乙醇水精馏塔顶产品冷凝器的设计分解Word下载.docx
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五、设计时间安排：
2周六、班级与分组说明
1、人数：
2011化工共16人。
分组：
每2人为一小组，共8个小组。
七、参考资料:
2.1工艺流程及草图说明
2.2精馏塔全塔物料衡算
F：
原料液流量（kmol/s）
x
原料组成（摩尔分数，下同）
D：
塔顶产品流量（kmol/s）
塔顶组成
W塔底残液流量（kmol/s）
W塔底组成
1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
乙醇相对分子质量：
46.07kg/kmol;
水相对分子质量：
18.02kg/kmol
0.38/46.07
塔底组成：
X==O.OO2
0.005/46.07+0.995/18.02
2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M=0.193x46.07+（1-0.193）x18.02=23.434（kg/kmol）
M=O.881X46.07+（1-0.881）X18.02=42.732（kg/kmol）
M=O.OO2X46.07+（1-0.002）X18.02=18.076（kg/kmol）3）物料衡算
年处理量90000t
F=11718.75kg/hMF=500.075kmol/h
（2-1）
（2-2）
总物料量F=D+W5OO.O75=D+W
乙醇物料衡算FXf=DX+WX5OO.O75*O.193=DX0.881+WXO.OO2
联立得D=108.663kmol/hW=391.412kmol/h
换算得D=1O8.663XM=4643.387（kg/h）W=391.412XM=7O75.163（kg/h）
质量组分
摩尔组分
合
计
平均摩尔质量kg/kmol
质量流量kg/h
摩尔流量kmol/h
乙醇
水
塔顶
0.95
O.O5
0.88
1
0.11
9
42.743
11718.
8
500.07
5
塔底
O.OOO
O.999
O.OO
2
O.99
18.076
7075.1
6
391.41
进料
O.38
0.62
O.19
3
O.8O
7
23.434
4643.3
108.66
物料组成计算结果
表2-1
2.3塔顶温度确定
pA,Pb为纯组分的饱和蒸汽压，Ya,%为纯组分A,B的活度系数。
压力，温度，和浓度对活度系数的值都有影响，一般影响不大。
温度的影响可按下面的经验公式计算：
C^TologY
得pA=100.721kPapB=43.976kPa
（c）用修正的拉乌尔定律计算活度系数
式中常熟C对不同的物系，不同组成，数值不同。
可用一组已知数据求取如下:
〈1〉按已知的常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系查
表2-2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系
温度/r
液相
气相
100
82.7
23.37
54.45
79.3
57.32
68.41
95.5
1.90
17.00
82.3
26.08
55.80
78.74
67.63
73.85
89.0
7.21
38.91
81.5
32.73
59.26
78.41
74.72
78.15
86.7
9.66
43.75
80.7
39.65
61.22
89.43
85.3
12.38
47.04
79.8
50.79
65.64
84.1
16.61
50.89
79.7
51.98
65.99
（a）内差法求
（d）
对组分AB的常熟分别为CA、Cb,于是
Ca=T0logYa=315.27xlog（1.008）=1.388
Cb=Tolo^B=315.27xlog（2.266）=112.233
（e）
（2-7）
（2-8）
用试差法计算塔顶温度
设温度t=79C用安托尼方程计算该温度下AB组分的饱和蒸汽压得:
度系数可表示如下:
带入CaCb和T得
可知P=103.796kPa
tw=99.5C由此可知压力对相平衡组成的影响不大故塔低可直接用常压下的操作数据计算
2.1.2理论塔板的计算
理论板：
指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。
由作图法可知最小理论板数Nmin=9
由X,Nmin可通过吉利兰关联图查出丫解的N。
（2-10）
查图可知丫=0.24，由丫=N~Nmin可得到N=12.1N+1
L=RXD=6.318X108.63=691.77（kmol/h）
V=（R+1）D=（6.318+1）X108.63=800.48（kmol/h）（2-11）
（2-12）
L'
