《化工原理》课程设计指导书(精馏塔之预热器、冷凝器、再沸器)-)资料.docx

化工原理课程设计指导书精微塔的预热器、冷凝器、再沸器工艺设计适应专业：化学工程与工艺编写作者：胡建明编写日期：2007.7邵阳学院生物与化学工程系预热器、冷凝器、再沸器的工艺设计概述蒸储是化工生产中分离均相液体混合物的典型单元操，其历史悠久，应用广泛。蒸储的基本原理是将液体混合物部分汽化、部分冷凝，利用其中个组分挥发度不同而将其分离。其本质是液、汽相间的质量传递和热量传递。为使分离彻底，以获得较纯的产品，工业生产中常采用多次部分汽化、多次部分冷凝的方法精储。精储过程通常是在塔设备内完成的。预热器、冷凝器、再沸器是精储过程必不可少的设备。它们承担着将物料预热、气化、冷凝等重要任务。而固定管板式换热器更是因其具有工艺简单、造价低廉、工艺设计成熟、热效率较高等优点而得到广泛的应用，尤其在很多大工业生产中。换热器的工艺设计主要内容和步骤1物料衡算1.1 设计依据1.1.1 xxxxx设计任务书1.1.2 产量年产99.5%(均为质量分数，下同)环己烷(丙酮)20000吨，根据工业生产中连续生产的特点，取年平均生产时间为8000小时，即小时产量为：20000x1()3/8000=250Okg/h,本设计以小时产量为计算基准。1.1.3 进料组成u、产品组成与1.1.4 分离要求1.2 精微塔物料衡算1.2.1 物料衡算示意图1.2.2 用质量分率计算进料量及塔釜采出量塔顶采出Gd,XdGf=Gd+Gw进料Gf,Xf精r.馈GFXF=gDxD+gWxW塔解得：Gf(kgh)Gw(kgh)塔底采出GW1.2.3 计算摩尔量、摩尔分率由物质A、B组成的混合物，其分子量分别为Ma,Mb则其平均分子量：M=Maxa+Mbxb,用摩尔量表示为：3=;W=尸同理可求得XD、XwXFMMM1.2.4精馀塔物料衡算表表Ll精馀塔的物料衡算表进料出料塔顶采出D塔底采出W组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%总量进出必须达成进二出。1.3冷凝器物料衡算1.3.1操作回流比选取D查阅相关资料，找出物系的气液平衡数据2)由计算得到物系的气液平衡数据3) 作出平衡线(xy图)4) 利用平衡线(Xy图)求取最小回流比Rmin(泡点进料)5) 确定实际回流比：R=(1.1-2.0)Rmino1.3.2进料量及组成确定1)采出量及组成2) 回流量及组成计算3)进料量及组成计算4)冷凝器物料衡算表进料出料塔顶采出D回流L组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%总量2热量衡算2.1 冷凝器的热量衡算2.1.1 确定塔顶、塔底控制温度精储塔塔顶、塔底温度是精偏塔主要操作控制参数，它直接影响到塔顶产品、塔底产品质量。方法一：通过查阅资料得到物系的泡点线和露点线数据，作图后根据塔顶与塔底的浓度直接查出塔顶、塔底及进料的温度。方法二：利用试差法求取已知浓度时的泡点、露点（C）2.1.2 已知条件1）变化过程：冷却水从20升温到45,物料由饱和蒸汽变为饱和液体。2）冷凝器的物料组成表（表2.1）进料出料塔顶采出D回流L组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%总量进出2.1.3各组分热力学参数（表2.2）冷流体热流体潜热进口温度出口温度组分Cp(kJkgK)Cp(kJkgK)kJ/kg2.1.4计算1）物料冷凝所放出的热量假定热损失Q后（510%）Q放；由热平衡：（0.90.95）Q-Q吸1.2.2冷却水量的计算假设冷却水量为mkg/h,贝J：、(0.90.95)Q沛Q吸=mcpAl=(0.9095Q放)nm=其他设备热量衡算依次进行。3冷凝器的工艺设计3.1 流体流径的选择在选择流体的流径时，首先考虑流体的压强、防腐蚀和清洗等要求，然后再校核及AP,作出较恰当的选择。3.2 热负荷qq二2;Q管程流体吸收或放出的热量。36003.3 流体两端温度的确定3.3.1 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件规定，无选择。3.3.2 若一个流体仅已知进口温度，出口温度由设计者定，例冷却水，若出口温度升高，可节省水量，操作费降低；反之，则设备费增加。一般，设计时两端流体温度差可取510。传热温度差（先按逆流方式计算）：At=（TL。严TJ（Ti,T2、ti、t2分别代表热流体、冷流体的进出口温度）In（TI3.4 总传热系数K按照资料先选择一传热系数K,初步设计好换热器后进行校核，确认是否合适。3.5 换热面积S的计算S=J-,求取计算换热面积。