化工原理-甲醇冷却器设计
化工原理-甲醇冷却器设计..
设计题目：甲醇冷凝冷却器的设计系别专业：学生姓名: 学号:起迄日期: 2015年06 月 03日~ 2015年06 月 13 日指导教师:化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书课程设计说明书设计名称化工原理课程设计2015 年 6 月 3 日化工原理课程设计说明书目录（一）课程设计的任务和要求：设计方案 (1)（二）对课程设计成果的要求：图表 (2)（三）主要参考文献 (2)（四）课程设计工作计划进度 (2)（五）设计计算过程……………………………………………5~11（六）计算结果列表 (12)1、设计题目甲醇冷凝冷却器的设计2、设计任务及操作条件处理能力10600kg/h甲醇。
设备形式列管式换热器操作条件①甲醇：入口温度64℃，出口温度50℃，压力为常压。
②冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃，压力为0.3MPa。
③允许压降：不大于105 Pa。
④每年按330天计，每天24小时连续运作。
3、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。
设计方案1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度64℃，出口温度50℃冷流体。
冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用列管式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于清洗，应使冷却水走管程，甲醇走壳程。
另外，这样的选择可以使甲醇通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用φ25mm×2.5mm的碳钢管，管内流速取u i = 0.5m/s。
2、确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。
壳程甲醇的定性温度为：管程循环水的定性温度为：根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
甲醇在57℃下的有关物性数据如下：密度ρo=755.77 kg/m3定压比热容c p o=2.629kJ/(kg·℃)导热系数λo=0.1919W/(m·℃)粘度μo=0.00039 Pa·s循环水在35℃下的物性数据：密度ρi=994kg/m3定压比热容c p i=4.08 kJ/(kg·℃)导热系数λi=0.626 W/(m·℃)粘度μi=0.000725 Pa·s3．计算总传热系数（1）热流量（2）平均传热温差（3）冷却水用量（4）总传热系数K①管程传热系数（⋅=m/2.2733W2733.2W/(m2·℃)②壳程传热系数假设壳程的传热系数αo = 800 W/(m2·℃)；污垢热阻为R si = 0.000344 m2·℃/WR so = 0.000172 m2·℃/W管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)③总传热系数K=423W/(m2·℃)4、计算传热面积考虑15％的面积裕度，S=1.15×S'=1.15×11.69=13.44m25、工艺结构尺寸（1）管径和管内流速及管长选用ϕ25mm×2.5mm传热管(碳钢)，取管内流速u i =0.5m/s（2）管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数按单程管计算，所需传热管长度为按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
化工原理课程设计甲醇和水.doc
目录摘要 (3)Abstract (3)引言 (1)第1章设计条件与任务 (2)1.1设计条件 (2)1.2设计任务 (2)第2章设计方案的确定 (3)2.1操作压力 (3)2.2进料方式 (3)2.3加热方式 (3)2.4热能的利用 (3)第3章精馏塔的工艺设计 (5)3.1全塔物料衡算 (5)3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (5)3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (5)3.1.3物料衡算进料处理量 (5)3.1.4物料衡算 (5)3.2实际回流比 (6)3.2.1最小回流比及实际回流比确定 (6)3.2.2操作线方程 (7)3.2.3汽、液相热负荷计算 (7)3.3理论塔板数确定 (7)3.4实际塔板数确定 (7)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (8)3.5.1操作压力计算 (8)3.5.2操作温度计算 (8)3.5.3平均摩尔质量计算 (8)3.5.4平均密度计算 (9)3.5.5液体平均表面张力计算 (10)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)3.6.1塔径计算 (11)3.6.2精馏塔有效高度计算 (13)第4章塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1.1溢流装置计算 (14)4.1.2塔板设计 (15)4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 (15)4.2.1溢流装置计算 (15)4.2.2塔板设计 (16)4.3塔板的流体力学性能的验算 (16)4.3.1精馏段 (16)4.3.2提馏段 (18)4.4板塔的负荷性能图 (19)4.4.1精馏段 (19)4.4.2提馏段 (21)第5章板式塔的结构 (23)5.1塔体结构 (23)5.1.1塔顶空间 (23)5.1.2塔底空间 (23)5.1.3人孔 (23)5.1.4塔高 (23)5.2塔板结构 (24)第6章附属设备 (24)6.1冷凝器 (24)6.2原料预热器 (24)第7章接管尺寸的确定 (26)7.1蒸汽接管 (26)7.1.1塔顶蒸汽出料管 (26)7.1.2塔釜进气管 (26)7.2液流管 (26)7.2.1进料管 (26)7.2.2回流管 (26)7.2.3塔釜出料管 (26)第8章附属高度确定 (28)8.1筒体 (28)8.2封头 (28)8.3塔顶空间 (28)8.4塔底空间 (28)8.5人孔 (28)8.6支座 (28)8.7塔总体高度 (28)第9章设计结果汇总 (30)设计小结与体会 (32)参考文献 (33)摘要课程设计不同于平时的作业，在设计中需要我们自己做出决策，即自己确定方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备计算，并要求自己的选择作出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。
甲醇加热器设计说明书 .wps 2.
