年产3.6万吨酒精精馏系统换热器

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食品工程原理课程设计说明书

题 目：年产3.6万吨酒精精馏系统换热器 学生姓名： 学 院：

系 别：食品与生物工程系 专 业：食品科学与工程 班 级： 指导教师： 设计日期：

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课程名称： 食品工程原理 学院： 班级： 学生姓名： 学号： 指导教师：

一、题目 年产3.6万吨酒精精馏系统换热器设计 二、目的与意义 课程设计是“食品工程原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计，从以下几个方面对学生进行训练： 1. 查阅资料、选用公式和搜集数据的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想指导下去分析和解决实际问题的能力； 3. 迅速准确地进行工程计算（包括电算）的能力； 4. 用简洁的文字清晰的图表来表达自己设计思想的能力。 三、要求（包括原始数据、技术参数、设计要求、图纸量、工作量要求等）

1 设计原始数据 精馏原料: 粗酒精含乙醇50%,水50%(质量分率),由20℃预热至泡点81.9℃； 塔顶产品: 含乙醇不低于93 %, 78.3℃饱和蒸汽冷凝为饱和液体回流，产品冷却为35℃液体储存； 塔底残液: 含乙醇不高于0.5%, 99.3℃冷却为35℃液体。 精馏过程回流比R=2 呼和浩特地区水温15℃

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2 设计要求 （1）确定换热系统的流程方案，并将流程方案绘制成带控制点的流程图； （2）为所制定的流程方案配置换热器并选型； （3）选择并确定塔顶冷凝器、塔顶产品冷却器和原料预热器的结构尺寸：包括设计计算换热器的热负荷、传热面积、换热器接管、壳体、管板、隔板等； （4）核算总传热系数和换热器流动阻力,选择原料泵； （5）绘制塔顶产品冷却器的总装图； （6）编写课程设计说明书。 四、工作内容、进度安排 第1日：设计动员，下达设计任务，讲解设计方案的确定方法、设计过程的步骤及注意事项，查阅收集相关图书资料，1 天 第2-8日：确定方案并进行设计计算：7天 第9-10日：绘图：2天 第11-12日：整理设计数据，编写设计说明书：2天 五、主要参考资料 [1]. 柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热[M].北京：化学工业出版社，2003 [2]. 姚玉英等.化工原理[M].天津 ：天津科学技术出版社，2001 [3]. 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津 ：天津大学出版社，2006 [4]. 化学工程手册编委会.化学工程手册第1篇，化工基础数据[M]. 北京：化学工业出版社，1989 [5]. 贺运初．换热器的传热强化与优化设计[J]．化工装备技术．1997，18（2）25-28 [6]. 钱颂文，朱冬生，李庆领，等．管式换热器强化传热技术[M]．北京：化 学工业出版社，2003． 审核意见 系（教研室）主任（签字） 年 月 日

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摘 要

本次课程设计是对同学们自己动手查阅资料，设计流程，应用公式等等综合能力的考查。在此次设计过程中我设计了年产3.6万吨酒精精馏换热器，其中包括：原料预热器、塔顶全凝器，塔顶冷却器，塔底再沸器，塔底冷却器的设计。自6月27日开始查阅相关资料，经过两天的查阅，基本对工艺流程与接下来要做的事有了基本的了解。在设计过程中大家一起集思广益，遇到难点时一起讨论，对原料预热器、塔顶全凝器、塔顶产品冷却器、塔底残液冷却器、塔底再沸器进行计算。其中只对原料预热器、塔顶全凝器和塔顶产品冷却器进行精算；其余只进行粗算。 关键词：换热器、冷却器、全凝器、预热器。

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目 录

前 言 ................................................................. 1 第一章 换热系统的流程方案的确定 ........................................ 2

1.1换热系统的流程方案的设计 ........................................ 2 1.2 换热器设计方案的确定 ........................................... 2

1.2.1换热器类型的选择 .......................................... 2 1.2.2固定管板式换热器结构的确定 ................................ 2 1.2.3流体流动空间的选择 ........................................ 4

1.2.4 流体流速的选择 ........................................... 4 1.2.5流体进出口温度的确定 ...................................... 4 1.2.6接管的确定 ................................................ 5 1.2.7管程和壳程数的确定 ........................................ 5 1.3固定管板式换热器的设计计算 ...................................... 5

1.3.1设计计算步骤 .............................................. 5 2.1 全塔物料恒算 ................................................... 6 2.2 原料预热器的设计和计算 ......................................... 6

2.2.1 确定设计方案 ............................................. 6 2.2.2根据定性温度确定物理参数 .................................. 6 2.2.3换热器的衡算 .............................................. 7 2.3塔顶冷凝器的设计和计算 ......................................... 12

2.3.1确定设计方案 ............................................. 12 2.3.2 根据定性温度确定物性参数 ................................ 13 2.3.3 换热器的衡算 ............................................ 13 2.4 塔顶冷却器的设计 .............................................. 19

2.4.1 确定设计方案 ............................................ 19 2.4.2 根据定性温度确定物性参数 ................................ 19 2.4.3 换热器的衡算 ............................................ 20 2.5 塔底冷却器的设计 .............................................. 25

2.5.1 确定设计方案 ............................................ 25 2.5.2 根据定性温度确定物性参数 ................................ 25 2.5.3 换热器的衡算 ............................................ 26

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2.6塔底再沸器工艺粗算 ............................................. 27 第三章汇总表 .......................................................... 31

3.1原料预热器结果汇总表 ........................................... 31 2.2塔顶全凝器结果汇总表 ........................................... 32 2.3塔顶冷却器结果汇总表 ........................................... 33 第四章课程设计评论 .................................................... 34 心得体会 .............................................................. 35 参考文献 .............................................................. 36 附 录 ................................................................ 37 致 谢 ................................................ 错误！未定义书签。

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前 言

列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程.在不同温度的流体间传递热能的装置成为热交换器，简称为换热器。在化工、石油动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不用类型的换热器各有优缺点，性能各异。在换热器设计中，首先应根据工艺要求选择适用的类型，然后计算换热所需传热面积，并确定换热器的结构尺寸在工业生产中，要实现热量的交换，需采用一定的设备，此种交换热量的设备统称为换热器。

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第一章 换热系统的流程方案的确定

1.1换热系统的流程方案的设计

进行换热器的设计，首先应根据工艺要求确定换热系统的流程方案并选用适当类型的换热器，确定所选换热器中流体的流动空间及流速等参数，同时计算完成给定生产任务所在地需的传热面积，并确定换热器的工艺尺寸。

