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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95C预热至128C，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
kg/hmol%
组成(含乙醇量)
进口温度
出口温度
操作压
MPa
釜液 1097793.3
145
0.9
原料液1026807
95
1280.53
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[2]
试算并初选设备规格
确定流体在换热器中的流动途径。
根据传热任务计算热负荷Q。
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， 并确定在定性温度下流体的性质。
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。
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 ⑹ 由总传热速率方程 Q= KSAtm，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。
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。
核算总传热系数 计算管、壳程对流传热系数r1和r2，若r1
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%勺热损失，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 C
分别查得乙醇、水的物性为：
表2.2
粘度卩
(CP)
热导率入
(W/(m - C))
密度p
(kg/m3)
比热容Cp
(kJ/kg C)
乙醇
0.29
0.149
700
3.182
水
0.26
0.685
949.4
4.237
混合物
0.262
0.539879.9
4.067
以上表中混合物的各物性分别由下式求得⑵:
混合物冬」「一“；匕厂CP
混合物热导率'：「 一；1二一P —W/(m「C)
混合物密度宀：匚‘ ■■-kg/m3
混合物比热容「kJ/(kgC)
式中二为组成为i的摩尔分率，匚为组分i的质量分率。其他符号意义同前
所需传递的热流量：
Q=1.05X McX Cpm
由程序算得：Q=4019.2 KW
B.确定釜液出口温度
假设T2= 113C，则定性温度为：
Tm=( T1+T2 /2
由程序算得：Tm=129 C
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:
表2.3
粘度卩
(cp)
热导率入
(W/(m? °C))
密度p
(kg/m3)
比热容Cp
(kJ/kg C)
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/(MhX Cph)
由程序算得釜液实际出口温度：T2 = 113.1 T
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Nk⑹。
图解壳程数Nk 图2.1
如图1-1可见，所用水平线数为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。
勺2代
~n~- F
流程示意图 图2.2
2.5估算传热面积
A.传热温差厶tm
前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得:
血/[⑺-岛)-⑺-
血/[⑺-岛)-⑺-G]伽
145-113123-55
145-113
123-55
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]:
= 0.97
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：
1
△ tm