化工原理课程设计——甲醇加热器的设计班级：过控114班姓名：辛霖学号：2011112083指导教师：佟白日期：2013.8.19～9.1目录一、简介 (1)二、设计任务书 (2)三、工艺计算 (3)3.1 确定设计方案 (3)3.2 确定物性数据 (3)3.3 计算中涉及到的符号说明 (4)3.4 估算传热面积 (4)3.5 工艺结构尺寸 (6)四、换热器计算 (8)4.1 传热能力核算 (8)4.2 壁温核算 (9)4.3 核算压强降 (10)五、设备参数计算 (12)5.1 壳体壁厚 (12)5.2 接管法兰 (13)5.3 设备法兰 (13)5.4 封头设计 (14)5.5 支座设计 (15)5.6 换热器主要结构尺寸和计算结果表 (16)六、参考文献 (18)七、设计总结 (19)一、方案简介本设计任务是利用热流体（水蒸汽）给甲醇蒸汽加热。
利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。
下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。
换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。
不同的换热器适用于不同的场合。
而列管式换热器在生产中被广泛利用。
它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。
尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。
所以首选列管式换热器作为设计基础。
二、设计任务书齐齐哈尔大学化工原理课程设计任务书专业：过程装备与控制工程班级：过控114班姓名：辛霖设计日期：2013.8.19～9.1设计题目：甲醇加热器设计用420K的饱和水蒸汽加热甲醇燃料气，甲醇处理量为2500kg/h,甲醇由338K上升到393K。
设计条件：1.两侧污垢热阻为1/8700 m2·℃/K2.热损失3%。
3.初设K=58.2W/m²℃设计要求：1.设计满足以上条件的换热器，并写出设计说明书2.根据所选换热器，画出设备装配图指导教师：佟白2013年8月19日三、工艺计算3.1 确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度420K，出口温度420K。
化工原理甲醇冷却器设计
化工原理课程设计任务书甲醇冷凝冷却器的设计2、设计任务及操作条件处理能力10600kg/h甲醇。
设备形式列管式换热器操作条件①甲醇：入口温度64℃，出口温度50℃，压力为常压。
②冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃，压力为0.3MPa。
③允许压降：不大于105 Pa。
④每年按330天计，每天24小时连续运作。
3、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。
设计方案1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度64℃，出口温度50℃冷流体。
冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用列管式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于清洗，应使冷却水走管程，甲醇走壳程。
另外，这样的选择可以使甲醇通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用φ25mm×2.5mm的碳钢管，管内流速取u i = 0.5m/s。
2、确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。
壳程甲醇的定性温度为：管程循环水的定性温度为：根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
甲醇在57℃下的有关物性数据如下：密度ρo=755.77 kg/m3定压比热容c p o=2.629kJ/(kg·℃)导热系数λo=0.1919W/(m·℃)粘度μo=0.00039 Pa·s循环水在35℃下的物性数据：密度ρi=994kg/m3定压比热容c p i=4.08 kJ/(kg·℃)导热系数λi=0.626 W/(m·℃)粘度μi=0.000725 Pa·s设计结果主要符号说明。
甲醇冷凝冷却器的设计
甲醇冷凝冷却器的设计1. 引言甲醇冷凝冷却器是一种常见的热交换设备，用于将高温甲醇气体冷却并转化为液体。
其设计的合理与否直接影响到甲醇生产过程的效率和能源利用率。
本文将对甲醇冷凝冷却器的设计进行探讨，并提出一些优化建议。
2. 设计原理甲醇冷凝冷却器的设计基于热传导和传热原理。