流程方案的初步设计中，考虑使用塔底残液的废热来预热原料液，达到废热再利用的效果，实现节能减排。

本次换热系统为精馏系统的换热设备，包括原料预热器，塔顶全凝器，塔顶产品冷却器，塔底再沸器，塔底残液冷却器。对原料预热器和塔顶产品冷凝器进行精算，塔顶冷却器和塔底残叶冷却器只作初算，而塔底再沸器不作要求。

1.2 换热器设计方案的确定

1.2.1换热器类型的选择

对于所选择的换热器，应尽量满足以下要求：具有较高的传热效率、较低的压力降；重量轻且能承受操作压力；有可靠的使用寿命；产品质量高，操作安全可靠；所使用的材料与过程流体相容；设计计算方便，制造简单，安装容易，易于维护与维修。 在实际选型中，这些选择原则往往是相互矛盾、相互制约的。在具体选型时，我们需要抓住实际工况下最重要的影响因素或者说是所需换热器要满足的最主要目的，解决主要矛盾。

本文中两流体温差介于50℃和70℃之间的选择带补偿圈的固定管板式换热器，小于50℃的选择固定管板式换热器。

根据制定的流程方案，可选择带补偿圈的和不带补偿圈的固定管板式换热器，此类换热器的结构简单，价格低廉，宜处理两流体温差50℃到70℃且壳方流体较清洁及不宜结垢的物料，流体压强不高于600Kpa的情况。

1.2.2固定管板式换热器结构的确定

固定管板式换热器由管板、壳体、封头等组成。固定管板式换热器最容易出现的故障就是管子和管板连接部分泄漏。所以必须注意固定管板式换热器的连接方法和质量。固定管板式换热器主要分为管程和壳程两大部分。 1.2.2.1管程结构

换热器管程由换热管、管板、封头或管箱组成。 1、换热管布置和排列间距

管束的多少和长短由传热面积的大小和换热器结构来决定，它的材质选择主要考

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虑传热效果、耐腐蚀性能、可焊性等。常用管径和壁厚有￠19×2，￠25×2.5等；管长有1500mm、2000mm和3000mm；材料有普碳钢或不锈钢等。

在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用ф19mm×2mm直径的管子更为合理。这次用到的换热器的压力不大，换热器中流体没有腐蚀性，所以选择ф25×2.5 mm碳钢管。本次设计采用ф25×2.5 mm碳钢管。

换热管管板上的排列方式有正方形直列、正三角形排列、同心圆排列，正三角形排列比较紧凑，管板利用率高，管外流体湍动程度高，对流传热系数大，但管外清洗较困难；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。

本次设计选择正三角形的排列方式。 2、管子与管板及其连接方式的选择

管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流体分隔开来。列管式换热器管板是用来固定管束连接壳体和端盖的一个圆形厚板，它的受力关系比较复杂。厚度计算应根据我国“钢制压力容器设计规定”进行，一般采用20到30个毫米的。

管板与管子的连接可胀接，焊接和胀焊并用。焊接法应用广泛，这次用到的换热器内流体温度不高，压力不大，所以选择焊接的方式连接管子和管板。 3、封头、管箱的确定

列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。用以分配液体和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管子进行清洗或更换。 1.2.2.2 壳程结构

壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板及缓冲板等元件组成。 1、换热器壳体的确定

根据管间压力、直径大小和温差力决定它的壁厚；由介质的腐蚀情况决定它的材质。直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mm的用钢板卷焊而成。根据工作温度选择壳体材料，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。

2、列管式换热器折流板的作用是；增强流体在管间流动的湍流程度；增大传热系数；提高传热效率。同时它还起支撑管束的作用。这次设计中的原料预热器和塔顶全凝器

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的壳程走的是蒸汽所以不安装折流板。

1.2.3流体流动空间的选择

在列管式换热器的设计计算过程中，需要预先确定哪一种流体走管程，那种流体走壳程，成为流体流动空间的选择。影响选择结果的因素很多，主要考虑以下三方面： 1.传热效果

（1）粘度大的流体或流量小的流体宜走管程。将两流体中热阻较大的一方安排在壳程，可提高对流传热系数，强化传热。 （2）待冷却的流体宜走壳程，便于传热。 2.设备结构

高压的流体、腐蚀性的流体宜在管内流过。 3.清洗方便

不洁净的或易结垢的流体宜走管程，便于清洗管子。饱和蒸汽一般通入壳程以便于及时排除冷凝液，且蒸汽较洁净，壳程可不必清洗。

1.2.4 流体流速的选择

增加流体在换热器中的流速，将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。因此，应选择适当流速。 下表列出工业一般采用的流体流速范围。

表1-2-1 工业一般流体流速

液体的种类 流速m／s 管程 壳程 一般液体 0.5－3 0.2－1.5 易结垢液体 ＞1 ＞0.5 气体 5－30 2－15 1.2.5流体进出口温度的确定

为了节省水，可提高水的出口温度，但传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量。设计时可采取冷却水两端温差为8～10℃。缺水地区选用较大的温度差，水源丰富地区选用较小的温度差。对于热流体的温差可根据工艺要求计算。

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1.2.6接管的确定

接管的选择与流体的流速和流量有关。冷凝器的管程进出口接管直径通常直径较大采用热轧无缝钢管，管壁较厚，壳程流体出口接管选择冷轧无缝钢管。这次设计的为酒精精馏换热器，压力、流量都不大，所选接管的壁厚也不大。

1.2.7管程和壳程数的确定

当管内流体流量较小时，会使管内流速较低，对流传热系数较小。为了提高管内流速，可采用多管程。但是程数过多，将导致管程流体阻力增加，面积的利用率也降低。这次采用单壳程多管程（2、4）固定管板式换热器。

1.3固定管板式换热器的设计计算

1.3.1设计计算步骤

1.3.1.1 系统物料衡算

根据产量要求，计算换热系统的原料量、产品量，再进一步确定所需计算的换热

器，逐步进行换热器的选用。 1.3.1.2 选用换热器

1、热负荷的计算，冷却介质用量的计算或加热介质用量的计算；

2、平均温度差的计算，当两侧流体均为变温传热时，应进行温度差的校正； 3、流动空间的选择；

4、初估总传热系数，计算换热面积，初选换热器。 1.3.1.3核算总传热系数

计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻，在计算总传热系数K计。比较K计和K选，若K计/K选=1.1-1.25,则初选的设备合格。否则需另设K选值，重复以上计算步骤。

1.3.1.4计算管、壳程压强降

计算出选设备的管、壳程流体的压强降，如超过工艺允许的范围，要调整流速，再确定管程数，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。 1.3.1.5接管尺寸计算

通常，进行换热器的设计时，应在满足传热要求的前提下，再考虑其他的问题。它们之间往往是矛盾的。例如，若换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降(阻力）增大，相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积，总传热系数和压强降降低，又受到安装换热器允许的尺寸的限制，且换热器的造价也提高了。

