化工原理课程设计设计题目：6000t乙醇水分离精馏塔冷凝器的设计指导教师：***设计者：韦柳敏学号：**********班级：食品本111班专业：食品科学与工程设计时间：2014年6月15日目录1.设计任务书及操作条件 (2)设计任务 (2)设计要求 (2)设计步骤 (2)设计原则 (2)2.设计方案简介 (3)3．工艺设计及计算 (4)确定设计方案 (4)确定定性温度、物性数据并选择列管式换热器形式 (4)计算总传热系数 (4)工艺结构尺寸 (6)4.换热器的核算 (9)热量核算 (9)传热面积 (9)换热器流体的流动阻力 (10)设计结果一览表 (11)5．主要符号说明 (12)6.设计的评述 (13)1.设计任务书及操作条件设计任务：1)生产能力：833.33kg/h2)乙醇从78.23℃降到40℃3)冷却水进口：30℃4)冷却水出口：40℃设计要求：1)设计一个固定管板式换热器2)设计容要包含a)热力设计b)流动设计c)结构设计d)强度设计设计步骤1)根据换热任务和有关要求确定设计方案2)初步确定换热器的结构和尺寸3)核算换热器的传热面积和流体阻力4)确定换热器的工艺结构设计原则1)传热系数较小的一个，应流动空间较大，使传热面两侧的传热系数接近2)换热器减少热损失3)管、壳程的决定应做到便于除垢和修理，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。
从这个角度来讲，顺流式就优于逆流式5)对于有毒的介质，必使其不泄露，应特别注意其密封性，密封不仅要可靠，而且应要求方便及简洁6)应尽量避免采用贵金属，以降低成本2.设计方案简介根据任务书给定的的冷热流体的温度，来选择设计一个合适的列管式换热器；再依据冷热流体的性质，判断其是否易结垢，来选择管程走什么，壳程走什么。
从手册中查得冷热流体的物性数据，计算出总传热系数，再计算出传热面积。
根据管径管流速，确定传热管数，算出传热管程，传热管总根数等等。
然后校正传热温差以及壳程数，确定传热管排列方式和分程方法。
根据设计步骤计算出壳体径，选择折流板，确定板间距，折流板数等，再设计壳程和管程的径。
分别对换热的流量，管程对流系数，传热系数，传热面积进行核算，再计算出面积域度，使其在设计围就能完成任务。
3．工艺设计及计算 确定设计方案1.列管换热器的选择由于两流体温差小于50℃且壳方流体不易结垢，因此选择固定管板式换热器。
选用φ25mm ×2.5mm 的碳钢管，管流速取u = 0.5m/s .2.流体流动通道的选择酒精走壳程，冷却水走管程。
冷却水易结垢，走管程易清洗，且冷却水走管程可减少热量损失；酒精走壳程可利用壳体对外散热，利于冷却，同时酒精粘度比较大，当装有折流板时，走管程可在较低的雷诺数能达到湍流，有利于提高壳程一侧的对流传热系数。
确定定性温度、物性数据并选择列管式换热器形式定性温度：可取流体进口温度的平均值。
管程冷却水的定性温度:3524030=+=T ℃ 壳程乙醇的定性温度为：62.6124523.78=+=t ℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
计算总传热系数1.热流量（热量损失3%）:()()W T T C q Q P m 42111004.24023.7830.2360033.833⨯=-⨯⨯=-= 热量损失：610.62W %Q 30== Q2.平均传热温差()()05.2130404023.78ln 30404023.78ln2121=-----=∆∆∆-∆=∆t t t t t m ℃3.冷却水用量()()s kg t T C Q Q w P c /47.03040417462.6101004.241220=-⨯-⨯=--=4.估算总传热系数K ’1) 管程传热系数661033.11095.57.7925.002.0⨯=⨯⨯⨯==iii i ei u d R μρ ()()Cm W C d o iiP i ii •=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=-23.0638.063.08.0/31.3434156.010595.01030.21033,102.0156.0023.0Re 023.0λμλα2)壳程传热系数假设壳程的传热系数0α=300）℃m W ⋅2/( 3) 污垢热阻200.00017197/R m W=⋅℃20.00034394/i R m W =⋅℃4) 管壁的导热系数λ=45）℃m W ⋅2/(()Cm W R d bd d d R d d K O i i i i i •=+⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=++++=--24400000'/27.2323001107197.1025.045025.0025.002.0025.0104394.302.031.3434025.0111αλα 5.热负荷()()Wt t C w Q P c 4122'1098.130-40174.447.0⨯=⨯⨯=-=6.传热面积2405.405.2127.2321098.1'''m t K Q A m =⨯⨯=∆⋅=考虑15%到25%的安全系数，设计的实际需要面积：()()206.5~65.405.425.1~15.1'25,1~15.1m A A =⨯=⨯=取A=5m 2。
工艺结构尺寸1.管径和管流速选用φ25×2.5传热管（碳管），取管流速0.5m/s 。
