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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/hmol%MPa釜液1097793.31450.9原料液1026807951280.53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1 试算并初选设备规格2(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
2、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 QKS tm，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 核算总传热系数计算管、壳程
3、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/m 3 ）（kJ/kg）.乙醇0.2
4、90.1497003.182水0.260.685949.44.237混合物0.2620.539879.94.067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/m 3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=1.05 Mc Cpm （t2-t1 ）由程序算得：Q=4019.2 KWB. 确定釜液出口温度假设 T2 113，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/m 3）（kJ/kg）乙醇0.2220.144678.02.617水0.2240.686935.64.267釜液0.2240.578908.04.135由热流量衡算得：T2=T1-Q/(Mh Cph)由程序算得釜液实际出口温度：T2113.12.4 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，所用水平线数为2，
6、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 t m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： t m = Et由
7、程序算得传热温差校正值：tm 14.0.B.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/( m 2 )，于是可求所需传热面积A 为：A=1000 Q/(Kt m)由程序算得所需传热面积：A= 337.7m2.6 换热器选型2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 。3管程热流体（釜液）体积流量(单位 m /s) ：Vm=Mh/(3600 mi)由程序算得：Vm=0.0336选用规格钢管， d i 为管内径（ m）设管内的流速ui=0.5
8、m/s ，则：单管程所需管子根数n：Vm=n pi ui(di 2)/4n=4 Vm/(pi ui di2 )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=n pi d0LL=A/(2 npid0)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1.6MP
9、a公称面积2225 m计算面积227 m 2管程数2管长6000mm管子规格252.5排列方式管间距32mm管数488 根折流板数18壳程数2.2.7 换热器的核算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 m 2式中n 为总管数。管内流速vi=Mh/(3600 Simi)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/m 3 ；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；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： S0=0.0525 m 2式中 Di 壳体内径， m；.d0管外径， m；t管间距， m。流速u0=Mc/(3600 S0dm )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/m 3Mc原料液流率kg/h 。当量直径雷诺数 Re0Re0=de u0d m1000/u m由程序算得：Re0=41173式中 um原料液平均粘度mPa.