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第二章 设计的工艺计算

2.1 全塔物料恒算

根据设计要求可知：塔顶产品乙醇的质量D=3.2万吨，乙醇的质量分数

XD=0.92,精馏原料粗乙醇的质量分数XF=0.5,塔底残液乙醇的质量分数XW=0.005

3.6?106D??5?103kgh24?300

由

F?D?WF?XF?D?XD?W?XW

W?4.343?103kg/h 求得 F?9.343?103kg/h

回流比：R=2

34所以V?L?D?3D?3?5?10?1.5?10kg/h

2.2 原料预热器的设计和计算

2.2.1 确定设计方案

1．选择换热器的类型

换热器中两流体温度差不大，壳程压力较小，故可选择固定管板式换热器。 2．流动空间和管材的选用

设计任务的热流体为水蒸汽，冷流体为原料液乙醇。由于蒸汽比较干净不易结垢，所以蒸汽走壳程以便于及时排除冷凝液，原料液中可能含有杂质、易结垢，而粘度大、流量较小的原料液中的水为易结垢液体，所以原料液走管程便于清洗管子。因碳钢管价格低强度好，预热器中的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管。 2.2.2 根据定性温度确定物性参数

热流体：125oC→125oC 定性温度为T=125oC（绝对压力0.2MPa） 冷流体：20oC←81.9oC 定性温度为t?根据定性温度分别查取的物性参数如下：

20?81.9?50.95oC。 2 6

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表2-2-1 预热器内原料物性参数

名 称 密度ρ Kg/m3 定压比热Cp 导热系数λ kJ/(Kg·℃) 2.73 4.17 4.260 W/(m·℃) 0.15 0.65 0.6862 粘度μ Pa·s 7.0×10-4 汽化热r kJ/kg 乙醇液（50.95℃） 764 水（50.95℃） 水(120.2℃) 水蒸汽(120.2℃) 988.1 943.1 1.1273 54.94×10-5 2.373×10-4 2204.6 2.2.3换热器的衡算

原料预热器的工艺计算 1.估算传热面积，初换热器 (1)热负荷的计算 CPC=0.5?(2.73+4.17)=3.45kJ/h Q?WCCPC?t?9.343?103?3.45??81.9－20??1.995?106kg/h?554.3?103W (2)蒸汽的消耗量 Q=Wh×r=WcCPc(t2-t1) Q1.995?106Wh???910.21kg/hr2191.8 (3)计算平均温度差 一侧恒温，求逆流时的平均温度差： 蒸汽 T 125℃ ← 125℃ 原料液t 20℃ → 81.9℃ △t 105℃ 43.1℃ ?tm??t2－?t1105－43.1??69.5℃?t2105 lnln?t143.1 7

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计算R： R?(T1?T2)/(t1?t2)?0 无需校正Δtm 初选K估算传热面积，参照《换热器》，取K选=900 W/(m2·℃) 传热面积S： Q544.23?103S???8.86 K??tm900?69.5(5)初选换热器型号 由于两流体温差大于50℃，小于70℃，可选用带有补偿圈的固定管板式换热器。根据固定管板式换热器的系列标准，初选的固定管板式换热器型号为：JB/T 4715-92 主要参数如下：表2-2-2 列管参数 公称直径 管子数n 管中心距mm 325mm 40 32 管子尺寸 管长L/mm 管程数Np Φ25×2.5 3000 4 0.0031 管子排列方式 正方形排列 管程流通面积/m2 实际换热面积SO S0?n?d0?L?0.06??40?3.14?0.02??3?0.06??7.39m2 采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： Q554.23?103KP???1079.1W/?m?℃? Sp??tm7.39?69.53.核算总传热系数 (1)管程对流传热系数?i 热导率：??0.36 查表得出 ??wA?A?wB?B?0.5??0.666?0.15??0.408 3.45?1000?5.53?10?4Pri???3.79 k0.408Cpu对于低粘度流体，?i?0.023

?diRei0.8Pri0.4 8

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所以 ?i?0.023?0.408?(3.04?104)0.8?3.970.4?3141.76W/(m2?k) 0.02(2)壳程对流传热系数?o 若蒸汽在水平管束上冷凝，用下式计算冷凝传热系数： ?r??2?g??3???o?0.725?2?n3???d??t?o?c?14 式中?、μ、ρ均为水在125℃时液体的物性参数。r为水在125℃下的汽化热。 2191.8?1000?948.52?9.81?0.685631/42m??C W/?0?0.725()?6323.682/3?47.53?2.243?10?0.025?5(3)污垢热阻 根据《化工原理课程设计》书中的附录二十查得管内、外侧污垢热阻分别为： Rsi?1.7197?10?4(m2?℃)　/W Rso?0.859?10?4(m2?℃)/W (4)总传热系数K dm?25?20?22.41mm25 ln20K?1 dodob?do1?Rsi??Rso??i?didi??dm?o 10.0250.0250.0025?0.0251?4?42.7197?10?1???0.859?10?即K3141计=1075.81W/(m·℃) .76?0.020.0250?0.022416323.68?1075-K.81)/ K??1075.81?900?/900?19.44% (K K?计选选故所选择的换热器是合适的。 3.核算压降 (1)管程压降 9

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ΔPi??ΔP ∑1?ΔP2?FtNsNp 其中FT?1.4,NS?1,NP?4，??3 ?1/?M?w/?A?w/B??m?857.9kg/m?lg?m??xilg?i 3 平均粘度 ?um?5.53?10?4Pa?s 管程流速 ui?wc2.6??0.98m/s ?mAi857.9?0.0031雷诺数Rei?diui???0.02?0.98?857.94?3.04?10?10000(湍流) ?45.53?10对于碳钢管,取管壁粗糙度ε=0.1mm，所以 ? ?di?0.1?0.00520由《食品工程原理》书的λ-Re关系图中可查得 λ=0.032 L?ui3857.9?0.982?P??0.032??1977.43Pa1??d20.022??u2??857.9?0.982???P2????2???3?????1235.89Pa 2??????P?(1977.43?1235.89)?1.4?1?4?17.99KPa?50Kpa i(2)壳程压降 ∑ΔPo?ΔP′1?ΔP，Ns=1。 2FsNs,其中Ft=1.0（气体）ρuΔP1′=Ffonc(Ns+1)o 222BρuoΔP2??NB(3.5?) D22?′?因管子排列方式为正三角形，所以 F=0.3。 nc?1.19n?1.1940?7.53

