内蒙古工业大学化工原理课设.doc

内蒙古工业大学化工原理课程设计

摘要
课程设计是化工原理课程中综合性和实践性较强的一个环节，它是理论联系实际的桥梁，进行体察工程实际问题复杂性的初次尝试。
关键词：预热器 全凝器 冷却器 再沸器
工业生产中过程中，两种物流之间热的交换通过换热器实现。在石油、化工、食品加工、轻工、制药等行业的生产过程中，换热器是通用的工艺设备，可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，换热器的类型性能各异，但设计所依据的传热基本原理相同，不同之处是在结构设计上需要根据各自设备特点采用不同的计算方法，本次设计采用应用广泛的列管换热器。
列管换热器的应用已有悠久的历史，在很多工业部门中，列管换热器仍处于主导地位。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，换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型的换热器相继问世。
换热器作为工艺工程必不可少的单元设备，广泛的应用于石油、化工、动力、轻工、冶金、交通、制药等行业的工程领域中，据统计，在现代石油化工企业中，换热器投资约占装置建设总投资的30%：在合成氨厂中，换热器约占全部设备总台数的40%。由此可见，换热器对整个企业的建设投资及经济效益有着重要的影响。

目录
第一章 换热器的设计 2
1.1流程方案的确定 2
1.2 设计方案的确定 3
1.2.1换热器选择的要求 3
1.2.2列管式换热器结构的确定 3
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 5
1.2.6管程和壳程数的确定 5
1.3列管式换热器的设计计算 5
1.3.1设计计算步骤 5
1.3.2计算主要公式 7
1.3.3流体流动阻力计算主要公式 8
第二章 列管式换热器的工艺设计 11
2.1 系统物料衡算 11
2.2 预热器的工艺计算 12
2.3 塔顶全凝器的工艺计算 17
2.4 塔顶冷却器的工艺计算 23
2.5再沸器的物料和热量衡算 28
2.6塔底冷却器的物料和热量衡算 29
第三章 设计结果汇总 31
第四章 结果评价 34
第五章 心得体会 3
参 考 文 献 36
第一章 换热器的设计
1.1流程方案的确定
设计的换热设备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。其中只对原料预热器和塔顶全凝器进行精算；对塔底再沸器、塔顶冷凝器进行粗算。
随着环境保护意识的增强，节约能源、减少热污染等问题在换热器设计过程中已经成为必须考虑的问题。因此在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，达到废热再回收的效果，实现节能减排。
具体的流程设计方案包括三个方面。原料预热方面：使原料先流经塔底的冷却器，同时达到既预热原料又冷却塔底残液的目的，使热量得以回收，节省加热蒸汽的消耗量，并且降低塔底残液排出的热污染。当原料液在塔底经过预热升高到一定温度后，再将其输送到精馏塔的入口处，使用加热蒸汽来进一步预热原料，使其达到要求的温度进行泡点进料。
塔顶产品的冷凝和冷却方面：塔顶的产品先以气相进入全凝器，在全凝器中通过冷却水和气相产品的传热过程使气相产品发生相变从而冷凝成为液相，其中一部分再次回到塔中进行精馏，另一部分液态的产品接着进入塔顶冷却器，再次通过与冷却水的传热使产品的温度降低到要求的温度，最后输送到储液罐中。
塔底残液的再沸和冷却方面：塔底的残液一部分进入再沸器，通过与加热蒸汽发生传热，使液相转化为气相再回到塔中进行精馏。塔底残液的另一部分则进入塔底冷却器用原料液冷却，同时热原料液。