当高温甲醇气体进入冷凝冷却器时，通过与冷却介质（如水或空气）之间的热交换，使甲醇气体所含的热量转移到冷却介质中，从而使甲醇气体冷却并凝结成液体。
3. 设计要素甲醇冷凝冷却器的设计需要考虑以下要素：(1) 冷却介质的选择：冷却介质的选择应根据具体的工艺要求和环境条件来确定。
水是常用的冷却介质，具有良好的冷却效果和热传导性能。
但在水资源匮乏或恶劣环境下，可以考虑使用空气或其他低温液体作为冷却介质。
(2) 冷凝管道的设计：冷凝管道是甲醇冷却冷凝的关键组成部分。
其设计应考虑到甲醇气体的流量、压力和温度等参数，以及冷却介质的流量和温度。
通过合理的管道布局和尺寸选择，可以达到最佳的热传导效果。
(3) 散热面积的确定：散热面积是冷凝冷却器的重要参数，直接影响到冷却效果。
根据甲醇气体的热量和冷却介质的传热系数，可以计算出所需的散热面积。
在实际设计中，应根据经验和实际情况进行合理的取舍。
(4) 设计材料的选择：甲醇冷凝冷却器需要选择耐腐蚀、导热性能好的材料。
常用的材料有不锈钢、铜、铝等。
根据实际情况和经济性考虑，选择合适的材料可以提高设备的使用寿命和效率。
4. 设计优化为了提高甲醇冷凝冷却器的效率和能源利用率，可以考虑以下优化措施：(1) 采用多级冷凝：多级冷凝是指将冷却介质分成多个级别，依次与甲醇气体进行热交换。
这样可以充分利用冷却介质的温度梯度，提高冷却效果。
(2) 优化冷却介质流动方式：合理的冷却介质流动方式可以增加冷却介质与甲醇气体之间的接触面积，提高传热效率。
例如，可以采用交叉流或逆流方式，增加流体之间的对流传热。
(3) 加强冷凝管道的换热效果：通过增加冷凝管道的长度和表面积，可以增加甲醇气体与冷却介质之间的接触时间和接触面积，提高换热效果。
化工原理课程的设计
△Pp= hPρLg=0.0693×809.30×9.81=550.189Pa＜0.9KPa（设计允许值） （2）液面落差
• 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽 略液面落差的影响。
（3）液沫夹带
• 液沫夹带量，采用公式
•
ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf)]3.2
直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3do=15mm 筛孔的数目n为
n1.15A051.1505.537 2756
t2
0.012 5
开孔率为φ=0.907（do/t）2=0.907×(0.05/0.015)2=10.1%
气体通过阀孔的气速为 u0V As00.10.08 01 .65431 7.9 5m 3/s
• 验证结果为降液管设计符合要求。
• 4）降液管底隙高度ho • ho= Lh/（3600×lw×uo′）取uo'=0.07m/s • 则ho=0.00055×3600/(3600×0.60×0.07) =0.0406 m﹥ 0.006m • 故降液管底隙高度设计合理。
• 选用凹形受液盘，深度 hW'' 50mm
二、工艺过程及相关计算
工艺过程 及
相关计算
塔板数 的计算
工艺条件及 有关物性数 据的计算
塔体工艺 尺寸计算
塔板主要 工艺尺寸
的计算
塔板数的计算
• 物料衡算
F14 .51 9 km 8/holxF 0.324 D=48.462kmol/h xD 0.914 W=93.136kmol/h xW 0.017
84.7
110.05KPa
塔体工艺尺寸计算
50万吨年甲醇精馏工段及加压塔冷却器设计
50万吨/年甲醇精馏工段及加压塔冷却器设计摘要本文对甲醇精馏双塔工艺、三塔工艺、四塔工艺和五塔工艺进行了简要地介绍，通过对不同工艺地对比显示出五塔工艺地优越性.新型五塔工艺在四塔工艺高压塔后面加了个中压塔，可在高压塔底部和中压塔顶部与中压塔顶部和常压塔底部实现高效热集成，并用加压塔底部废热作为回收塔热源，节约能源.通过本课题地设计了解甲醇精馏地发展历程和国内外地研究现状，熟悉甲醇精馏工艺流程、技术设备等.应用aspen对五塔流程全程进行了初步地物料衡算，并且对加压塔甲醇冷却器进行了初步地设计.最后绘制出五塔工艺地PFD图、加压塔PID图、设备图和设备布置图.