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D?1.05tN/??1.05?0.032?40/0.5?0.301 壳程流通面积 A0??4(D2?nd02)?3.14?(0.3012?40?0.022)?0.059m2 4壳程流速 u0?Vs910.21??3.11m/s A00.059?1.38?3600雷诺数 Re0?d0u0??0.02?3.112?1.38??6405.67?500 ?51.34?10?0.028f0?5.0Re0?5.0?6405.67?0.228?0.678 1.38?3.112?P?Ffnc?Ns?1??0.3?0.678?7.53?(1?1)??20.44Pa 22'12?u0因壳程通过的是水蒸汽，故不需加折流挡板，即NB=0，因此ΔP2′=0。 ??P???P??P?FN012ts?20.44?1?1?20.44Pa?50KPa 计算结果表明,管程和壳程的压降均能满足设计要求。 设计结果：选用带补偿圈固定管板式换热器，型号：JB/T 4715-92 4.接管的选择 (1)管程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小，选择原料液进出接管的流速为ui?2m/s，则接管内径为 d?4qv4?9343??43.9mm u?3.14?2?857.9?3600根据《化工流体流动与转热》附录二十二的热轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ50mm×3mm,di=44mm=0.044m 核算流速 ui?4qv4?9343??1.94m/s ?di23.14?(0.044)2?857.9?3600故选择的接管规格合适。 (2)壳程流体进口接管的选择 根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小，选择水蒸汽进入接管时的蒸汽的流速为

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u0?24m/s，则接管内径为 d?4qv4?910.21??101.8mm ?u3.14?24?1.296?3600根据热轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ108mm×3mm, di=102mm=0.102m 核算流速 u?4qv4?910.21??23.9m/s 22?d3.14?(0.102)?1.296?3600故选择的接管规格合适。 （3）壳程流体出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小，选择冷凝液流出接管时的流速为u?2m/s，则接管内径为 d?4qv4?910.21??25.4mm ?u3,14?1.5?997.5?3600根据《化工流体流动与转热》附录二十二的冷轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ32mm×3mm，di=26mm=0.026m 核算流速 u?4qv4?910.21??1.87m/s ?di3.14?0.02?997.5?3600故选择的接管规格合适 2.3塔顶冷凝器的设计和计算

2.3.1确定设计方案

1、选择换热器的类型。

全凝器是把78.3℃的含乙醇91%的蒸汽冷凝为78.3℃的的饱和液体，冷却水的进口温度是15℃，由于呼和浩特地区是缺水地区，所以选择冷却水的出口温度为35℃。全凝器中两种流体温度变化不大（50℃--70℃），选择带补偿圈的固定管板式换热器。

2、流动空间和管材的选用。

由于蒸汽是热流体且比较干净不易结垢，蒸汽走壳程便于散热，可提高冷却效果，

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不必清洗管子而且便于及时排除冷凝液。粘度大，流量较小的冷却水易结垢走管程便于清洗管子，此外还可以提高流速以增大其对流传热系数。所以，蒸汽走壳程，冷却水走管程。因碳钢管价格低强度好，全凝器中的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管。

2.3.2 根据定性温度确定物性参数

热流体T 78.3℃ ← 78.3℃ 冷流体t 15℃ → 35℃ △t 63.3℃ 43.3℃ 冷流体的定性温度为25℃ 热流体的定性温度为T=78.3℃。 根据定性温度分别查取的物性参数如下：

表2-3-1 塔顶冷凝器内原料物性参数

名 称 密度ρ Kg/m3 乙醇（78.3℃） 736.775 定压比热Cp 导热系数?，kJ/(Kg·℃) 3.84 1.8046 W/(m·℃) 0.1532 0.022 粘度μ Pa·s 4.4×10-4 1.038110-5 水（78.3℃） 996.5 4.1782 0.6728 3.620210-4 水蒸气（78.3℃） 0.2752 0.6228 0.364210-3 冷却水(25℃) 997.6 4.181 0.6032 0.953510-3 × ×2311.8 × 汽化热r kJ/kg 864 乙醇蒸气（78.3℃） 1.6248 ×

2.3.3 换热器的衡算 塔顶冷凝器的工艺计算 13

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1.估算传热面积，初选换热器。 (1)热负荷的计算 V?1.5?104kg/h r?0.93?864?0.07?2311.8?965.346kJ/h 1.5?104Q?Wh?r??965.346?1000?4.02?106 3600(2)冷却水的消耗量 Q?Wh?r?Wc?Cpc??t2?t1? Q4.02?106Wc=W???4.81?104 Cpc??t2?t1?4.181?20(3)计算平均温度差 按单壳程、双管程考虑，一侧恒温，求逆流时的平均温度差： 热流体T 78.3℃ ← 78.3℃ 冷流体t 15℃ → 35℃ △t 63.3℃ 53.3℃ ?t?63.3-43.3 ?52.67℃ ln63.3/43.3(4)初选K值，估算传热面积 由表3，取K选=900W/(m2?℃). 传热面积S： Q4.02?106S???84.8m2 K??tm900?52.67由于两流体温差为52.67°C（50℃～70℃），选择带有补偿圈的固定管板式换热器。根据固定管板式换热器的系列标准，初选的固定管板式换热器型号为：JB/T 4715-92 主要参数如下： 表2-3-2 列管参数 公称直径

600mm 管子尺寸 14

φ25×2.5

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管子数n 管中心距mm 245 32 管长L/mm 管程数Np 4500 1 管子排列方式 正方形 管程流通面积/m2 0.0769 实际换热面积 2S0?n?d（L-0.06）?245?3.14?0.02?（4.5-0.06）?68.31m0 Q4.02?106K0???1117.3W/(m2?℃)2.核算总传热系数S0??tm 68.31?52.67 (1)管程对流传热系数?i ??wA?A?wB?B?0.93?0.22?0.07?0.6032?0.627 4.181?4.76?10?4Pri???0.317 ?0.627Cp?对于低粘度流体，?i?0.023所以?i?0.023?λ0.80.4ReiPri di0.627?(2.26?104)0.8?0.3170.4?1029.2W/(m2??C) 0.02(2)壳程对流传热系数?o 若蒸汽在水平管束上冷凝，用下式计算冷凝传热系数： ?r??2?g??3???o?0.725?2?n3???d??t?o?c?14 式中?、μ、ρ均为蒸汽在78.3℃时液体的物性参数。r为蒸汽在78.3℃下的汽化热。 ?0?0.725?(2311.8?1000?976.52?9.81?0.627318.633?3.6202?10?4?0.025?52)14?8548.41W/(m2??C) (3)污垢热阻