2.管程数和传热管数1) 依据传热管径和流速确定单程传热管数 301.35.002.04.99447.0422≈=⨯⨯==ππud qVn i s 根2) 传热管长度 m nd A L 22.21025.035=⨯⨯==ππ 3) 按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
现取传热管长 l =3.0m ，则该换 热器管程数为807.7322.21≈===l L N P 管程 传热管总根数： 2483=⨯=N 根3.平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数 82.330404023.782121=--=--=t t T T R21.03023.7830401121=--=--=t T t t P按单壳程，双管程结构，温差校正系数查《化工原理（上册）》第二版图4-20得： 97.0=∆t ϕ 平均传热温差:42.2005.2197.0=⨯=∆m t ℃4.传热管排列和分程方法采用正三角形排列，取管心距t=1.250d ，则 mm t 3225.312525.1≈=⨯= 隔板中心到离其最近一排管中心距离为mm tS 2262=+=各程相邻管的管心距：44mm 横过管束中心线管数：58.52419.119.1≈===N n c 根。
5.壳体径1) 采用多管程结构，取管板利用率η=0.7, 则壳体径为 mm NtD 1967.0243205.105.1=⨯⨯==η圆整可取D=219mm 6.折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体径的25%，则切去的圆缺高度为mm h 75.5421925.0=⨯=,可h 取为60mm 。
取折流板间距B = 0.3D ，则mm B 7.652193.0=⨯=,可取B 为70mm 7.计算壳程流通面积及流速1) 流通面积683.52419.119.1≈===N n c()()230010015.3045.0025.06219.0m B d n D A c -⨯=⨯⨯-=-=2) 冷却水流速()()()()sm t t C A T T q C A q u P c c m P m C /16.03040174.410105.30.99436004023.7833.83330.23600360031222111020=-⨯⨯⨯⨯⨯-⨯⨯=--==-ρρ3) 壳程流体进出口接管：取接管乙醇流速为s m u /16.0=，则接管径为 mm u V D S 21.3816.07,792360033.83344011=⨯⨯⨯==ππ4) 当量直径m d d t d 027.0025.0025.04032.0444220202=⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯=⎪⎭⎫⎝⎛⨯-=ππππε67001090.510274.799416.0027.0Re ⨯=⨯⨯⨯==-cce u d μρ670001047.510274.799416.0025.0'Re ⨯=⨯⨯⨯==-ccu d μρ 8、计算管程流通面积及流速1) 流通截面积： 242021042.982402.044m N N d A ii -⨯=⨯⨯==ππ2) 冷却水流速： s m A q u i m i /31.01042.97.792360033.833360041=⨯⨯⨯==-ρ3) 雷诺数： 661026.810596.07.79231.002.0Re ⨯=⨯⨯⨯==-μρi i i u d4.换热器的核算 热量核算1) 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用克恩公式14.003155.000Pr Re 36.0⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=w d μμλαε其中，普朗特常数：3371084.4627.010174.410274.7Pr --⨯=⨯⨯⨯==λμP C 黏度校正：05.114.00≈⎪⎪⎭⎫⎝⎛w μμ，则()()62.727805.11084.41090.5027.0627.036.014.031355.060=⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-αW/(m 2.℃)2) 对流传热系数46101026.8Re >⨯=i普朗特常数：3361077.8156.01030.210595.0Pr --⨯=⨯⨯⨯==λμp C ()()52.148011077.81026.802.0156.0023.0Pr Re 023.03.038.063.08,00=⨯⨯⨯⨯⨯==-ii d λαW/(m 2.℃)传热面积24017.442.2027.2321098.1'm t K Q A =⨯⨯=∆=实际传热面积：2065.5243025.0m LN d A p =⨯⨯⨯⨯==ππ 面积裕度：%6.3517.417.465.500=-=-=A A A H P换热器流体的流动阻力 （1）管程流动阻力()p s t i N N F p p p 21∆+∆=∑∆ 其中5.1=t F ，1=s N ，4=p N 。
由61026.8Re ⨯=，传热管相对粗糙度01.0202.0===de ε，根据《化工原理（第二版）》上册图1-27得：054.0=λ。
则有：Pa u d l p p i h 177.1710231.0994302.03054.023221=⨯⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛+=∆+∆ρλ 即：kPa p i 301003.1415.1177.17104<⨯=⨯⨯⨯=∑∆管程流动阻力在允许的围。