年产34万吨酒精精馏换热器设计课程设计说明书(编辑修改稿)

年产34万吨酒精精馏换热器设计课程设计说明书(编辑修改稿)内容摘要：

f0 nc（ NB + 1）ρ u2o / 2 Δ P2180。 =NB[ – （ 2 B / D） ] （ρ uo2） / 2 NB = L / Z – 1 f0 = Reo – nc = n 1/2 Ao= h ( D – nc do) 式中 Δ P1180。 —— 流体横过管束的压力降， Pa； 内蒙工业大学本科课程设计 9 Δ P2180。 —— 流体流过折流挡板缺口的压力降， Pa； Fs—— 结垢校正系数，无因次，对液体 Fs =；对气体 Fs =； F—— 管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列 F =，正方形 直列 F = ，正方形错列 F =； f0—— 壳程流体的摩擦系数， nc—— 横过管束中心线的管数，可按式 32 及式 33计算； h—— 折流板间距， m； D—— 壳体直径， m； NB—— 折流板数目； uo—— 按 壳程流通截面积 So 计算的流速， m/s。 （ 5）总传热系数 Ko (以外表面积为基准 ) 初选换热器时，应根据所要设计的换热器的具体操作物流选取 K的经验数值，选定的 K 的经验值为 K 选， 确定了选用的换热器后，需要对换热器的总传热系数进行核算， 管内对流传热系数 0 . 8 0 . 40 . 0 2 3 * ( / ) * R e * P ri iiihd  管外对流传热系数   1 / 43 2 / 30 0 00 . 7 2 5 ( ) / ch g r n d t   则，总传热系数的计算公式为： 0 0 0 0 01 / /( ) * ( / ) ( ) /( ) 1 /i i i mK d h d R si d d bd Kd R so h     式中 K0—— 基于换热 器外表面积的总传热系数， W/(m2℃ )； hi， ho—— 传热管内、外侧流体的对流传热系数， W/(m2℃ )； Rsi， Rso—— 传热管内、外侧表面上的污垢热阻， m2℃ / W； di， do， dm—— 换热器列管的内径、外径及平均直径， m； k—— 列管管壁的导热系数， W/(m℃ )； b—— 传热管壁厚， m。 内蒙工业大学本科课程设计 10 由上式计算得到的总传热系数为 K 计。 （ 6）接管内径 d =（ 4 Vs /π u） 1/2 核算流速 u = 4 Vs /π d2 式中： d —— 接管内径， m ； Vs —— 管程、壳程流体的体积流量， m3 / s。 u —— 流体流速， m / s。 内蒙工业大学本科课程设计 11 第二章 列管式换热器的工艺计算 原料预热器的工艺计算 已知： FW =q=1 R=L/D=2 OHCHCHM 23 =46 KmolKg/ OHM2 =18 KmolKg/ D=)1(/ / 223 23  OHDOHCHCHD OHCHCHDD MWMW MWX )1(/ / 223 23  OHFOHCHCHF OHCHCHFF MWMW MWX )1(/ / 223 23  OHWOHCHCHW OHCHCHWW MWMW MWX 平均摩尔质量： K m o lKgMXMXM OHDOHCHCHDD /)1( 223  K m o lKgMXMXM OHFOHCHCHFF /)1( 223  ； K m o lKgMXMXM OHWOHCHCHWW /0 5 )1( 223  所以 hK m o lMDD D / *  全塔物料衡算： F=W+D ① FxF=Wxw+DxD ② hK m olXXXXDFXXXXFDWFWDWDWF/338. 41. 29)( ）（ 所以 hK m o lDFW / 2 1 3 8  ∵ R=L/D=2 ∴ L=2D=备注 ： D=h F=Kg/h W=/h 内蒙工业大学本科课程设计 12 （ 1）估算传热面积，初选换热器型号 热流体：水蒸气 冷流体：原料液 ①基本物性数据的查取 原料液的定性温度 130℃ （绝对压力为 ） 釜残液的定性温度 （ 20+） /2 =℃ 物性参数： 名称 密度ρ Kg/m3 定压比热Cp KJ/(Kg℃ ) 导热系 k W/(m ℃ ) 粘度μ Pa s 汽化热 r KJ/Kg 乙醇 ℃ 764 103 水 ℃ 104 水蒸汽 130℃ 105 水 130℃ 104 ②热负荷计算 Qh = Wh r =WF CPc (t2t1)=Qc Cpm= （ C 乙醇 +C 水 ） / 2 = KJ/(Kg℃ ) Qc= Wc Cpm (t2t1)= 103 ()/3600 = 538278W =1937801 KJ/h 因为 r= KJ/Kg ，水蒸汽的消耗量： Wh= Qc / r = ③确定流体的 流径 设计任务的热流体为水蒸气，冷流体为原料液，为防止原料液在管程中流动从而使管程结垢，所以令水蒸气走壳层，原料液走管程。 ④计算平均温度差 Qh=538278W 内蒙工业大学本科课程设计 13 暂按单壳程二管程考虑，先求逆流平均温度差 水蒸气 T1=130 T2 =130 原料液 t2= t1=20 Δ t ℃ 110℃ Δ tm’ =（ ） /ln（ 110/） =℃ (Δ tm’ 70℃） 计算 R： R=(T1T2)/(t2t1)=0 无需校正Δ tm。 ⑤选 K 值，估算传热面积 取 K=700W/(m2℃ ) S=Q/(KΔ tm )=538278 /（ 700 ） = ⑥初选换热器型号 由于两流体温差大于 70℃，可选用浮头式换热器 初选换热器型号为： JB/T 325 主要参数如下： 外壳直径 325mm 公称压力 公称面积 管子尺寸 φ 19 管子数 60 管长 3m 管中心距 25mm 管程数 Np 2 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 实际换热面积： So=nπ doL=60 3= 采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： K=Q/ (SoΔ tm )=538278/（ ） =(m2℃ ) （ 2）核算压强降 ①管程压强降 ∑Δ Pi=（Δ P1+Δ P2） Ft Ns Np (其中 Ft=， Ns=1， Np=2) ∵ 1/ρ m=wA/ρ A+wB/ρ B ，∴ 平均密度：ρ m=∵ lgμ m =∑ xi lgμ i ，∴平均粘度： μ m= 104 Pa s Δ tm=℃ So= K=(m2℃ ) ρ m=μ m= 104 Pa s ui= Rei= 103 内蒙工业大学本科课程设计 14 管程流速： ui=Wc/(ρ m Ai)=( 3600)=Rei=diρ m ui /μ m=（ ） /（ 104） = 103 对于碳钢管，取管壁粗糙度ε =，则相对粗糙度为 ε /di=由教材λ Re 关系图查得，λ = ΔP1= 2* ( / ) * / 2il d u=（ 3/）（ ） /2=774Pa Δ P2= 23* /2u = 3 ∑Δ Pi=（Δ P1+Δ P2） Ft Ns Np =（ 999+366） 1 2=3822Pa（ 50KPa） 所以管程压强降符合设计要求。 ② 壳程压强降 ∑Δ。