精馏塔

全凝器
乙醇
冷却器
原料液 乙醇蒸汽
贮存器
塔
底
残
再沸塔

冷却器

下水道
液

1.2 设计方案的确定
1.2.1换热器选择的要求
1、符合工艺条件的要求 
  2、传热效率要高 换热器为了提高传热效率，必须提高流体的传热系数，减小热阻。   
3、流体阻力损失要小 
1.2.2列管式换热器结构的确定
列管式换热器主要分为管程和壳程两大部分。由换热管、管板、封头和管箱、壳体、折流挡板等组成，结构简单、牢固，操作弹性大，应用材料广。不同形式的列管式换热器主要针对换热器管程与壳程流体的温度差不同而设计。由于列管式换热器管束与壳体内通过流体的温度不同，会引起管束与壳体热膨胀程度的差异，若两侧流体的温度差较大时，就可能由于热应力而引起管子弯曲或使管子从管板上拉脱，因此必须考虑热补偿，根据热补偿的方法可以分为固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器。
1.2.3流体流动空间的选择
在列管式换热器的设计计算中，需要预先确定哪一种流体走管程，那种流体走壳程。影响选择结果的因素主要有以下三个方面：
1.传热效果
（1）粘度大的流体或流量小的流体宜走管程。流体在 有折流挡板的壳程流过时，由于流速和流向的不断改变，使流体在很低的雷诺数（>100）下便达到湍流。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，不必清洗壳程。
在确定流体流动空间时，上述三条往往不能同时满足，应视具体情况抓住主要矛盾。
1.2.4  流体流速的选择
提高流体在换热器中的速，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。所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。
　　此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如，选择高的流速，使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。
1.2.5流体进出口温度的确定
若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计，而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。为了节省水量，可使水的出口温度提高些，但传热面积就需要加大；为了减小传热面积，则要增加水量。两者是相互矛盾的。一般来说，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。当采用河水做冷却水时，出口温度一般不宜超过50℃，以防管壁过多结垢。
1.2.6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。
列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，合理的换热器管的长度应为1.5、2、3或6m。管长与壳体直径之比L/D为4~6，水平放置的换热器可取的相对大些。
增加管程数可使管内流速提高，从而提高管内对流传热系数，总传热系数也会提高，对于相同的传热速率，可使换热器面积减少;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。设计时应综合以上因素考虑适宜的管程数。
1.3列管式换热器的设计计算
1.3.1设计计算步骤
1. 系统物料衡算
根据生产过程的要求，计算换热系统所需要换热的物料量和达到的温度，再进一步确定换热方式，逐个进行换热器的计算和选用。
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 首先需决定何种流体走管程，何种流体走壳程遵循的一般原则为：
①尽量提高对流传热系数较小的一侧流体的流速，使传热面两侧的对流传热系数接近。
②在运行温度较高的换热器中，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，尽量减少冷量损失。
③管、壳程的决定应做到便于清洗除垢和维修，以保证运行的可靠性。
④应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力，使进出口端的温度比较平均。
（4）初步估算换热器的总传热系数，计算换热面积，初选换热器
3. 试算并初选设备规格
（1）确定流体在换热器中的流动途径。
（2）根据传热任务计算热负荷Q。
（3） 确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式；计算定性温度，并确定在定性 温度下流体的性质。
（4） 计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。
（5） 依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K选值。
（6） 由总传热速率方程 Q＝KSΔtm，初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列标准选择设备规格。
4. 计算管、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止。
5． 核算总传热系数
计算管、壳程对流传热系数αi 和αo，确定污垢热阻Rsi和Rso，再计算总传热系数K'，比较K得初始值和计算值，若K'/K＝1.1～1.25，则初选的设备合适。否则需另设K选值，重复以上计算步骤 。
通常，进行换热器的选择或设计时，应在满足传热要求的前提下，再考虑其他各项的问题。它们之间往往是互相矛盾的。例如，若设计的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，可能使总传热系数和压强降降低，但却又要受到安装换热器所能允许的尺寸的限制，且换热器的造价也提高了。
1.3.2计算主要公式
传热速率方程式 ：Q=KSΔtm 　　　　　
式中 Q——传热速率(热负荷)，W；
K——总传热系数，W/(m2·℃)；
S——与K值对应的传热面积，m2；
Δtm——平均温度差，℃。
1. 传热速率(热负荷)Q
（1）传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则
Q=Whcph(T1-T2)=Wccpc(t2-t1)　　　　　
式中 W——流体的质量流量，kg/h或kg/s；
cp——流体的平均定压比热容，kJ/(kg·℃)；
T——热流体的温度，℃；
t——冷流体的温度，℃。
下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。
（2）流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则
Q=Whr=Wccpc(t2-tl)　　　　　
式中W——饱和蒸汽的冷凝速率，kg/s；
r——饱和蒸汽的汽化热，kJ/kg。
2. 平均温度差
=(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)
式中 Δt1、Δt2——分别为换热器两端热、冷流体的温差，℃。
平均传热温差校正
R=()/( )
P=( )/()