=L+F=691.77+500.1=1191.85（kmol/h）
V'
=V=800.48kmol/h
表2-3回流比的选择
R/Rmin
Rmin
R
X
Y
L/（kmol/h）
V/（kmol/h）
1.4
3.184
4.458
0.233
0.43
484.242
592.875
1.5
4.776
0.276
0.40
518.831
627.464
1.6
5.094
0.313
0.39
553.420
662.053
1.7
5.413
0.348
0.34
588.009
696.642
N
图2-2回流比选择图
由图可以看出当回流比选1.6Rmin时费用最少，故操作回流比R=1.6FU=5.094
当R=5.094时，L=553.42（kmol/h）
V=662.05kmol/h
则进入冷凝器的量为V冷=（662.05*42.74）（kg/h）=28296.017kg/h
.换热器的设计
1.初选换热的选型
表2-4换热器的分类
列管
式
固定管
板式
刚性结构
用于管壳温差较小的情况（一般三50C，关键不能清洗，壳程清洗空难，壳程易走不宜结构的物质
带膨胀节
有一定温度补偿能力，壳程只能承受低压力，不超过0.6MPa
浮头式
适用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀和结垢的场合，造价比固定式咼20%
U形管式
管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难，管子难以更换
填料函式
外填料函
管间容易泄露，不易处理易挥发，易爆炸及压力较高的介质
内填料函
密封性能差，不能用于压差较小的场合。
釜式
壳体上部有个蒸发空间，用于再沸蒸煮
塔顶热流体（乙醇蒸汽）进口温度：
792C:
出口温度79.2r（过程中只有相关）根据地区全年平均温度30C，冷却水进口温度为25r，而冷却水的出口温
度为避免大量结垢而且两端温差一般介于5—10C且从设备费用考虑固定管板
式费用较低。
（2）流动空间安排、流向的确定
虽然冷却水易垢，但乙醇易挥发、易爆炸走壳层不易漏，虽然流速太低将
会加快污垢的增长速度使用换热器的热流层下降，再者，饱和蒸汽宜走管洞，以便于及时排除冷凝液，工业生产都是从安全稳定角度考虑，所以总体考虑，冷却水应该走管程，乙醇蒸汽应该走壳程，易冷凝。
在相同的流率、热容率比和传热面积下逆流的效率要比并流的效率高所以采用逆流流向。
2.工艺流程及草图说明
如图所示，首先由A设备一精馏塔上升的乙醇蒸汽作为进料，从1号接管
进入B设备一冷凝器，再从2号接管流出进入C设备一分配器，其中冷却水从3号接管进入再从4号接管出来，所出来的水带有一定的热量，作为精馏塔原料液的预热。
分配器的冷凝液一部分作为回流液回流，另一部分经过冷却后为产品,整个工艺流程大体是这样。
3.工艺计算及主体设备设计
（1）壳程乙醇的定性温度：
T=79.2+79.2=79.2C2
管程冷却水的定性温度：
t=^^空=30C
查化工物性手册（无机卷，有机卷）
则Qj=28296.071x824=24368899.79kJ/h由于Q1=Q2则
两流体的温差Tm-tm=79.2-30=49.2C<
50E估所选固定管板式换热器
（4）计算有效平均温差
4.初选换热器的规格
（1）选取经验传热系数K值
根据管程走循环水，壳程走乙醇总传热系数K=467-814[W/（m2C）]
现暂取K=680[W/（m2C）]
（2）估算换热面积
K*3m
固定管板式换热器的规格如下
表2-6换热器的尺寸
公称直径D
1000mm
工程换热面积A
227n2
管程数NP
管数n
488
管长
6000mm
管子直径
©
25mm*2.5mm
管子排列方式
正三角形
管程流通截面积
0.0846m2
管中心距
32mm
换热器的实际换热面Ao兀do（L-0.1）=488x3.14x0.025x（6-0.1）=226.02m2
（3-5）
该换热器所需求的总传热系数
—
A。
•Atm
6769.14"
000=592・c）]
226.02X50
5.换热器的核算
（1）
计算壳程对流传热系数ci
查t=30C时，水的Pr=5.42,
0681
贝U%=0.023x—X（52871.50）0.8x（5.42）0.4=8382.45[w/（m2C）]
0.02
（2）计算壳程对流传热系数％
因为卧式管壳式换热器，壳蒸汽在程为乙醇饱和蒸汽冷凝为高河液体后离开换
热器，故可按蒸汽在水平管外冷凝的计算公式计算
P曲1/4
（3-10）
30.725（n£
现假设管外壁温tw=40C,则冷凝液膜的平均温度为
0.5（tw+ts）=0.5（79.2+40）=59.6
查在59.6C下乙醇的物性参数：
（查化工物性手册有机卷）
物质
密度
（kg/m3）
粘度
（Pas）
导热系数
[w/（mk）]]
汽化热
（kj/kg）