关键词：甲醇精馏多效精馏 Aspen Plus流程模拟AbstractThis paper described two columns distillation process,three columns distillation process , four columns distillation process and five distillation process in methanol rectificationtechnology ,showed the advantage of the five columns rectification process.The new five-column scheme adds a medium-pressure column after the original higher-pressure column. The five-column arrangement creates a multi-effect distillation configuration involving efficient heat integration between higher-pressure and medium-pressure columns and medium-pressure and atmospheric columns.And used the waste heat at the bottom of higher-pressure as recovery column's source of heat,which is energy-saving. Understanding of this issue through the design development process and the methanol distillation research status at home and abroad, familiar with the methanol distillation process, and technical equipment. The aspen software is applied to a preliminary balance of five column. Making a preliminary design for the condenser of higer-pressure column. Finally draw the process flow chart, flow chart with a control point of materials, equipment layout drawings and equipment.Keywords：Methanol Distillation Multi-effect distillation Aspen Plus process simulation第一章综述 (6)1.1概述 (6)1.1.2 甲醇地用途 (6)1.1.3 国内甲醇地工业现状和发展前景 (8)1.1.4 国内外甲醇生产工艺技术 (9)1.1.5 粗甲醇地组成 (13)1.2工艺流程选择 (14)1.2.1普通双塔流程 (14)1.2.2三塔精馏工艺 (16)1.2.3双效法四塔精馏工艺流程 (18)1.2.4五塔流程 (20)1.3选择甲醇工艺流程地依据 (21)1.4甲醇精馏残液回收技术 (21)1.5换热器 (23)1.5.1换热器分类 (23)1.5.2管壳式换热器工艺设计 (24)第二章五塔工艺条件设计 (25)2.1 物料衡算 (25)2.1.1 操作条件 (25)2.1.2 物料衡算 (25)2.2五塔地精确计算 (32)2.2.1五塔塔板数 (32)2.2.2五塔实际模拟 (35)第三章加压塔冷却器地设计 (39)3.1确定设计方案 (39)3.2确定物性数据 (39)3.2.1计算总传热系数 (39)3.2.2 工艺结构尺寸 (40)3.3换热器核算 (42)3.4 确定折流挡板形状和尺寸 (46)3.5 波形膨胀节 (46)3.6 设备主要附件地选择 (47)3.6.1 接管及法兰地选型 (47)3.6.2 左管板地选型 (49)3.6.2 换热管地选择 (49)3.6.3 左管箱短节地选择 (50)3.6.4 左管箱封头地选择 (50)3.6.5 左管箱隔板地选择 (50)3.6.6 左管箱法兰和密封垫片地选型 (51)3.6.7 右管板 (51)3.6.9 鞍座地选型 (51)3.7 设计结果一览表 (52)结论 (53)参考文献 (54)符号说明 (55)附图 (56)附图一全程地物料流程图 (56)附图二加压塔地带控制点地工艺流程图 (56)附图三平面地设备布置图 (56)附图四换热器地设备图 (56)第一章综述1.1概述1.1.1甲醇地性质及用途甲醇又名木醇，无色、透明、高度挥发、易燃液体.略有酒精气味.分子式 C-H4-O.分子量32.04.相对密度0.792(20/4℃).熔点-97.8℃.沸点64.5℃.闪点 12.22℃.自燃点463.89℃.蒸汽密度 1.11.蒸汽压 13.33KPa(100mmHg 21.2℃).蒸汽与空气混合物爆炸下限 6～36.5 % .分子结构：C原子以sp3杂化轨道成键，O原子以sp3杂化轨道成键.分子为极性分子.最早从木材干馏得到所以又称木醇或木精.甲醇是无色有酒精气味易挥发地液体，能溶于水和许多有机溶剂.甲醇有巨毒，误饮5～10毫升能双目失明，大量饮用会导致死亡.1.1.2 甲醇地用途甲醇是一种重要地有机化工原料,应用广泛，它地下游产品种类很多，结合市场需求.