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根据《化工流体流动与传热》书中的附录二十查得管内、外侧污垢热阻分别为： Rsi?1.7197?10?4(m2?℃)　/W Rso?0.859?10?4(m2?℃)/W (4)总传热系数K K?1 dodob?do1?Rsi??Rso??i?didi??dm?o 10.0250.0250.0025?0.0251?1.7197?10?4??0.859?10?4?1092.2?0.020.0250?0.022418548.411061.1?9002（K计?）/K??100%?17.9% ?K1061.1W/(m??C)选选900 K? 故所选择的换热器是合适的。 3.核算压降 (1)管程压降 ΔPi??ΔP1?ΔP2?FtNsNp ∑其中Ft?1.4,NS=1,Np?1，??3 WC1.732?105??0.83m/s 管程流速 ui??mAi0.0769?750.5?3600雷诺数Rei?diui???0.02?0.83?750.5?2.62?104?10000(湍流) ?44.76?10ε0.1??0.005 di20对于碳钢管,取管壁粗糙度ε=0.1mm，所以由《化工流体流动与转热》书的λ-Re关系图中可查得 λ=0.028。 L?ui4.5750.5?0.832?0.028???1.629KPa ?P1??di20.0222750.5?0.832?3??775.5Pa ?P2?322?ui2 16

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??Pi?(0.7755?1.629)?1.4?1?1?3.367KPa?50KPa (2)壳程压降 ∑ΔPo?ΔP′1?ΔP2FsNs,其中Fs=1.15，Ns=1。 ρuo2? ΔP1?Ffonc(NB?1)222Bρuo ΔP2??NB(3.5?)D2?′?因管子排列方式为正方角形，所以 F=0.3。 nc?1.19n?1.1245?18.63 D?1.05N/??1.05?0.032?245/0.6?0.68 壳程流通面积 A0??4(D2?nd0)?23.14?(0.682?245?0.022)?0.286m2 4Vs3.46?106壳程流速 u???3.37m/s 0A03600?997.575?0.286雷诺数 Re0?deu0???0.02?3.37?997.575?7.05?104?500 ?30.9535?10f0?5.0Re?0.228?5.0?(7.05?104)?0.228?0.392 1.6248?3.372?P?0.3?0.392?18.63?2??40.43Pa 2'1加挡板：对数n?2，间距B?0.6m，壳径D=0.68m 2B?u22?0.51.6248?3.372?P?NB(3.5?)?4?(3.5?)??74.9Pa D20.682'2??P0?(40.43?74.9)?1.15?1?1?132.6Pa(?10KPa) 计算结果表明,管程和壳程的压降均能满足设计要求。 设计结果：选用固定管板式换热器，型号：JB/T 4715-92 4.接管的选择 (1)管程流体进出口接管的选择

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根据液体一般在管中的流速大小，选择原料液进出接管的流速为u?2m/s，则接管内径为 d?4qv4?1.38?104??47.6mm ?u3.14?2?3600?750.5根据《化工流体流动与传热》附录二十二的热轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ54mm×3mm,di=48mm=0.048m 4qv4?1.38?104核算流速 u?2??1.761m/s 2?di3.14?0.048?3600?750.5故选择的接管规格合适。 (2)壳程流体进口接管的选择 根据饱和蒸汽一般在管中的流速大小，选择水蒸汽进入接管时的蒸汽的流速为u?2m/s，则接管内径为 d?4qv4?5?103??34.1mm ?u3.14?2?750.5?3600根据热轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ42mm×3.5mm, di=35mm=0.035m 4qv4?5?103?1.62m/s 核算流速 u?2??d3.14?0.0352?750.5?3600故选择的接管规格合适。 （3）壳程流体出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小，选择冷凝液流出接管时的流速为u=2.0m/s，则接管内径为 d?4Vs4?910.21??53.4mm ?u3.14?2.0?736.775?3600根据《化工流体流动与传热》附录二十二的冷轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ58mm×2mm，di=54mm=0.054 核算流速 u?4qv4?910.21??1.998m/s 22?di3.14?0.054?736.775?3600故选择的接管规格合适。

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2.4 塔顶冷却器的设计

2.4.1 确定设计方案

1．选择换热器的类型

塔顶冷却器是把78.3℃的含乙醇92%的饱和液冷却储存，热流体的进口温度都是78.3℃，热流体的出口温度是35℃。冷却水的进口温度是12℃，出口温度是25℃.

冷却器中流体温度差不大，壳里压力是常压，可选择固定管板式换热器。 2．确定流体的流经和管材。

由于冷却水可能含有渣滓,走管程利于清洗，由于壁面的原因热流体走壳程有利于提高冷却效果，所以塔顶馏出液走壳程，冷却水走管程。换热器内的流体没有腐蚀性所以选用碳钢管，可降低设备费。

2.4.2 根据定性温度确定物性参数

热流体 T 78.3℃ → 35℃

冷流体t 25℃ ← 15℃（呼和浩特地区水温15℃）

△t 53.3℃ 20℃

78.3?35?56.65oC。 225?15冷流体的定性温度为t??200c。

2热流体的定性温度为T?根据定性温度分别查取的物性参数如下：

表2-4-1 塔顶冷却器原料物性参数

名称 密度ρ Kg/m3 冷却水(20℃) 乙醇（56.65℃） 水（56.65℃） 998.2 778.29 984.25 定压比热Cp 导热系数k，kJ/(Kg·℃) 4.183 2.938 4.184 W/(m·℃) 0.5989 0.183 0.65 粘度μ Pa·s 1.005×10-3 0.635×10-3 489×10-6 汽化热r kJ/kg 572 19

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2.4.3 换热器的衡算 塔顶冷却器的工艺计算 1.估算传热面积 (1)热负荷的计算 Cph?0.93?2.75?0.07?4.181?2.86kJ/h D?Wh?4.03?103kg/h Q?Wh?Cph??T1?T2? 5.318?103??2.864?1000?(78.3?35) 3600?6.37?105KJ/h?1.77?105W （2）冷却水消耗量 Q?Wh?CPh?(T1?T2)?Wc?Cpc??t2?t1? Q1.77?105Wc???1.52?104kg/h Cpc?(t2?t1)4.183?(25?15)?1000(3)计算平均温度差 按单壳程、双管程考虑，一侧恒温，求逆流时的平均温度差： 热流体 T 78.3℃ → 35℃ 冷流体t 35℃ ← 15℃ △t 53.3℃ 20℃ ?tm??t2??t153.3?20??35.80oC ?t53.3lnln220?t1(4)初选K值，估算传热面积 由表3，取K选=840W/(m2?k). 传热面积S： 5Q177?10S??5.89m2 =K??tm840?35.80 20

