内容发布更新时间 : 2024/11/8 12:34:53星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。
吉林化工学院化工原理课程设计
第三章 辅助设备
3.1冷凝器的选型
本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器
原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取进口（冷却水）温度为t1=20℃(夏季)
冷却水可来自松花江，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t2=35℃。 泡点回流温度tD’=80.5℃.tD=81.25℃
80.5?81.2520?35?80.88oC，冷凝水的平均温度??27.5oC。在此被冷凝的气体的平均温度?22前提下，CP?101.16KJ/(kmol?K)?101.16KJ/(79.23kg?K)?1.277KJ/(kg?K)
表3-1 各自对应的相关物性数据 项目 Cp(KJ/(kgρ/(kg/m3) μ/Pa˙s 种类 ˙K)) 混合气体 1.277 2.80 9.077?10-6 冷却后的混合液体 冷凝水 1.880 4.176?103 813.2 996.3 0.306?10-3 0.8453?10-3 λ/W˙m-1K-1 0.13 0.125 0.6293 3.1.1计算冷却水流量
Qc3653926.01?103Gc???58332kg/hCP?(t2?t1)4.176?103?(35?20)
3.1.2冷凝器的计算与选型 冷凝器选择列管式，逆流方式。
'(tD?t1)?(tD?t2)o?tm??53.06C 'ln[(tD?t1)](tD?t2)QC?KA?tm
K=550kcal/(m2?h?℃)=2302KJ/(m2?h?℃)
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A?QC3653926.01??29.91m2K??tm2302?53.06
600 25 44.9m2 2 1 管子尺寸 管长 管子总数 管子排列方式 折流挡板形式 φ25mm?2.5mm 3m 198 正方形斜转45° 圆缺形 按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表3-2： 壳径/mm 公称压力/Mpa 公称传热面积/m2 管程数 壳程数 3.2冷凝器的核算
3.2.1管程对流传热系数α1
该型号换热器总管数为136根，由于双管程，所以管程的截面积A1为
?136A1??0.022??0.760m/s
42这样，管内冷却水的实际流速
58332u1??0.760m/s996.3?3600?0.0214
Pr1?CP1?1?4.176?103?0.8453?10?3??5.61
0.6293对流传热系数
??1?0.023Re0.8Pr0.4dRe1?du1?1?
?0.02?0.760?996.3?17916?30.8453?10
Pr1?CP1??4.176?103?0.8453?10?3?5.610.6293 d对流传热系数
??1?0.023Re0.8Pr0.4
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0.62930.8?0.023??17916?5.610.40.02?3446w/(m2?K)
3.2.2计算壳程流体对流传热系数?0
0.55130.14?deu0???0?0.36??????0??CP1?0???????0???0???????w0?
取换热列管中心距t=32mm。
流体通过管间的最大截面积，壳程的流通截面积A为
A?hD(1?d00.025)?0.15?0.6?(1?)?0.0197m2t0.032
?壳程中蒸汽流速
u0?V0(R?1)D?MV(2.46?1)?34.02?79.23???46.96m/sAA?V3600?2.8?0.0197 4(t2?de??4?d0d02)4?(0.0322???4??0.025?0.0252)?0.027
1.277?9.077?10?6?10?3Pr0???0.0892?0.132302?639w/(m2?K)3.6639?481?24.7c9 由于流体被冷却，所以取
???????w?0.14Cp??0.95，
于是壳程流体的对流传热系数?0为
d0?0.36?de?Re0??Pr0?0.5513???????w?0.14
?0.36??0.13?3911180.55?0.089213?0.95?876w/(m2?K)0.027
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3.2.3污垢热阻
管程与壳程污垢热阻分别取Rsi=0.00017/(m2˙K)/w,Rso=0.00034/(m2˙K)/w
K0?11d0d?0di?1di
?0??Rs0?Rsi112525?0.00017?0.00034??203646?20 876 2302?639w/(m2?K)，通过核算，该型号换热器在初选换热器型号时要求传热过程的总系数为3.6在规定的流动条件所能提供的总传热系数为481w/(m2?K)，故所选换热器是合适的。总传热系数的裕度为
639?481?24.7%
639?481w/(m2?K)3.2.4核算传热面积
按核算后所得的总传热系数K0值计算，则完成传热任务所需传热面积A0为
A0?Q3653926.01?1000??39.77m2K0?tm481?53.06?3600
而该型号换热器的实际传热面积A为
A?198?d0l?198?3.14?0.025?3?46.63m2
从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。换热面积的裕度为 46.63?39.27?100%?14.7F.63 3.2.5核算压力降
因为管程和壳程都有压力降的要求，所以要对管程和壳程的压力进行核算。 (1)计算管程压力降
管程压力降计算的通式为
??P?(?P??P)NNiirsp
式中，壳程数Ns=1,管程数Np=2。
Rei?dui?i??0.02?0.760?996.3?17916
0.8453?10?3可知管程流体呈湍流状态。
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取管壁粗糙ε=0.1mm,相对粗糙度以
?di?0.1?0.005，查λ-Re关联图可知摩檫因数λ=0.035。所20l?u23996.3?0.762?Pi????0.035???1511Pa
d20.022996.3?0.762?863Pa ??Pi?3?2?3?2?u2于 是 ??Pi?(1511?863)?1?2?4748Pa (2)计算壳程压力降
由于壳程流体状况较复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式很多，计算结果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即
??P?(?P??P)FN
012ss式中ΔP1─流体横过管束的压力降Pa；
ΔP2─流体通过折流挡板缺口的压力降；
Fs─壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体可取1.0； Ns─壳程数。 而 ?P1?Ff0nc(NB?1)?u0222
2h??u0? ?P?N3.5?1B??D?2?式中F─管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列F=0.5,对正方形斜转45°F=0.
正方形排列F=0.3;
f0─壳程流体的摩檫系数，当Re>500(Re)-0.228;
nc─横过管束中心线的管子数，对正方形排列nc?1.19n(式中n为换热器总管数)； NB─折流挡板数； n─折流挡板间距，m; u0─按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0); D─壳径，m;
d0─换热管外径，m。
本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=1.15,壳层数Ns=1。管子为正方形斜转45°排列，管子排列方法对压力降的校正系数F=0.4.
横过管束中心线的管子数nc?1.19n?1.19198?17 取折流挡板数NB?
L3?1??1?19 h0.1532