热系数的校核等。（注明公式及数据来源）3．结构设计计算选择适宜的结构方案，进行必要的结构设计计算。主要包括管程和壳程分程、换热管尺寸确定、换热管的布置、管板形式及连接方式、管板与壳体的链接、折流板的设置、封头与壳程接管、壳体直径及厚度等。（注明公式及数据来源）4．辅助设备的选型与计算流体阻力的计算及其输送机械的选择。5．绘制工艺流程图、换热器的装配图绘制工艺流程图一张、换热器装配图一张（一主视图、一俯视图、一剖面图及两个局部放大图；设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏）。图纸手工或CAD绘制均可，图号大小视情况而定。6．编写设计说明书设计说明书的撰写应符合规范与要求。二、进度安排序号各阶段完成的内容完成时间1设计动员、搜集阅读资料、拟定设计方案12月10日-12月17日2设计计算、绘制设计图纸12月18日-12月31日3撰写设计说明书1月1日-1月16日4设计小结及答辩1月7日三、应收集的资料及主要参考文献（1）上海医药设计院．化工工艺设计手册（上、下）（M）．北京：化学工业出版社，1989．（2）刘福华，林慧珠．工程制图（M）．北京：石油化工出版社，2009．（3）柴诚敬．化工原理（M）．北京：高等教育出版社，2009．（4）陈敏恒，丛德滋，方图南等．化工原理（第三版）（M）．北京：化工工业出版社，2006．（5）贾绍义，柴诚敬．化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）（M）．天津：天津大学出版社，2002．（6）申迎华，郝晓刚．化工原理课程设计（M）．北京：化工工业出版社，2009．（7）时钧，汪家鼎，余国琮等．化学工程手册（M）．北京：化学工业出版社，1996．（8）钱颂文.热交换设计手册（M），北京：化学工业出版社，2002.（9）卢焕章等.石油化工基础数据手册（M），北京：化学工业出版社，2002.（10）《化工设备手册》编辑委员会.化工设备图册（M），北京：化学工业部设备设计技术中心站，1998.第二章概述与设计方案的选择1、概述1.1换热器简介换热器就是用于存在温度差的流体间的热交换设备，换热器中至少有两种流体，温度较高则放出热量，反之则吸收热量。工艺流体之间的热量传递是大多数化工过程中的一个重要组成部分，在化工过程和有关工业中使用换热器的主要类型如下：（1）套管式换热器：最简单的类型，用于冷却和加热；（2）列管式换热器：用于各种用途；（3）板框式换热器（板式换热器）：用于加热及冷却；（4）空气冷却器：用于冷却和冷凝；（5）直接接触式冷却器：冷却和急冷。列管式和板式，各有优点，列管式是一种传统的换热器，广泛应用于化工、石油、能源等设备;板式则以其高效、紧凑的特点大量应用于工业当中。其中列管式换热器又可以分为固定板式换热器、浮头式换热器、填料函式换热器、U型管式换热器、釜式换热器。1.2换热器的种类及特点1.管壳式换热器管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为广泛。管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：（1）固定管板式换热器固定管板式换热器它由壳体、管束、封头、管板、折流挡板、接管等部件组成。其结构特点是，两端的管板与壳体连在一起，管束两端固定在管板上，这类换热器结构简单，紧凑，价格低廉，每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50℃且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于70℃且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。双管程固定管板换热器（2）浮头式换热器浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高。（3）填料涵式换热器填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力，与浮头式换热器相比，结构简单，造价低，管束可从壳体内抽出，管内、管间均能进行清洗，维修方便。但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。且填料函耐压不高，一般小于4.0Mpa，填料函式换热器适用于管、壳壁温差较大或介质易结垢，需经常清理且压力不高的场合。带膨胀节的固定管板换热器填料函式换热器（4）U型管式换热器U型管式换热器是只有一个管板，换热管为U型，管子两端固定在同一管板上。管束可以自由伸缩，当壳体与U型换热管有温差时，不会产生温差应力。其优点是结构简单，管间清洗方便，但管内清洗比较困难，利用率较低，壳程易短路，报废率较高。因而U型管式换热器适用于管、壳壁温差较大或壳程介质易结垢，而管程介质清洁不易结垢以及高温、高压、腐蚀性强的场合。一般高温、高压、腐蚀性强的介质走管内，可使高压空间减小，密封易解决，并可节约材料和减少热损失。U形管管壳式换热器2.蛇管式换热器蛇管式换热器是管式换热器中结构最简单，操作最方便的一种换热设备，通常按照换热方式不同，将蛇管式换热器分为沉浸式和喷淋式两类。3.套管式换热器套管式换热器是由两种不同直径的直管套在一起组成同心套管，其内管用U型时管顺次连接，外管与外管互相连接而成，其优点是结构简单，能耐高压，传热面积可根据需要增减，适当地选择管内、外径，可使流体的流速增大，两种流体呈逆流流动，有利于传热。此换热器适用于高温，高压及小流量流体间的换热。2、设计方案的选择2．1换热器型式的选择在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器，故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器。