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由于两流体温差为33.3℃，选择带有补偿圈的固定管板式换热器。根据固定管板式换热器的系列标准，初选的固定管板式换热器型号为：JB/T 4715-92主要参数如下： 表2-3-2 列管参数 公称直径 管子数n 管中心距mm 273mm 56 25 管子尺寸/mm 管长L/mm 管程数Np φ19×2.0 2000 2 管子排列方式 正方形 实际换热面积SO 管程流通面积/m2 0.0049 So?nπdo(L-0.06)?56?3.14?0.019?(2-0.06)?6.48m2 Q1.77?105Ko???762.86W(m2?k) S0?Δtm6.481?35.802.核算总传热系数 (1)管程对流传热系数?i Rei?1.8?104?104 4.183?103?1.005?10?3Pri???7.02 ?0.5989cpμ对于低粘度流体，?i?0.023λ0.80.4ReiPri 所以 di?i?0.023?0.80.5985 ??1.8?104??7.020.4?3948.49W（/m2?K）0.02(2)壳程对流传热系数?o 若热流体在水平管束上冷却，用下式计算冷却传热系数： ?o?0.36?deRe0.55Pr0.33330.36?0.1982(1.2?105)0.558.60.33330.022 ?4130.489W/(m2?k) 21

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(3)污垢热阻 根据《化工流体流动与传热》书中的附录二十查得管内、外侧污垢热阻分别为： Rsi?1.7197?10?4(m2?k)/W Rso?0.859?10?4(m2?k)/W (4)总传热系数K K?1 dodob?do1?Rsi??Rso??i?didi??dm?oK?125250.0025?251 ?1.7197?10?4????0.859?10?4?8292.25?42048.58?22.413148.42?848.633W/(m2?k) 即K计=848.633W/(m2?k) ?K/K计=（848.633?739.832）/848.633=0.01282=12.82% 故所选择的换热器是合适的。 3.核算压降 (1)管程压降 ΔPi??ΔP1?ΔP2?FtNsNp 其中Ft?1.5,NS=1,NP?2 VS1.5232?104??0.866ms 管程流速 ui?Ai0.0049?999.5?3600雷诺数Rei?diuiρ0.015?0.866?999.54410??1.8?10> (湍流) ?4μ0.8937?10ε0.1??0.005 di20对于碳钢管,取管壁粗糙度ε=0.1mm，所以由《化工流体流动与转热》书的λ-Re关系图中可查得 λ=0.038。 22

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Lρui22999.5?0.8662ΔP?0.038???1.898KPa1?λdi20.0152 ρui2999.5?0.8662ΔP2?3?3??1.124KPa 22?ΔP??1.898?1.124??1.5?1?2?9.066KPa(?50kPa) i(2)壳程压降 ?m?wA?A?wB?B?0.198 ?m?wA?A?wB?B?6.0?10?4pa?s ?m?1wA?A?wB?789.74kg/m3 ?B4(t2?de??4?d0d02)4?(0.0282???4?0.0190.0192)?0.0336m 壳程流通面积 A0?hD(1?d00.019)?0.05?0.273(1?)?4.38?10?3m2 t0.028壳程流速 u?Vs5138?3600??5.0m/s ?3A04.38?10?789.74因管子排列方式为正方形，所以 F=0.3。 nc?1.1n?1.1?56?8.23 雷诺数 Reo?deuoρ0.022?5.0?789.744410??1.4?10> -4μ6.0?10-0.228fo?5.0Reo-0.228?5.0??1.4?105??0.335 ρuo2?ΔP 1?Ffonc(NB?1)2 23

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789.74?52?0.3?0.335?80.23?(2?1)??3.12kPa 2加挡板：对数n?2，间距B?0.028m，壳径D?0.273m 2B?u22?0.028999.5?52ΔP2??NB(3.5?)?2?(3.5?)?3.2kPaD20.2732?ΔP??ΔP?ΔP?FNNo12tsp ?(3.12?3.2)?1.0?1?6.32kPa(?10kPa) 计算结果表明,管程和壳程的压降均能满足设计要求。 设计结果：选用固定管板式换热器，型号：JB/T 4715-92 4.接管的选择 (1)管程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小，选择冷却液进出接管的流速为u?1.8m/s，则接管内径为 4Vs4?1.523?104d???54.7mm ??u3.14?1.8?999.5?3600根据《化工流体流动与传热》附录二十二的热轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ65mm×3.5mm,di=58mm=0.058m 4V4?1.523?104??1.60m/s 核算流速 u?22?di3.14?0.058?999.5?3600故选择的接管规格合适。 (2)壳程流体进出口接管的选择 根据液体一般在管中的流速大小，选择待冷却进入接管时流速为u?1.8m/s，则接管内径为 4Vs4?5.138?103d???35.8mm ??u3.14?1.8?787.4?3600根据热轧无缝钢管的标准规格选择规格为φ42mm×3mm, di=36mm=0.036m 24

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4VS4?5.138?103??1.78m/s 核算流速 u?22?di3.14?0.036?787.4?3600故选择的接管规格合适。 2.5 塔底冷却器的设计

2.5.1 确定设计方案

1．选择换热器的类型

冷却器是把99.3℃的含乙醇0.5%的釜底液冷却储存，热流体的进口温度是99.3℃，热流体的出口温度是35℃,为了节约热量选择用原料液来冷却釜底液体.冷流体的进口温度是12℃,出口温度25℃。 2．确定流体的流经

由于原料液可能含有渣滓,走管程利于清洗，且原料液可通过热流体的传热提高温度，在进入原料预热器时可节省蒸汽用量；热流体走壳程可通过壳壁面向空气中散热，有利于冷却。所以原料液走管程，釜底液走壳程。换热器内的流体没有腐蚀性，所以选用碳钢管，可降低设备费。

2.5.2 根据定性温度确定物性参数

热流体 T 99.3℃ → 35℃

冷流体t 25℃ ← 12℃（呼和浩特地区水温12℃）

△t 74.3℃ 23℃

99.3?35?67.150C。 225?12?18.50c。 冷流体的定性温度为t?2热流体的定性温度为T?根据定性温度分别查取的物性参数如下：

表2-5-1 塔底冷却器原料物性参数

名称 密度ρ Kg/m3 0.5%乙醇液（67.15℃） 冷却水（20℃） 979.37 998.2 定压比热Cp 导热系数k，kJ/(Kg·℃) 4.24 4.183 W/(m·℃) 0.6608 0.5989 粘度μ Pa·s 4.202×10-4 1.005×10-3 25

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2.5.3 换热器的衡算 热量衡算 1.估算传热面积 (1)热负荷的计算 4.343?103Q?Wh?Cph?(T2?T1)??4.24?(99.3?35)?1000?2.997?105W (2)冷3600却水消耗量 Q?Wh?CPh?(T1?T2)?Wc?Cpc??t2?t1? Q2.997?105WC???2.817?104kg/h CPC?(t1?t2)4.181?(35?15)?1000(3)计算平均温度差 按单壳程、双管程考虑，一侧恒温，求逆流时的平均温度差： 热流体 T 99.3℃ → 35℃ 冷流体t 35℃ ← 12℃ △t 64.3℃ 23℃ ?tm??t2??t164.3?23??40.170c ?t64.3lnln223?t1