温度△
t（C）
766.168
0.000603
0.16971
881.92
19.6
则
3333
4883X0.000603X0.025x19.6
£
0=0.725（766.168"
.8：
10他0697"
0厂881a10）1/4=656.78[w/（m2）]
（3）
确定污垢热阻
（4）
总传热系数
=0.0022
+0.000172+0.000062+0.00025+0.000149
656.78
则K。
=462.83<
598.99（则此设计不合理）重新假设壁温tw，同理可求当tw=78C时，同理求得K。
=782.5>
598.99[W/（m2C）]
所选换热器的安全系数为：
[（782.5-598.99）/598.99]咒100%=30.6%
表面该换热器的传热面积裕度符合要求。
（5）核算壁温与冷凝液流型，一般忽略管壁热阻按近似计算公式
（6）
（6）核算流型
tw=78.46r这与假设相符可以接受
（7）计算流动阻力
a.管程流动阻力
22
（3-17）
与竺=0.0312咒旦.咤比=21141.4pa
di20.02-
对于©
25mM2.5mm的管子有Ft=1.4Np=2Ns=1
EAPi=（AP1+AP2）Ft•Np・Ns=（21141.4+6776）X1.4X2X1
=78168.72<
105Pa
②计算壳程压力降
壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。
由此可知，所选换热器合适
6.传热管的排列和分程方法
采用正三角形排列即每程内均按正三角形排列
取管心距a=1.25d0,两管外径之间的距离不能小于6mmi卩a>
（d0+6）mm
所以a=1.25X25=32mm
（3-19）
横过管束中心线的管线：
nc=1.1贝=1.17488=27.6俺28根
⑴壳体内径
采用多管结构，取管板利用率n=0.7.壳体内径为
圆整可取900mm②折流板
采用弓形折流板取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%则切去圆缺高度
为h=0.25X900=225mm
取折流板间距B=0.6D
B=0.6X900=540mm
折流板数:
7、接管
壳程流体进出口接管：
取接管内乙醇的流速为2.13m/s则接管内径为:
（3-22）
=fg2382.85）彳3600咒743096）=0.07m=700mm
V3.14天2.13
可圆整为管径为©
750mrX12mm
管程流体进出口接管：
取接管内循环水流速u=1.5m/S,则接管内径为
“995.7）=0..371m=371mm
3.14X21.5
可圆整为©
400mX12mm
四、换热器主要结构尺寸和计算结果
1、计算结果表
换热器主要结构尺寸和计算结果
列管式换热器工艺参数
流体空间
管程
壳程
物料名称
循环水
乙醇蒸汽
操作温度C
25/35
79.2
流体密度kg/m3
995.7
743.296
流速n/s
2.13
流量kk/h
583626.06
24368899.79
传热量kw
6769.14
对流传热系数w/rfk
8382.45
总传热系数w/rfk
782.5
污垢系数rf°
C/w
1.72X10鼻
4
2.0x10
程数
阻力压降Mpa
0.0782
使用材料
碳钢
管子规格©
25X25
管数488根
管长6000mm
管间距32
排列方式
折流板型式上下
间距540mm
切口高度225mm
壳体内径900
换热面积
226.02m2
2、CAD绘制设备附图（见附图）
总结
止仔细查好
通过这次的课程设计，我总结了在设计中需要认真地计算好每步,每一个设计所需要的参数，需要学会在设计计算中发现问题，并通过查阅资料和联系实际来解决这些问题。
总的来说要想设计更好的，更合适工业生产的换热器。
那还需要大量查阅资料，不断累积经验和相关知识。
符号说明
英文字母
折流板间距,
系数，无量纲
d
管径，m
D
……换热器外壳内径,m
f
摩擦系数
h
圆缺咼度m
K
总传热系数w/（m2-C）
……管长，m
m•…
n•…
N•••••••
NB
……折流板数
P
……压力，pa
Re
s
……传热面积m2
冷流体温度c
希腊字母
对流传热系数w/（m2•C）
参考文献
[5]董大勤.化工设备机械基础.化学工业出版社.2002
[6]贾绍义,柴诚敬》化工原理课程设计.天津大学出版社.2002
[7][日]松居国夫.换热器级配管的设计.哈尔滨工业大学出版社.1987
[8]傅玉普,王新平.物理化学简明教程.大连理工大学出版社.2007
[9]朱开宏译.化工计算手册
[10]化工工艺设计手册.国家医药管理局上海医药设计院
[11]化工物性手册（有机卷无机卷）
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