发展国内市场紧缺，特别是可以替代石油化工产品地甲醇下游产品，是未来大规模发展甲醇生产，提高甲醇竞争力地主要方向.甲醇是一种重要地有机化工原料，主要用于生产甲醛，消耗量要占到甲酵总产量地一半，甲醛则是生产各种合成树脂不可少地原料.用甲醇作甲基化试剂可生产丙烯酸甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲胺、甲基苯胺、甲烷氯化物等；甲醇羰基化可生产醋酸、醋酐、甲酸甲酯等重要有机合成中间体，它们是制造各种染料、药品、农药、炸药、香料、喷漆地原料，目前用甲醇合成乙二醇、乙醛、乙醇也日益受到重视.甲醇也是一种重要地有机溶剂，其溶解性能优于乙醇，可用于调制油漆.一些无机盐如碘化钠、氯化钙、硝酸铵、硫酸铜、硝酸银、氯化铵、氯化钠都或多或少地能溶于甲醇.作为一种良好地萃取剂，甲醇在分析化学中可用于一些物质地分离，还用于检验和测定硼.甲醇还是一种优良燃料可作能源.在汽车燃油中可直接添加3-5％地甲酵，目前直接将甲醇当燃料已引起世界各国地兴趣，它已被某些发电站作燃料. 1985年5月加拿大政府曾宣布过一项全国计划，实验用甲醇做公共汽车和运输卡车地燃料.1987年我国在北京顺义也建成投产第一座年产万吨地甲醇汽油厂，甲醇汽油中50%地汽油、40％地甲醇和10％地添加剂组成.前些年我国汽车用“高比例甲醇汽油”地研制和应用也取得成果，并通过鉴定.使用这种燃料汽车发动机无需改装，燃料辛烷值高，造成空气污染远比柴油、汽油要小，该项科技成果对缓解我国燃油短缺，促进煤炭深加工和环境保护有重要意义.在宇宙航空中甲醇能作火箭燃料.甲醇可作为防冻剂使用，严冬时节在汽车水箱中添加适量甲醇，能使水箱中循环冷却水不冻，在禁酒国家中甲醇用作酒精变性剂，将甲醇掺在乙醇之中得到变性乙醇，具有一定毒性使之不宜饮用.甲醇经微生物发酵可生产甲醇蛋白，富含维生素和蛋白质，具有营养价值高而成本低地优点，是颇有发展前景地饲料添加剂,能广泛用于牲畜、家禽、鱼类地饲养.甲醇制烯烃地MTO工艺和甲醇制丙烯地MTP工艺是目前重要地C1化工技术，是以煤基或天然气基合成地甲醇为原料，生产低碳烯烃地化工工艺技术，是以煤替代石油生产乙烯、丙烯等产品地核心技术.随着我国国民经济地发展及对低碳烯烃需求地日渐攀升，作为乙烯生产原料地石脑油、轻柴油等原料资源，面临着越来越严重地短缺局面.因此，加快甲醇制烯烃工艺地工业应用问题引起了各方面地重视.石油资源短缺已成为我国乙烯工业发展地主要瓶颈之一，国民经济地持续健康发展要求我们必须依托自身地资源优势发展石化基础原料生产，国际油价地节节攀升使MTO/MTP工程地经济性更具竞争力.甲醇制低碳烯烃(MTO/MTP)工程将成为众多煤化工工程产业链中地重要一环.国外研究实践表明，用甲醇生长促进剂喷施在不同地农作物上，可以大量增产.另外喷施甲醇生长促进剂后，农作物还会保持枝叶鲜嫩、茁壮茂盛，有利于干旱地区农作物地生长，近几年来，甲醇生长促进剂地肥效作用已经引起国内外专家地高度重视.无论从甲醇下游产品开发，还是从饲料工业需求角度分析，甲醇蛋白都是十分重要且极具市场潜力和发展前景地产品.以甲醇为原料经微生物发酵生产地甲醇蛋白被称为第二代单细胞蛋白.据中国农科院饲料研究所地有关专家分析，到2010年和2020年，我国蛋白质饲料需求量分别为0.6亿吨和0.72亿吨，而资源供给量仅为0.22亿吨和0.24亿吨，供需缺口分别为 0.38亿吨和0.48亿吨，如果到2010年10%地蛋白质缺口由甲醇蛋白顶替，则需求量为380万吨.这个数字如果能够实现，对甲醇工业地意义将十分重大.1.1.3 国内甲醇地工业现状和发展前景国内甲醇生产始于1957 年, 以小甲醇起家.2004 年全国生产能力已超过6000kt/ a.规模在200kt/ a 地仅两套, 分别在上海焦化有限公司和陕西榆林天然气公司, 另外, 内蒙古苏里格天然气化工股份有限公司建有一套180kt/ a 装置.100kt/ a 规模地有9 套.40～100kt/ a( 不含100 kt/ a) 规模地有22套.其余小甲醇均为联醇装置.近年来, 我国甲醇产量有较大地增长, 1998～2005 年, 年均增长率为19. 8% .虽然国内甲醇产量增长很快, 但装置开工率一直较低, 尤其是在1998～2002 年, 开工率一直在40%～55% .2003、2004 和2005 年由于甲醇需求旺盛、价格高, 开工率上升到近年来地高峰, 达到62%、73%和77% .国内甲醇装置开工率低地主要原因是我国联醇装置产能约占总产能地50%左右, 多数联醇装置规模小、产品成本高、缺乏竞争力, 造成开工严重不足.近年我国甲醇需求迅速增长, 消费量已由1998年地2151kt 增长到2005 年地6705. 80kt, 1998～2005 年均增长速度为17. 7% .虽然我国甲醇生产能力已不算低, 但是由于规模小、竞争力差, 每年还是要进口大量地甲醇, 除了2002 年进口量达到1800kt以外, 其他年份均在1300～1400 kt, 2005 年进口量为1360kt.