3．总传热系数K
注意在通常的操作过程中，传热系数是个变量，由于污垢热阻是变化的，因此设计中选择污垢热阻时，应结合清洗周期来考虑。若污垢热阻选得太小，清洗周期会很短，所需传热面积会较小；反之，所需传热面积会较大，所以应该全面衡量，做出选择。总传热系数的计算公式为：

式中 K——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——传热管内径、外径及平均直径，m；
λ——传热管壁导热系数，W/(m·℃)；
b——传热管壁厚，m。
1.3.3流体流动阻力计算主要公式
1.管程压力降
管程压力降∑ΔPi： ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp　　　　　
式中ΔP1——直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa； ΔP1=
ΔP2—— 回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式ΔP2=
Ft—— 结垢校正系数，无因次，ф25mm×2.5mm的换热管取1.4； Ф19mm×2mm的换热管取1.5
Ns—— 串联的壳程数；
Np—— 管程数。
2.壳程压力降
（1）壳程无折流挡板
壳程压力降按流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径de代替直管内径di。
（2）壳程有折流挡板
计算方法有Bell法、Kern法、Esso法等。Bell法计算结果与实际数据一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法计算公式如下：=( + )　　
式中——流体横过管束的压力降，Pa；
——流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa；
——结垢校正系数，无因次，对液体Ft=1.15；对气体Ft=1.0；
F——管子排列方式对压力降的校正系数：正三角形排列F=0.5，正方形直列, 正方形错 列F=0.4；
fO——壳程流体的摩擦系数，fO=5.0×Reo-0.228(Re＞500)；
nc——横过管束中心线的管数，可按式3-2及式3-3计算；
B——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(SO=h(D-ncdO))计算的流速，m/s。

第二章 列管式换热器的工艺设计
2.1 系统物料衡算
已知：aF=0.5 aD=0.92 aw=0.005 q=1 R=L/D=2 MCH3CH2OH=46 Kg/Kmol MH2O=18 Kg/Kmol.
aD=0.92 xD=( aD/M)/[aD/M+( 1- aD)/M(B)]
M(D)=M×xD +M(B)(1- xD)=46×0.82+18(1-0.82)=40.96 Kg/Kmol
D=(32000×1000)/(300×24×40.96)=108.51 Kg/h
同理可以算出
精馏原料、塔顶产品、塔底残夜含乙醇的摩尔分数分别为xF =0.28 xD= 0.82 xw =0.002
解：①预热器的物料衡算：
热流体：T1=133.3 ℃→T2 =133.3℃
冷流体： t2=81.9℃←t1=20℃
F=W+D ①
FxF=Wxw+D xw ②
解得 W=210.74 Kmol/h
F=319.25 Kmol/h
已知 M(F)= 46xF+18(1-xF) =25.84 Kg/Kmol
WF =F[46xF+18(1-xF) ]= 319.25[46×0.28+18(1-0.28) ] =8249.42Kg/h

②冷凝器的物料衡算：
V=(R+1)D=(2+1)×108.51=325.53 Kmol/h
M(D)= 46xD+18(1-xD)= 40.96Kg/Kmol.
Wh=325.53×40.96=13333.7 Kg/h

③冷却器的物料衡算：
热流体：T1=78.3 ℃→T2 =35℃
冷流体： t2=24℃←t1=15℃
根据能量守恒定律Qh = Wh CphΔT= Wc CpcΔt=Qc
Cph =8% C水+ 92% C乙醇=4.176×8%+2.91×92%=3.15 KJ/(Kg·℃), Cpc=4.18KJ/(Kg·℃)
Wh =D×M=108.51×40.96=4444.56 Kg/h