列管式换热器的型式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下冷凝，进出口温度都为饱和温度78.2℃。冷却介质为水，入口温度为30℃，出口温度为40℃，两流体的温度差不是很大，再根据概述中各种类型的换热器的叙述，综合以上可以选用固定管板式换热器。2．2流体流动空间的选择在列管式换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流体流经壳程，取决于多种因素。①不洁净和易结垢的流体宜走管程，因为管程清洗比较方便。②腐蚀性的流体宜走管程，以免时管子和壳体同被腐蚀，且管程便于检修与更换。③压力高的流体宜走管程，以免壳体受压，可节省壳体金属消耗量。④被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体对外的散热作用，增强冷却效果。⑤饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，一般不需清洗⑥有毒易污染的流体宜走管程，以减少泄漏量。⑦流量小或粘度大的流体宜走壳程，因流体在有折流挡板的壳程中流动，由于流速和流向的不断改变，在低Re（Re100）下即可达到湍流，以提高传热系数。⑧若两流体温差较大，宜使对流传热系数大的流体走壳程，因壁面温度与α大的流体接近，以减小管壁与壳壁的温差，减小温差应力。综合以上的选择原则可以确定水走管程，乙醇走壳程比较适宜。2．3流体流速的选择流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。因此，一般需通过多方面权衡选择适宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。表1管壳式换热器中常用的流速范围流体的种类一般流体易结垢液体气体流速，m/s管程0.5~3.01.05.0~30壳程0.2~1.50.53.0~15表2管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速液体粘度，mPa·s15001500~500500~100100~3535~11最大流速，m/s0.60.751.11.51.82.4表3管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度液体名称乙醚、二硫化碳、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允许速度，m/s12~310由于使用的冷却介质是井水，比较容易结垢，乙醇则不易结垢。水和乙醇的粘度都较小，参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为0.9m/s，壳程流速为7m/s。2．4流体出口温度的确定冷却介质水的入口温度30℃，出口温度为40℃，故，可以求得水的定性温度为：(3040)/235mtC热流体乙醇在饱和温度下冷凝，故可以确定入口温度和出口温度相同，故乙醇的定性温度Tm=78.2℃。2．5管程数和壳程数的确定当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时，就得排列较多的管子，为了提高流体在管内的流速，需将管束分程。但是程数过多，导致管程流动阻力加大，动力能耗增大，同时多程会使平均温差下降，设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有1、2、4、6四种。采用多程时，通常应使每程的管子数相等。管程数N按下式计算：N=u/v式中u——管程内流体的适宜流速；V——管程内流体的实际流速。第三章工艺设计计算1确定物性数据水的定性温度为(3040)/235mtC，乙醇的定性温度为Tm=78.2℃两流体在定性温度下的物性数据物性流体C温度3/mkg密度smPa黏度）（比热容CkgkJCp/）（导热系数CmW/乙醇78.27430.4953.0230.163水359940.7234.1740.6262热负荷及传热面积的确定1、计算热负荷冷凝量1sm=12626Kg/h=3.5Kg/s乙醇气化和冷凝是相反的过程，查得乙醇气化潜热ra=863KJ/Kg故知乙醇的冷凝潜热r=863KJ/Kg热负荷Q=1smr=3.5×863=3020.5kW2、计算冷却水用量换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；则损失的热负荷量Q1=3%Q=90.615kW根据热量衡算可以求得水带走的热量为Q2=Q－Q1则可得Q2=2929.885kW水的流量可由热量衡算求得,即2sm=tcp2/Q2=2929.885/4.174(40-30)=70.19kg/s3、计算有效平均温度差：逆流温差C01.43402.78/3078.2ln402.78302.78,逆mt4、选取经验传热系数K值根据管程走循环水，壳程走乙醇，总传热系数K现暂取：CW/m6002K5、估算换热面积23`m05.11743.01600105.3020KA，逆mptQ3换热器概略尺寸的确定1、管径和管内流速选用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=0.9m/s。2、管程数和传热管数可依据传热管内径和流速确定单程传热管数sn=2509.002.0785.0994/19.70422udVi(根）按单程管计算，所需的传热管长度为L=mndAsop96.5250025.014.3117.05按单程管设计，传热管适中，可以用单管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为pN=165.96lL传热管总根数N=250×1=250(根）3、平均传热温差校正及壳程数平均温差校正系数有:R=0P=21.0302.783040单壳程，单管程结构，查得0.1t平均传热温差43.0143.0