KN3.6 初步选择管程数3.6.1 确定管程流速u：列管式换热器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>15-30壳程0.2-1.5>0.5315列管换热器中不同粘度液体的常用流速液体粘度，mPas>15001500-500500-100100-35351<1最大流速，m/s0.60.751.11.51.82.43.6.2流通截面积A：A=匕u3.6.3 单程换热管数：选定换热管规格，通常换热管规格有例9x2、025x2.5（2,不锈钢）二种。流体流通截面积：A=3.7 单根换热管长度LS=ndiiL=>L=；根据管长选择管程数N（管长一般为1.5、2、3、6m）。nd0如果选择为多管程，则需要校正传热温差（参照化工原理上册P225226）,重新计算换热面积。重复以上过程，直至面积基本不变。3.8 筒体直径的计算3.8.1 管中心距t=1.25d。（焊接），t=1.4d。（胀接），最外列管中心距筒壁b=1.52d。3.8.2 中心线上布管数：nc=1.19M7,取nc=1.19/拓的整数（正方形排列）nc=l.lVmT,取rk=的整数（正三角形排列）3.8.3 筒体直径的计算：DN=t（nc-l）+2bf圆整至规格尺寸D。3.8.4 实际换热面积S，3.9 折流挡板加大壳程流体的速度，使湍动程度加剧，以提高壳方的,Re>100即可达湍流。3.9.1挡板的形式圆缺形（弓形）特点：切去的弓形高度约为外壳内径D的10%40%,一般取2025%（即缺口面积为25%的壳体内截面积）。（a）盘环形（b）分流形（C）圆缺形3.9.2板间距h：两相邻挡板的距离。一般h=0.21D。系列标准中常采用的h值有:固定管板式：150、200、300>60Omm三种；浮头式：150>200、300>480、60Omm五种。注：h过小，不便制造和检修，AP也较大；h过大，流体就难于垂直地流过管束,对流传热系数减小。3.10 核算总传热系数K值计算管、壳程对流传热系数,确定污垢热阻Rn、Ro,再计算KT比较K,若S-SKK=1.151.25或者KK而15%30%,初选换热器合格，否则，需另设K值，重复以上计算步骤。3.11 流体流动阻力（压强降）的计算3.11.1 管程流体阻力：摩擦阻力公式计算。ZM=（M+M）EMM式中：AP每程直管的压降，a<=44.丝I0d2P2局部阻力（包括回弯；进、出口等），鸟。ZU勺哈Ns壳程数；Np一为一壳程的管程数；Fi结垢校正因数，无因次。25x2.5mm的管子，取E=1.4;l9x2mm的管子,取Fi=I.5。3.11.2 壳程阻力损失：方法一：%=%P(Nb+i)过42式中：s=1.72/?;019R=必Uo按壳程流通截面S。=力。1-计算所得的壳程流速；Nb折流挡板数目；de壳程的当量直径。方法二：应用埃索法公式计算。Z4,=(4+Ag)与NS式中：FO壳程压降结垢校正因数，无因次，对液体：Fo=I.15；对气体：Fo=1.0o2流体横向流过管束的压降，=FfoMNB+1吟(其中：F管子排列方式对压强降的校正因数，对正三角形排列：F=0.5;对正方形排列：F=0.3;对正方形斜转45,F=0.4ofo一壳程流体的摩擦系数，当Re>500时，f°=5.0R$8)流体通过折流挡板缺口的压降，£'=N/(3.5-费)写。一般，液体流径换热器的压降为10IoOkPa,气体为1IOkPa。4结构尺寸设计4.1筒体厚度壳体标准尺寸与壁厚壳体内径，mm325400500600700800900100012001400最小壁厚，mm568104.2 椭圆形封头椭圆形封头与圆筒厚度相等，即mm,JB/T4737-954.3 压力容器法兰（甲型）4.4 膨胀节当7；,f50C设置设置膨胀节。4.5 管板固定管板式换热器的管板的主要尺寸:公称直径D4bCd螺栓孔数质量依4.6分程隔板公称直径DN/mm隔板最小厚度6mm碳素钢4.7 分程隔板两侧相邻管中心距t=25mm,J0=19mm,d0×.25=23.75w<25mm换热管中心距宜不小于1.25倍的换热管外径,所设计的换热器不用机械方式清洗.4.8 拉杆的直径、数量和尺寸拉杆公称直径dnmm数量基本尺寸拉杆直径d/mmLJmmLftZmmb/mm12419152.0dn=2mm,I2=1.5Jzj=1.5×12=18mm4.10 换热管与管板的连接换热管规格外径X壁厚mm换热管最小伸出长度mm最小坡口深度I3mm19×2224.11 接管的计算4.12 管法兰4.13 支座选取4.14 其他装配尺寸注意：1、封头：椭圆形、圆形2、缓冲挡板：为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击，可在进料管口装设缓冲挡板。3、放气孔、排液孔目的：排除不凝性气体和冷凝液。4、接管：流体进、出口接管直径d：居u的经验值：液体：12ms蒸汽：1030ms5、材料选用根据压强、温度及流体的腐蚀性等选取。常用材料有金属（碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等）和非金属（石墨、聚四氟乙烯、玻璃等）等。