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2.6塔底再沸器工艺粗算 塔底再沸器物料衡算 （1）估算传热面积，初选换热器型号 热流体：加热蒸汽 冷流体：釜残液 ①本物性数据的查取 釜残液的定性温度：99.3 oC 加热蒸汽定性温度 ：125 oC 由于釜残液中乙醇含量很低，粗略计算时，可按纯水计算。查得99.3oC的水和125oC的水的汽化热分别为r1?2260.15kJ/kg和r2?2191.8kJ/kg ②热负荷计算 由V/?L/?W,F?D?W 和L/?L?qF 泡点进料q?1得V1?V?1.5?104kg/h?342.47kmol/h 18?V/?r1?1000因此Q? 3600 所以Q?18?342.47?2260.15?1000?3.764?106w 3600Q3.764?106?3600??6.047?103kg/h 蒸汽流量：Wh?Cph??t2191.8?1000③确定流体的流径 设计任务的冷流体为釜残液，热流体为水蒸汽，为提高加热效果，令釜残液走壳程，蒸汽走管程。

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2.7 离心泵的选型与计算

设计任务要求离心泵用于原料液的输送，是原料泵，根据流程图，该离心泵需要完成从储罐输送原料液流经100m长的直管管路、管路中各部件（包括1个截止阀、1个取样阀、1个调节阀、2个标准弯头）、预热器管程，再到精馏塔进料口。

2.7.1物性参数的获取

考虑到直管中流动的是不可压缩的液体，温度使密度变化的不大，可以近似认为原料液物性参数取初始温度为20℃时的数据。

20℃时，乙醇的密度为790kg/m3 水的密度为998.2kg/m3 原料液平均密度：?m=150P%+998.2790=882kg/m3

由lg?m=0.28lg1.18?10-3+0.72lg1.0042?10-3 所以平均黏度?m=1.05?10-3Pa?s

Q?F??1.96kg/s 3?33882kg/m?2.63?10m/s表2-7-1 管路中原料液单一物质与混合物体的物性参数

名称 20℃水 20℃乙醇 20℃原料液（50%乙醇，50%水） 密度ρ kg/m3 998.2 790 882 粘度μ Pa·s 1.0042?10-3 1.18?10-3 1.05?10-3

2.7.2离心泵的选型

⑴ 体积流量Q?F??2.32kg/s?2.63?10?3m3/s 3882kg/m⑵ 设计输送高度（储罐液面与精馏塔进料口高度差）为?Z?20m，根据预热器接管的计算，已知输送管道为令储罐液面保持恒定，并且设计储罐液面上方维持常压并以

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此为基准面，设液面绝对压力为101.3kPa，设计精馏塔进料口处的塔内绝对压力为121.0kPa.

⑶ 以储罐液面为基准面，在基准面和精馏塔出口水平面之间列柏努利方程得压头计算式：

ub22?ub12p2-p1++?Hf 管路的压头He=?Z+2g?g其中?Z=20m ub1=0m/s ub2Q2.63?10?3???2.63m/sA??(0.042?2?0.003)2

4⑷阻力压头损失的计算 ① 直管阻力压头损失的计算

Re?di?ub2??0.036?2.63?882??79531.2 ?3u1.05?10取碳钢管的粗糙度为?=0.1mm，则由?-Re图，查得?=0.033

?di=0.1=0.00278 36Lu21002.182=0.033??=22.2m 直管长L=100m，则直管压降?Hf1=?di2g0.0362?9.81直管管路中各部件包括1个截止阀、1个取样阀、1个调节阀、4个标准弯头： 截止阀：Le=1?15=15m 调节阀（全开）：?=6 标准弯头：Le=4?1.5?6m 出口阻力系数：?=1 进口阻力系数：?=0.5 共有进口2个，出口2个 所以局部阻力压降为

l?Hf1=???????d?15?62.632?u22?2g?(0.033?0.036?6?2?0.5?2?1)?2?9.81?9.96m ?冷却器管程压降为11200 Pa, 预热器管程压降为10615Pa

换热器的总压降为; ?Hf3=?P冷却?g+?P预热?g=1120010615+=2.52m

882?9.81882?9.81ub22?ub12p2-p1++?Hf ?20?22.2?9.96?2.52?54.68m 管路的压头He=?Z+2g?g 29

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又因为输送的液体为有机溶剂，属于易燃物品，所以要求必须有较高的密封性能，故选用油泵（Y型）。

根据，从Y型离心油泵系列中选取50Y-60型离心泵。

表2-7-2 50Y-60型离心泵主要参数

由于原料液的密度?=882kg/m3小于水的密度，所以不需核算泵所需的轴功率，体积流量 扬程 m 12.5 60 轴功率 KW 5.95 转速 r/min 2950 效率 35% 而从上面有关数据科看出，泵所提供的流量Q和扬程H均稍大于管路系统要求值，实际生产操作中流量可通过泵出口阀开度来调节。

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第三章汇总表

3.1原料预热器结果汇总表 热流体 冷流体 热负荷 125℃-125℃水蒸气 20℃-81.9℃原料液 554.3?10w 3管子根数n 管心距 换热管长度L 管子排列方式 管程流通面积 管程对流传热系40 32mm 3000mm Wh Wc Δtm K选 公称直径DN 换热面积 管程数NP 管程压强降 管程接管 910.21 Kg/h 9343Kg/h 69.5℃ 900 W/(m·℃) 325mm 正方形 0.0031m2 3141.76W/(m2·℃) 6323.68W/(m·℃) 0.8598×10-4 (㎡ ℃)/W 1.7197×10-4(㎡ ℃)/W 1075.81 W/(m2·℃) 数 壳程对流传热系数 Rso 7.39m2 Rsi 4 总传热系数K 17.99KPa 进：do=50,b=3,di=44mm 出：do=50,b=3,di=44mm 壳程压强降 20.44Pa 进：do=108,b=3,di=102mm 出：do=32,b=3di=26mm 壳程接管

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2.2塔顶全凝器结果汇总表 热流体 冷流体 热负荷 Wh Wc Δtm K选 公称直径DN 换热面积 管程数NP 管程压强降 管程接管 78.3℃-78.3℃乙醇蒸气 15℃-35℃冷却水 4.02?10 w 6管子根数n 管心距 换热管长度L 管子排列方式 管程流通面积 管程对流传热245 32mm 4500mm 正方形 0.0769m2 1029.2 W/(m2·℃) 8548.4W/(m·℃) 1.7197×10-4 (㎡ ℃)/W 0.859×10-4(㎡ ℃)/W 1061.1W/(m2·℃) 15000 Kg/h 48100Kg/h 52.67℃ 900W/(m·℃) 600mm 系数 壳程对流传热系数 Rso 68.31m2 Rsi 1 总传热系数K 3.367KPa 进：do=54,b=3,di=48mm 出：do=54,b=3,di=48mm 壳程压强降 132.6Pa 进：do=42,b=3.5,di=35mm 出：do=58,b=2,di=54mm 壳程接管