④再沸器的物料衡算：
W =F-D=319.25-108.51=210.74 Kmol/h
M(W)= 46xw+18(1-xw)= 46×0.002+18(1-0.002)=18.056Kg/Kmol
Ww=W×M(W)=210.74×18.056=3805.72 Kmol/h
泡点进料：q=1, V=V’,L=V-D,L’=L+F
V=V’=525.53 Kmol/h
L=V-D=525.53-108.51=217 Kmol/h
L’=L+F=217+319.25=536.25 Kmol/h
WL’ =L’ M(W)=536.25×18.056=9682.53 Kg/h
2.2 预热器的工艺计算
（1） 估算传热面积，初选换热器型号
热流体：水蒸汽
冷流体：原料液
①基本物性数据的查取
水蒸气的定性温度 133.3 ℃ （绝对压力为0.3MPa）
原料液的定性温度（20+81.9）/2 =50.95℃
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50.95℃
763.6
2.82
0.321(50%乙醇水溶液)
0.7×10-3

水50.95℃
987.8
4.174
0.6488
54.94×10-5

水蒸汽133.3 ℃
1.6501

0.0212
1.56×10-5
2168.1
水 133.3℃
932.19
4.272
0.6858
21.27×10-5

②热负荷计算
M(F)= M×xF+M(B)(1-xF)=46×0.28+18(1-0.28)=25.84 Kg/Kmol
Wc=F×M(F)=319.25×25.84=8249.43 Kg/h
Qc= Wc·CPc·(t2-t1)=8249042×4.17×103×(81.9-20)/3600=591490.3W
因为r=2168.1 KJ/Kg ，
Qh = Wh·r =Wc·CPc·(t2-t1)=Qc
水蒸汽的消耗量：
Wh=972 kg/h
③确定流体的流径
设计任务的热流体为水蒸汽，即Wh ; 冷流体为原料液，即Wc； 为使水蒸汽通过壳壁面向空气中散热提高冷却效果，令水蒸汽走壳层，原料液走管程。
④计算平均温度差
暂按单壳程双管程考虑，先求逆流平均温度差
水蒸汽 T1=133.3 T2 =133.3
原料液 t2=81.9 t1=20
Δt 51.4℃ 113.3℃
Δtm =（113.3-51.4）/ln（113.3/51.4）=78.4℃
计算R：
R=(T1-T2)/(t2-t1)=0 无需校正Δtm。
⑤选K值，估算传热面积
取K=630 W/(m2·℃)
S=Q/(K·Δtm )=591490.3 /（630×78.4）=11.98m2
⑥初选换热器型号
由于两流体温差大于50℃，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：G400Ⅱ-0.6-12.2
主要参数如下：
外壳直径
400mm
公称压力
0.6MPa
公称面积
12.2 m2
管子尺寸
Φ19×2
管子数
146
管长
1500mm
管中心距
25mm
管程数Np
4
管子排列方式
正三角形
管程流通面积
0.0065m2
实际换热面积：
So=nπdo (L-0.06)=146×3.14×0.019×(3-0.06)=12.54m2
采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
Ko=Q/ (So·Δtm )= 591490.3 /（12.54×78.4）=601W/(m2·℃)
（2）核算压降
①管程压强降
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np
其中Ft=1.5，Ns=1，Np=4
xA =(aA/46) /( aA/46+aB/18)=0.2813, xB=1-xA=0.7187
∵1/ρm=wA/ρA+wB/ρB ，∴ 平均密度：ρm=861.3 Kg/m3
∵ lgμm =∑xi·lgμi ，∴平均粘度： μm=5.85×10-4 Pa·s
管程流速：
已知：Wc=F×M(F)=319.25×25.84=8249.43 Kg/h
Wh=972 kg/h
管程流通面积Ai=π/4 di2n/ Np=3.14/4 *0.015*0.015*146/4=0.006 m2
ui=Wc/(ρm·Ai)=8249.42 /(861.3×0.006×3600)=0.444m/s
Rei=di·ρm·ui /μm=（0.015×861.3×0.444）/（5.85×10-4）=9805.6
对于碳钢管，取管壁粗糙度ε=0.1，则相对粗糙度为
ε/di=0.1/15=0.0067
由《化工原理》修订版上册λ-Re关系图查得，λ=0.035
ΔP1==0.035×（1.5/0.015）×861.3×0.4442/2=297.14Pa
ΔP2==3/2×861.3×0.4442=254.7 Pa
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np
=（254.7+297.14）×1.5×1×4=3311.04 Pa（<10 KPa）
② 壳程压强降
∑ΔPo=（ΔP1’+ΔP2’）Fs·Ns
其中Fs=1.0，Ns=1 , 因为壳程走的为水蒸汽，不需加折流挡板，即NB=0
所以ΔP2’=0Pa
ΔP1’=F·fo·nc（ NB+1）·ρu2o/2
管子为正三角形排列F=0.5
nc=1.1n0.5=1.1×1460.5=13.3
壳程流通面积：Ao=（π/4）·(D2- n·do2 )
=（3.14/4）×（0.42-146×0.0192）=0.08 m2
壳程流速：
uo=Wh/(ρ·Ao)=972/(1.6501×0.08×3600)=2.045m/s
Reo=do·ρ·uo /μ
=（0.019×1.650×2.045）/（1.56×10-5）=4110（＞500）
fo=5.0×Reo-0.228=5.0×4110-0.228=0.75
ΔP1’=0.5×0.75×13.3×1.6501×2.0452/2=17.21Pa
∑ΔPo=（ΔP1’+ΔP2’）Fs·Ns=17.21×1.0×1=17.21 Pa（<10 KPa）
计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足条件
（3） 核算总传热系数
①管程对流传热系数
平均密度：ρm=861.3 Kg/m3，平均粘度： μm=5.85×10-4 Pa·s,导热系数：km =0.321
Cpm= Cph2o50% +Cpc2h5oh50%=4.17×0.5+2.28×0.5=3.497 KJ/(Kg·℃)
Pri=Cpm*m/km=3497×5.85×10-4/0.321=6.37
Rei=9805.6

