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1、2 设计部分2.1 设计任务书 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95预热至128，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表2.1设计条件数据物料 流量 组成（含乙醇量） 进口温度 出口温度 操作压 kg/h mol% MPa釜液 109779 3.3 145 0.9原料液 102680 7 95 128 0.53试设计选择适宜的管壳式换热器。2.2 管壳式换热器的选用和设计计算步骤21 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
2、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QKStm，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。2 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。3 核算总传热
3、系数 计算管、壳程对流传热系数r1 和r2，若r1K,则改变管程数重新计算，若改变管程数不能满足，则应重新估计K值。确定污垢热阻Rdi和Rd0，再计算总传热系数K0，再由基本传热方程计算所需传热面积A0，应使所选用换热器的传热面积留有15%-25%的裕度，则初选的设备合适。否则需另估计一个K值，重复以上计算步骤 。2.3 传热量及釜液出口温度A. 传热量Q以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q。 由程序算得原料液平均温度tm = 111.5 分别查得乙醇、水的物性为：表2.2粘度 热导率 密度 比热容Cp （cp） （W/(m)） （kg/m3） （kJ/kg）乙醇 0.29
4、 0.149 700 3.182水 0.26 0.685 949.4 4.237混合物 0.262 0.539 879.9 4.067以上表中混合物的各物性分别由下式求得2：混合物： cp混合物热导率： W/(m)混合物密度： kg/m3混合物比热容：kJ/(kg)式中为组成为i的摩尔分率，为组分i的质量分率。其他符号意义同前。所需传递的热流量：Q=1.05Mc Cpm（t2-t1）由程序算得： Q=4019.2 KW B. 确定釜液出口温度 假设T2113，则定性温度为：Tm=（T1+T2）/2由程序算得： Tm=129 由可查得乙醇、水物性，亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性如表2.3所示
5、：表2.3粘度 热导率 密度 比热容Cp（cp） （W/(m)） （kg/m3） （kJ/kg）乙醇 0.222 0.144 678.0 2.617 水 0.224 0.686 935.6 4.267釜液 0.224 0.578 908.0 4.135 由热流量衡算得：T2=T1-Q/(MhCph) 由程序算得釜液实际出口温度： T2113.1 2.4 换热器壳程数及流程A. 换热器的壳程数Nk对于无相变的多管程的换热器壳程数Nk的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图2.1所示，采用图解方法确定壳程数Nk8。图解壳程数Nk 图2.1如图1-1可见，所用水
6、平线数为2，故选取该换热器的壳程Nk为2。其处理办法，或在一壳体内加隔板或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。故选用两台相同的换热器。B. 流程选择冷、热流体的物性及流量均相近。为减少热损失，先选择热流体（釜液）走管程，冷流体（原料液）走壳程如图2.2所示。流程示意图 图2.22.5 估算传热面积A.传热温差tm前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得：在列管式换热器中由于加折流板或多管程，冷、热两流体并非纯逆流，以上应加以校正，其校正系数Et按以下步骤求得2： 由R、P及壳程数查2（换热器设计手册P60）图得：Et=0.80，于是得传热温差校正值为：tm = Et 由程序算得传热温
7、差校正值：tm14.0B.传热面积A根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，通过查2 (换热器手册)表,选取传热系数K=850 W/( m2)，于是可求所需传热面积A为： A=1000Q/(Ktm)由程序算得所需传热面积： A= 337.7m22.6 换热器选型根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数8 9。 管程热流体（釜液）体积流量(单位 m3/s)：Vm=Mh/(3600mi) 由程序算得： Vm=0.0336 选用规格钢管，di为管内径（m）设管内的流速ui=0.5m/s，则：单管程所需管子根数n：
8、Vm=npiui(di2)/4n=4Vm/(piuidi2)由程序算得： n =213.9圆整后n=214设单台换热器的传热面积为，d0为管外径（m），则单台传热面积为：=A/2=npid0LL=A/(2npid0)由程序算得： L=10.1m选取管束长l6m，则管程数Nf为Nf =L/l由程序算得：Nf =1.7故应选取管程数Nf为2。根据以上确定的条件，按列管换热器标准系列，初步选取型号为G800 II-1.6-225固定管板式换热器两台1，其主要性能参数如下：壳体内径800mm公称直径800mm公称压力1.6MPa公称面积225 m2计算面积227 m2管程数2管长6000mm管子规格2
9、52.5排列方式管间距32mm管数 488根折流板数18壳程数 22.7 换热器的核算2.7.1 管程流体流速及雷诺数流通截面积 Si=(npidi2)/8由程序算得： Si=0.0766 m2式中n为总管数。管内流速vi=Mh/(3600Simi)由程序算得vi =0.438 m/s式中vi管程流速m/s；Mh釜液流速kg/h；mi釜液平均密度kg/m3；管内雷诺数Rei= divimi1000/Um由程序算得：Rei=35537式中 di管内直径，m；Um釜液平均粘度， mPa.s；2.7.2 壳程流体流速及雷诺数选折流板间距B=300mm流通截面积S0=BDi(1-d0/t)由程序算得：
10、S0=0.0525 m2式中 Di壳体内径，m；d0管外径，m；t管间距，m。流速u0=Mc/(3600S0dm)由程序算得：u0=0.605 m/s式中 u0壳程流速m/s；dm原料液平均密度kg/m3 Mc原料液流率kg/h。当量直径雷诺数Re0Re0=deu0dm1000/um由程序算得： Re0=41173式中um原料液平均粘度mPa.s；从以上计算结果可知，两流体在换热器中流动均能达到湍流，有利于传热。2.7.3 管程压力降 取管壁绝对粗糙度：E0.2mm相对粗糙度： E/ di=0.2/20=0.01由前面计算已得Rei=35537，故可查得（由换热器设计手册）2直管壁摩擦系数a=
11、0.04，于是得单管程压力降为：P1=a(l/ di) (mivi2/2)由程序算得： P1=1047 Pa回弯压降：P2 = b(mivi2/2);由程序算得： P2=261.7 Pa式中 b阻力系数；b = 3管程总压力降Pm：Pm=(P1+P2) FtNfNk 由程序算得： Pm=7850.9Pa校正系数 Ft=1.5管程数 Nf=2串联的壳程数 Nk=2（即串联的换热器数）2.7.4 壳程压力降管束压降P3=Ff0Ntc(Ns+1) dmu02/2三角形排列：F=0.5壳程流体摩擦因数f0=5.0Re0(-0.228)由程序算得：f0=0.443Ntc=1.1n0.5由程序算得： Ntc =24.3折流板数 Ns=18由程序算得管束压降 P3=16810Pa=0.0168MPa折流板缺口压降P4：P4=Ns(3.5-2B/Di) dmu02/2由程序算得：P4=8136.6Pa=0.00814MPa壳程总压力降：P0=NkFs(P3+P4) 壳程压力降结垢校正系数Fs =1.15 壳程数 Nk=2由程序算得： P0=57378Pa=0.0574MPa2.7.5 总传热系数a管程传热膜系数r