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2.3塔顶冷却器结果汇总表

热流体 冷流体 热负荷 Wh Wc Δtm K选 公称直径DN 换热面积 管程数NP 管程压强降 管程接管

78.3℃-35℃产品 15℃-35℃冷却水 1.77?10W 5管子根数n 管心距 换热管长度L 管子排列方式 管程流通面积 管程对流传热56 32mm 2000mm 正方形 0.0049m2 3948.49W/(m2·℃) 4130.489W/(m·℃) 0.859×10-4 (㎡ ℃)/W 1.7197×10-4(㎡ ℃)/W 848.633W/(m2·℃) 6.32KPa 进：do=38,b=3,di=32mm 出：do=38,b=4.5,di=29mm 4030Kg/h 15200 Kg/h 35.80℃ 840W/(m·℃) 273mm 6.48m2 2 9.066KPa 进：do=42,b=3,di=36mm 出：do=42,b=3,di=36mm 系数 壳程对流传热系数 Rso Rsi 总传热系数K 壳程压强降 壳程接管

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第四章课程设计评论

在此次化工原理课程设计中，设计任务多种多样，列管换热器的设计便是其中之一。换热器是工业常用设备之一，在工业生产中扮演着重要的角色。换热器主要作用是对工业原料及产物的热性质进行改变。根据用途主要又分为加热器与冷凝器。常用换热器主要有固定板式换热器、浮头式换热器、U型换热器等。

在课设中主要选用固定板式换热器，对其进行了物料衡算、换热管的选择、换热器的选型等一系列工业设计。熟悉掌握换热器的化工工艺用途、设计方法、 设计注意事项。

在设计过程程中查阅相关资料获得所需物料的物化特性，在遇到不懂设计难题向老师提问有关问题，对我们的设计是至关重要的，同时这也是我们必须学习掌握的一门技巧。

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心得体会

通过此次课程设计，使我更加扎实的掌握了有关换热器方面的知识，在设计过程中虽然遇到了一些问题，但经过一次又一次的思考，一遍又一遍的检查终于找出了原因所在，也暴露出了前期我在这方面的知识欠缺和经验不足。实践出真知，通过亲自动手制作，使我们掌握的知识不再是纸上谈兵。

过而能改，善莫大焉。在课程设计过程中，我们不断发现错误，不断改正，在此过程中也感到过非常的麻烦，反感。但是都坚持着咬紧牙关继续做下去。通过此次课程设计给我很多专业知识以及专业技能上的提升，对知识传热的知识有了进一步的更全面面的了解。同时，也培养了我独立思考、动手操作的实践能力，回顾起此课程设计，从理论到实践，在这段日子里，可以说得是水深火热，但是可以学到很多很多的东西，同时不仅可以巩固了以前所学过的知识，而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识。通过这次课程设计使我懂得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正运用自己所学到的知识，从而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。

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参考文献

[1] 中国石化集团上海工程有限公司 组织编写·换热器?化学工业出版社·2008.12 [2] 柴诚敬、张国亮?化工流体与流动传热?北京：化学工业出版社?2007.7 [3] 贾绍义、柴诚敬?化工传质与分离过程?北京：化学工业出版社?2001.1 [4] 朱孝钦?过程装备基础?北京：化学工业出版社?2006.7 [5] 魏崇关、郑晓梅?化工工程制图?北京轻工业出版社·1995

[6] 内蒙古工业大学化工原理教研组·化工原理课程设计指导书（换热器分册）·2009.6 [7] 王国胜?化工原理课程设计?大连理工大学出版社?2005.2

[8]马江权、冷一欣?化工原理课程设计?北京：中国石化出版社?2009.1 [9]杨同舟?食品工程原理?中国农业出版社·2001 [10]王壮坤?流体输送与传热技术?化学工业出版社·2009

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附 录

表1-管壳式换热器总传热系数K的推荐 管 程 水 冷水 冷水 冷水 盐水 有机溶剂 轻有机物μ＜0.5mPa·s 重有机物μ＞l mPa·s 水（流速为1m/s） 水 水溶液μ＜2mPa·s 水溶液μ＞2mPa·s 有机物μ＜0.5mPa·s 有机物μ＞1mPa·s 水 水 水 水 水 水 水 水

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壳 程 水（流过较高时） 轻有机物μ＜0.5mPa·s 中有机物μ＝0.5～l mPa·s 重有机物μ＞l mPa·s 轻有机物μ＜0.5mPa·s 总传热系数/［W/（m2·K）］ 582～698 814～1163 467～814 290～698 116～467 233～582 198～233 233～465 116～349 58～233 2326～4652 1745～3489 1163～1071 582～2908 582～1193 291～582 114～349 582～1163 116～349 58～174 582～1163 174～349 814～1163 698～930 756 水（流速为0.9～1.5m/s） 水（流速为0.9～1.5m/s） 有机溶剂μ＝0.3～0.55mPa·s 轻有机物μ＜0.5mPa·s 重有机物μ＞l mPa·s 水蒸气（有压力）冷凝 水蒸气（常压或负压）冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 水蒸气冷凝 有机物蒸汽及水蒸气冷凝 重有机物蒸汽（常压）冷凝 重有机物蒸汽（负压）冷凝 饱和有机溶剂蒸汽（常压）冷凝 含饱和水蒸气的氯气（＜50℃） SO2冷凝 NH3冷凝 氟里昂冷凝 中有机物μ＝0.5～lmPa·s 中有机物μ＝0.5～l mPa·s 有机物μ＝0.5～l mPa·s 水蒸气冷凝 内蒙古工业大学课程设计说明书

表2-壁面污垢热阻系数

污垢热阻流体名流体名污垢热阻2污垢热阻m·℃/W 流体名称 m2·℃/W 称 称 m2·℃/W 有机物蒸有机物 石脑油 0.8598×10-4 1.7197×10-4 1.7197×10-4 汽 溶剂蒸汽 1.7197×10-4 盐水 1.7197×10-4 煤油 1.7197×10-4 天然气 1.7197×10-4 熔盐 0.8598×10-4 汽油 1.7197×10-4 焦炉气 1.7197×10-4 植物油 5.1590×10-4 重油 8.5980×10-4 水蒸汽 0.8598×10-4 原油 (3.4394~12.098)×10-4 沥青油 1.7197×10-3

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