=0.023×0.321/0.015×(9805.6)0.8×(6.37)0.4=1610.56 W/(m2·℃)
②壳程对流传热系数ho：
由nc=13.3, Δt=3；λ=0.6858

=0.725[ (2168.1×103×932.12×9.81×0.68583)/(13.32/3×21.27×10-5×0.019×3)]0.25
=12479.5W/(m2·℃)
③污垢热阻。查书附录有
Rso=0.8598×10-4 (㎡ ℃)/W
Rsi=1.7197×10-4(㎡ ℃)/W
总传热系数K:
k=48.85 W/(m·℃)
dm=(do-di)/[ln(do/di)]=0.0167m

=0.00133
即 Ko=752 W/(m2·℃)
因为(Ko –K)/K=(752-601)/601=25%，
所以所选的换热器是合适的。
选择结果：选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，型号：G400Ⅱ-0.6-12.2
（4）接管
①管程流体进出口接管，取接管内流体流速为：u=2.0m/s，
则接管内径为d=(4V/πu)0.5，式中V= Wc /ρm =8294.42/(3600 *861.3) =0.0027m3 /s
d=(4V/πu)0.5 =[4*0.0027/(3.14*2.0) ] 0.5 =0.041m
查出do=45mm,b=2.5mm,di=40mm，
因为u=V/Ao=(0.0027×4)/(3.14×0.042)=2.07 m/s( 1.5m/s <u <3m/s)
所以，标准接管内径为40mm。
②壳程流体进口接管，取接管内流体流速为：u=30 m/s，
则接管内径为d=(4V/πu)0.5，V= Wh /ρ水蒸气 =972/(1.6501×3600)=0.164m3 /s
d=(4V/πu)0.5 =4×0.164/(3.14×30) 0.5=0.083m
查出do=95mm,b=6mm,di=83mm，
因为u=V/Ao=(0.164×4)/(3.14×0.0832)=30.32m/s( 20m/s <u <40m/s)
所以，标准接管内径为83mm。
③壳程流体出口接管，取接管内流体流速为：u=2.0 m/s，
则接管内径为d=(4V/πu)0.5，V=Wh /ρ水 =972/(932.19×3600)=0.000289
d=(4V/πu)0.5 =（4×0.000289）/(3.14×2.0) 0.5=0.0136m
查出do=14mm,b=0.3mm,di=20mm，
因为u=V/Ao=（0.000289×4)/(3.14×0.01362)=1.99m/s( 1.5m/s <u <3m/s)
所以，标准接管内径为20mm。
2.3 塔顶全凝器的工艺计算
（1）热流体：78.3℃含乙醇不低于92%的酒精蒸汽
冷流体：15℃冷却水 水质升温为9℃
根据当地缺水的实际情况，结合经济因素和工艺要求，设计冷流体出口温度为24℃。
①基本物性数据的查取
乙醇液的定性温度 78.3℃
冷却水的定性温度 （24+15）/ 2 =19.5℃
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
19.5℃水
998.4
4.185
0. 5985
100.60×10-5