近两年国内甲醇产能地大幅增长, 使得甲醇地国内满足率大幅上升, 2005 年国内满足率达77%.满足率上升地主要原因是国内经济地快速增长使得甲醇地需求大幅增加.另外, 世界范围内能源( 石油、煤炭、天然气) 价格地上涨, 造成了化工产品价格大幅飙升, 甲醇价格也达到近年来地高峰, 而且一直维持在高位徘徊.甲醇地高价格刺激了企业地生产, 使得国内产量大幅增加.2002～2005 年产量年增长率达到45. 9% .客观地说, 虽然甲醇行业发展很快, 但整体水平仍然较低, 尤其是煤炭、动力、运费等价格地上涨, 使得甲醇生产成本在不断增加.甲醇地下游衍生物主要有甲醛、醋酸、MTBE、甲胺、对苯二甲酸二甲酯、聚乙烯醇、甲烷氯化物、甲基丙烯酸甲酯、硫酸二甲酯、碳酸二甲酯等.2005 年在甲醇衍生物消费结构中, 甲醛是第一消费大户, 占38. 9% 。
乙醇冷却器课程设计
河西学院Hexi University化工原理课程设计题目: 乙醇冷却器设计学院: 化学化工专业: 化工141学号: 2014210021姓名: 饶培豪指导教师: 佟永纯2016年 11 月 14 日化工原理课程设计任务书一、设计题目：乙醇冷却器的设计二、设计任务及操作条件1.设计任务处理能力：200×103 t/年乙醇操作周期：7200小时/年2.操作条件10Pa操作压力：不大于5×4操作条件：乙醇入口温度78℃，出口温度38℃冷却介质：循环水，入口温度25℃，出口温度39℃3.设备型式：固定板式换热器4.建厂地址：新疆三、设计要求1、选择适宜的列管式换热器并进行核算2、要进行工艺计算3、要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、横算结果等）4、编写设计任务书5、进行设备结构图的绘制目录1.概述1.1换热器概述 (1)1.2换热器的种类及特点 (1)1.3换热器设计要求 (2)1.4设计方案 (2)2、确定物性数据 (3)3、计算总传热系数 (3)3.1 热流量 (3)3.2 平均传热温差 (4)3.3 冷却水用量 (4)3.4 总传热系数K (4)4、计算传热面积 (4)5、工艺结构尺寸 (5)5.1 管径和管内流速 (5)5.2 管程数和传热管数 (5)5.3 平均传热温差校正及壳程数 (5)5.4 传热管排列和分程方法 (5)5.5 壳体内径 (5)5.6 折流板 (5)5.7 接管 (6)6、换热器核算 (6)6.1 热量核算 (6)6.2 重新核算 (7)6.3 换热器内流体的流动阻力 (8)6.4 换热器主要结构尺寸和计算结果(见表格一) (9)7、设计的评价 (10)参考文献 (11)致谢 (13)I乙醇冷却器设计饶培豪摘要:本设计采用固定管板式换热器制作乙醇冷却器，通过计算得出传热面积为149.5平方米，面积裕度为19.3%，折流板数28，间距270，管程数5，总传热管数305，总传热系数519.48，通过热量核算，流体流动阻力，壳程阻力计算，各数据均符合标准。
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设计题目：甲醇冷凝冷却器的设计系别专业：学生姓名: 学号:起迄日期: 2015年06 月 03日~2015年06 月 13 日指导教师:化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书2．对课程设计成果的要求〔包括图表、实物等硬件要求〕：图表物料甲醇水入口6430温度℃出口5040质量流量kg/h106009562设计压力(MPa)常压3．主要参考文献：柴诚敬主编化工原理（高等教育出版社）贾绍义柴诚敬主编化工原理课程设计（天津大学出版社）4．课程设计工作进度计划：序号起迄日期工作内容1设计实验内容和要求2按设计任务和条件计算实验结果3完成电子稿的设计课程设计说明书设计名称化工原理课程设计2015 年 6 月 3 日化工原理课程设计说明书目录（一）课程设计的任务和要求：设计方案 (1)（二）对课程设计成果的要求：图表 (2)（三）主要参考文献 (2)（四）课程设计工作计划进度 (2)（五）设计计算过程...................................................5~11（六）计算结果列表 (12)1、设计题目甲醇冷凝冷却器的设计2、设计任务及操作条件处理能力10600kg/h甲醇。
设备形式列管式换热器操作条件①甲醇：入口温度64℃，出口温度50℃，压力为常压。
②冷却介质：循环水，入口温度30℃，出口温度40℃，压力为。
③允许压降：不大于105 Pa。
④每年按330天计，每天24小时连续运作。
3、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。