78.3℃水
972.8
4.206
0.6733
36.49×10-5

78.3℃水蒸气
0.2752

0.01×10-3
2313
78.3℃乙醇
771.6

0.168
0.465×10-3

78.3℃乙醇蒸气
1.59795

0.0093×10-3
846
热流体由78.3℃乙醇与水的混合蒸汽冷凝成78.3℃乙醇水溶液，只有相变，而无温度的变化，在78.3℃下，对于乙醇与水的混合蒸气：
平均密度：ρm=Ф水蒸气ρ水蒸气+Ф乙醇蒸气ρ乙醇蒸气 =1.3575 kg/m3
平均粘度：μm =(∑yi·μm·Mi0.5

②热负荷计算
r=0.92×846+0.08×2312.5=963.32 KJ/Kg
Wh =3D×M(D) =3×108.51×40.96=13333.7 kg/h
Qh = Wh·r =(13333.7×846×1000)/3600= 3133419.5 W
冷却水耗量：
Wc=Qh/(CpcΔt)= （3133419.5×3600）/ (1000×4.18×(24-15)) = 299490.5kg/h
③确定流体的流径
设计任务的热流体为乙醇蒸汽，即Wh； 冷流体为水，即Wc; 为使乙醇蒸汽通过壳壁面向空气中散热提高冷却效果，令乙醇蒸汽走壳层，水走管程。
④计算平均温度差
暂按单壳程双管程考虑，先求逆流平均温度差
乙醇蒸汽 T1=78.3 T2=78.3
冷却水 t2=24 t1=15
Δt 54.3℃ 63.3℃
Δtm =（63.3-54.3）/ln（63.3/54.3）=58.44℃（50℃<Δtm<70℃,需加膨胀节）
计算R：
R=(T1-T2)/(t2-t1)=0 无需校正Δtm。
⑤选K值，估算传热面积
取K=680 W/(m2·℃)
S=Q/(K·Δtm ) =78.85m2
⑥初选换热器型号
由于两流体温差大于50℃，可选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，初选换热器型号为：G700 Ⅱ-4.0-80
主要参数如下：
外壳直径DN
700mm
公称压力PN
4.00MPa
公称面积
80 m2
管子尺寸
φ25×2.5
管子数
355
管长
3000mm
管中心距
32mm
管程数Np
1
管子排列方式
正三角形
管程流通面积
0.1115 m2
实际换热面积：
So=nπdo(L-0.1)=355×3.14×0.025×(3-0.06)=80.81 m2
采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：
Ko=Q/ (So·Δtm )= 663.4 W/(m2·℃)
（2）核算压降
①管程压强降
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np
其中Ft=1.4 ，Ns=1，Np=1
管程流速：
已知：Wh =3D×M(D) =3×108.51×40.96=13333.7 kg/h
Wc=Qh/(CpcΔt)= （3133419.5×3600）/ (1000×4.18×(24-15) = 299490.5kg/h
ui=Wc/(ρ·Ai)=299490.5137/(998.4×0.1115×3600)=0.75m/s
Rei=di·ρ·ui /μ=（0.020×998.4×0.75）/（100.5×10-5）=1.5×104
对于碳钢管，取管壁粗糙度ε=0.1，则相对粗糙度为
ε/di=0.1/20=0.005
由《化工原理》修订版上册λ-Re关系图查得，λ=0.03
ΔP1==0.03×（3/0.020）×（998.4×0.752）/2=1263.6 Pa
ΔP2==3/2×998.4×0.752=842.4Pa
∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）Ft·Ns·Np