设 计 方 案1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度64℃，出口温度50℃冷流体。
冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用列管式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于清洗，应使冷却水走管程，甲醇走壳程。
另外，这样的选择可以使甲醇通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用φ25mm ×的碳钢管，管内流速取u i = s 。
2、确定物性数据定性温度：可取流体进出口温度的平均值。
壳程甲醇的定性温度为：6450572+T ==℃管程循环水的定性温度为：℃＝＋＝3524030t根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
甲醇在57℃下的有关物性数据如下：密度 ρo = kg/m 3 定压比热容 c p o =(kg ·℃) 导热系数 λo =(m ·℃) 粘度 μo = Pa ·s 循环水在35℃下的物性数据：密度 ρi =994kg/m 3定压比热容 c p i = kJ/(kg ·℃) 导热系数 λi = W/(m ·℃) 粘度 μi = Pa ·s 3．计算总传热系数 （1）热流量()3o o po o 106002.629106*********W 3600Q w c t =∆=⨯⨯⨯-=（2）平均传热温差1212(6440)(5030)t '21.964-40ln ln50-30m t t t t ∆-∆---∆===∆∆℃（3）冷却水用量i 3pi i 10837336009562.3kg /c t 4.08104030O Q w h ⨯===∆⨯⨯-（）（4）总传热系数K ①管程传热系数i i i e i d u p 0.020.5994137100.000725R μ⨯⨯===4.0ii pi 8.0i i i i i i i c p u d d 023.0）（）（λμμλα=30.80.40.626 4.08100.0007250.023*******.020.626⨯⨯=⨯⨯⨯（）（⋅=m /2.2733W (m 2·℃)②壳程传热系数假设壳程的传热系数αo = 800 W/(m 2·℃)； 污垢热阻为R s i = m 2·℃/W R s o = m 2·℃/W管壁的导热系数λ=45 W/(m ·℃) ③总传热系数Koso m o i o i i i o 1d bd d d d d 1αλα＋＋＋＋R R K =1=0.0250.0250.00250.0251+0.00034++0.000172+2733.20.0200.020450.0225800⨯⨯⨯⨯=423W/(m 2·℃) 4、计算传热面积'2m 10837311.69t 42321.9Q S m K ===∆⨯考虑15％的面积裕度，S=×S'=×= 5、工艺结构尺寸（1）管径和管内流速及管长选用ϕ25mm ×传热管(碳钢)，取管内流速u i =s （2）管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数229562=17.02183.1436009940.0200.544s i iVn d u π==≈⨯⨯⨯⨯根按单程管计算，所需传热管长度为213.44=9.513.140.02518o s S L m d n π==⨯⨯按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
若取传热管长L =6m ，换热器管程数为2，则13.44293.140.0256s o S n d L π===⨯⨯根每程管数为292=15根管内流速2295620.57/3.1436009940.0201544i i s V u m sd n π===⨯⨯⨯（3）平均传热温差校正及壳程数平均传热温差校正系数12216450 1.44030R t t T -T -===-- 211140300.296430t t P t --===T -- 按单壳程、双管程结构查温差校正系数图表。
可得t 0.94ϕ∆=平均传热温差'm t t 0.9411.6910.99m t ϕ∆∆=⋅∆=⨯=℃（4）传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距t= d 0，则t=×25=≈32mm横过管束中心线的管数1.196c n ===根（5）壳体内径采用双管程结构，取管板利用率η=，则壳体内径为=1.05 1.0532170.38D mm =⨯=圆整可取D ＝180mm （6）折流档板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的％，则切去的圆缺高度为h ＝％×180＝ 取折流板间距B ＝，则B ＝×180＝90mm折流板数为60001=16690B N =--=传热管长块折流档板间距折流挡板圆缺面水平装配。
（7）接管①壳程流体进出口接管取接管内甲醇流速为 u 1＝s ，则接管内径为10.038d m ===圆整后可取内径为50mm 。
②管程流体进出口接管取接管内循环水流速 u 2＝ m/s ，则接管内径为20.053d m ===圆整后可取内径为60mm 。
6．换热器核算 （1）热量核算①壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式10.550.143o oew0.36e r d o R P λμαμ=（）当量直径，由正三角形排列得22223.144()4(0.0320.025)24240.020m 3.140.025o e o t d d d ππ-⨯⨯-⨯===⨯ 壳程流通截面积2o o d 0.02510.090.1810.0035m t 0.032S BD =-=⨯⨯-=（）（）壳程甲醇流速及其雷诺数分别为o 0o 10600 1.11m /3600755.770.00350.0200.86755.77e 333310.00039o e o oV u s S d u R ρμ===⨯⨯⨯⨯===普兰特准数302.629100.00039r 5.30.1919po o oc P μλ⨯⨯===粘度校正114.0w≈）（μμ 10.5523o 0.19190.3633331 5.311851/m 0.020W α∴=⨯⨯⨯⨯=⋅（℃）②管程对流传热系数 当R e i >10000，60iLd >时可采用公式 0.80.40.023e r ii i i iR P d λα=管程流通截面积222i3.141860.0200.0019m 4242s c i n n d π--⎛⎫==⨯⨯= ⎪⎝⎭管程循环水流速及其雷诺数分别为9562 1.41m /36009940.00190.020 1.41994e 386630.000725i i i i ii iV u s S d u R ρμ===⨯⨯⨯⨯===普兰特准数30.80.42i 4.08100.000725r 4.730.6260.6260.02332356 4.735435/(0.020pi ii ic P W m μλα⨯⨯===∴=⨯⨯⨯=⋅℃）③传热系数K21d d bd 1d d d 10.0250.0250.00250.02510.0003440.00017254350.0200.020450.022********/m o o o si so i i i m oK R R W αλα==⨯⨯⨯⨯=⋅＋＋＋＋＋＋＋＋（℃）④传热面积S21083737.5t 69720.6m Q S m K ===∆⨯该换热器的实际传热面积S p2p 3.140.02560.06(18-6) 5.60o T S d LN m π==⨯⨯-⨯=（）该换热器的面积裕度为p 14.1-7.5100%100%88%7.5S S H S -=⨯=⨯=传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
（2）换热器内流体的压力降①管程流动阻力122212()=1.4=1=222i t s pt s p i i i i i i p p p F N N F N N u u L p p d ρρλξ∆=∆+∆∆=∆=∑其中，，，由R e ＝32356，传热管相对粗糙度0.10.00520d ε==，查莫狄图得λi ＝m ·℃，流速u i ＝s ，ρ＝994 kg/m 3，所以21226994 1.180.0357266a 0.0202994 1.1832076a 2P P P P ⨯∴∆=⨯⨯=⨯∆=⨯= 4572662076 1.412 1.5691010a iP Pa P ∴∆=+⨯⨯⨯=⨯<∑管程总压力降（）管程压力降在允许范围之内。
②壳程压力降''121 1.15o t ss t P P P F N N F ∆=∆+∆==∑（）其中，流体流经管束的阻力2'10.2280.2282'11(1)220.55Re 5333310.479390.86/755.770.860.50.479(391)236442o o o c Bo c B o u P Ff n N F f n N u m sP Paρ--∆=+==⨯=⨯====⨯∴∆=⨯⨯⨯+⨯=其中，，流体流过折流板缺口的阻力2'222'245o 2(3.5)20.15,0.3220.15755.770.86(3.5)39(3.5)27250a20.322725023644 1.151 5.44410<10o o B o o B u B P N D B m D mu B P N P D P Pa Paρρ∆=-==⨯⨯∴∆=-=⨯-⨯=∴∆=+⨯⨯=⨯∑其中壳程总压力降（） 壳程压力降也在允许压力降范围内。