=（1263.6+842.4）×1.4×1×21=2948.4（<50 KPa）
② 壳程压强降
∑ΔPo=（ΔP1’+ΔP2’）Fs·Ns
其中，因为壳程走的为乙醇蒸汽，不需加折流挡板，即NB=0
, 所以ΔP2’=0Pa
ΔP1’=F·fo·nc（ NB+1）·ρu2o/2
管子为正三角形排列F=0.5
nc=1.1n0.5=1.1×3550.5=20.72
壳程流通面积：Ao=（π/4）·(D2- n·do2 )
=（3.14/4）×（0.72-355×0.0252）=0.3829 m2
yA =(aA/46) /( aA/46+aB/18)=0.82, yB=1- yA=0.18
平均密度：ρm=ρA·φA+ρB·φB=ρA·yA+ρB·yB=0.82×1.6248+0.18×0.2752=1.3813 Kg/m3
平均粘度：μm=( yA·μA·MA0.5+ yB·μB·MB0.5)/( yA·MA0.5+ yB·MB0.5)=(0.82×1.0381×10-5×460.5+0.18 ×1.1535×10-5×180.5)/( 0.82×460.5+0.182×180.5)=1.0521×10-5 Pa·s
壳程流速：
uo=Wh /(ρm·Ao)=13333.7/(1.3813×0.3829×3600)=7.002m/s
Reo=do·ρm·uo /μm
=（0.025×7.002×1.3813）/（1.052×10-5）=2.299×104（＞104）
Fo=5.0×Reo-0.228=5.0×（2.299×104）-0.228=0.506
ΔP1’=0.5×0.506×20.72×1.3813×7.0022/2=117.5Pa
∑ΔPo=（ΔP1’+ΔP2’）Fs·Ns=117.5×1.0×1=117.5Pa（<10 KPa）
计算结果表明，管程和壳程的压降均能满足条件
（3） 核算总传热系数
①管程对流传热系数 hi ：
ui= 0.75m/s
Rei= 1.5×104
Pri=Cp*/k=4.18×100.5×10-2/0.5989=7.02

= 0.023×0.5989×（1.5×104）0.8×7.020.4/0.020
=3289.8 W/(m2·℃)
②壳程对流传热系数 ho：
由nc=20.72, Δt=5；λ=0.182
∵1/ρm=wA/ρA+wB/ρB ， ∴平均密度：ρm=751.4 Kg/m3
∵lgμm =∑xi·lgμi ， ∴平均粘度： μm=4.246×10-4 Pa·s

=0.725[ (846×103×751.42×9.81×0.1823)/(20.722/3×0.49×10-4×0.025×5)]0.25
=2030.03 W/(m2·℃)
③污垢热阻。查书附录有
Rso= 0.859×10-4 (㎡· ℃)/W
Rsi=1.7197×10-4 (㎡· ℃)/W
总传热系数K:
k=48.85 W/(m·℃)
dm=(do-di)/[ln(do/di)]=0.02241m

=1/2030.03+ 0.000859+0.00017197×1.25+1.25/3289.8+0.0025×0.025/(48.85×0.0098)
=0.00130476
即 Ko=766.4W/(m2·℃)
（766.4-663.4）/ 663.4= 15.53%
选择结果：选用带有热膨胀节的固定管板式换热器，型号：G700 Ⅱ-4.0-80.0
（4）接管
①管程流体进出口接管，取接管内流体流速为：u=2.5 m/s，
V=13333.7/（3600×998.4）=0.0037
则接管内径为d=(4V/πu)0.5=0.0434m=43.5mm
查出do=63.5mm,b=10mm,di=43.5mm，
因为u=V/Ao=(0.0037m×4)/(3.14×0.043