乙醇水精馏塔顶产品冷凝器的设计.docx
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乙醇水精馏塔顶产品冷凝器的设计
-目录
一．设计任务书……………………………………2
二．计算
1.工艺流程及草图…………………………………………3
2.精馏塔的物料衡算……………………………………….3
3.塔顶温度的计算………………………………………….4
4.塔板数的确定…………………………………………….6
三．换热器的设计
1.初选换热器的选型……………………………………….8
2.工艺流程及草图说明…………………………………….9
3.工艺计算及主体设备设计……………………………….9
4.初选换热器的规格………………………………………10
5.换热器的核算……………………………………………11
6.传热管排列和分程方法…………………………………13
7.辅助设备的设计…………………………………………17
四．换热器这要结构及尺寸和计算结果表
1.计算结果表
2.CAD绘制设备辅助图
五．结论
六．符号说明
七．参考文献
第一章任务书
1.1化工原理课程设计任务书
一、设计题目：
A：
乙醇—水精馏塔顶产品冷凝器的设计
二、原始数据：
1、年处理产量：
9万吨
2、原料液温度：
30℃
3、原料液浓度（乙醇质量百分数）：
38%
4、产品浓度：
塔顶乙醇含量不小于95%；塔底乙醇含量不大于0.5%（乙醇质量百分数）
5、精馏塔顶压强：
4kpa（表压）
6、塔顶采用全凝器，泡点回流。
7、冷却水温度：
入口温度25℃
8、饱和水蒸汽压力：
3kgf/cm2（表压）
9、塔：
单板压降≤0.7kPa；换热器：
允许压降≤105Pa
10、设备形式：
换热器——列管式换热器
11、厂址：
12：
每年按320天运行，每天按24小时计
三、设计内容
A：
1、设计方案简介：
对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述；
2、换热器的工艺计算：
确定换热器的传热面积；
3、换热器的主要结构尺寸设计；
4、主要辅助设备选型；
四、设计成果
1、设计说明书一份。
内容包括：
①目录；
②设计题目及原始数据（任务书）；
③设计方案的说明和论证；
④设计过程的有关计算和数据汇总；
⑤主体设备设计计算及说明；
⑥附属设备的选择
⑦参考文献；
⑧后记及其它。
对设计过程的评述和有关问题讨论。
2、设计图及其他
B：
①工艺流程图、冷凝器装备图各一张。
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。
2、任务说明：
①每小组中甲、乙两同学共同完成流程选择和物料衡算之后，再分别按照A、B设计任务完成设计，其中B组所用原始数据同A组或以A组所求相关数据作为原始数据。
②请严格按照任务书中A、B要求进行。
七、参考资料：
《化工原理课程设计》、《化工原理》、《化工设备机械基础》、《化工制图》等。
第二章工艺计算
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）xF：
原料组成（摩尔分数，下同）
D：
塔顶产品流量（kmol/s）xD：
塔顶组成
W：
塔底残液流量（kmol/s）xW：
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
原料乙醇组成：
XF=
=0.193
塔顶组成：
XD=
=0.881
塔底组成：
XW=
=0.002
2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=
=23.434（kg/kmol）
MD=0.881×46.07+（1-0.881）×18.02=42.732（kg/kmol）
MW=0.002×46.07+（1-0.002）×18.02=18.076（kg/kmol）
3）物料衡算
年处理量90000t
处理量F=
=11718.75kg/h
F=11718.75kg/hMF=500.075kmol/h
总物料量F=D+W500.075=D+W（2-1）
乙醇物料衡算FXF=DXD+WXW500.075*0.193=D×0.881+W×0.002（2-2）
联立得D=108.663kmol/hW=391.412kmol/h
换算得D=108.663×MD=4643.387（kg/h）W=391.412×MW=7075.163（kg/h）
表2-1物料组成计算结果
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
乙醇
水
塔顶
0.95
0.05
0.881
0.119
1
42.743
11718.8
500.075
塔底
0.0005
0.9995
0.002
0.998
1
18.076
7075.16
391.412
进料
0.38
0.62
0.193
0.807
1
23.434
4643.39
108.663
2.3塔顶温度确定
对于非理想物系，与修正的拉乌尔定理可得
式中
为纯组分的饱和蒸汽压，
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：
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/℃
液相
气相
温度/℃
液相
气相
温度/℃
液相
气相
100
0
0
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
78.15
89.43
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
tF：
tF=83.543℃
tD：
tD=78.174℃
tW：
tW=99.526℃
（b）用Antoine方程分别计算tD温度下A、B组分的饱和蒸汽压
；
（2-3）
（2-4）
得
100.721kPa
=43.976kPa
（c）用修正的拉乌尔定律计算活度系数
=1.008（2-5）
=2.266（2-6）
（d）对组分A、B的常熟分别为CA、CB，于是
=315.27×log（1.008）=1.388（2-7）
=315.27×log（2.266）=112.233（2-8）
（e）用试差法计算塔顶温度
设温度t=79℃用安托尼方程计算该温度下A、B组分的饱和蒸汽压得：
=104.0675kPa
=45.48603kPa
忽略压力影响，可以认为温度变化时组分A、B的常数，CA、CB不变浓度xA的活度系数可表示如下：
带入CA、CB和T得
1.388=
可得：
=1.009
112.233=
可得：
=2.08
由
（2-9）
可知P=103.796kPa
同理调试得t=79.2℃时，可算出P=105.63kPa，相对误差=
=0.29%小于5%可行。
因为tD=79.2℃，相对误差=
=1.38%，因为误差不大，故塔底温度可直接用tw=99.5℃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
例如假设R=2，则R=2*3.184=6.368，由于
，由X,Nmin可通过吉利兰关联图查出Y解的N。
查图可知Y=0.24，由
可得到N=12.1
L=R×D=6.318×108.63=691.77（kmol/h）（2-10）
V=（R+1）D=（6.318+1）×108.63=800.48（kmol/h）（2-11）
L’=L+F=691.77+500.1=1191.85（kmol/h）（2-12）
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
0.430
484.242
592.875
1.5
3.184
4.776
0.276
0.400
518.831
627.464
1.6
3.184
5.094
0.313
0.390
553.420
662.053
1.7
3.184
5.413
0.348
0.340
588.009
696.642
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=1.6Rmin=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
=（662.05*42.74）（kg/h）=28296.017kg/h
三．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≦50℃，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，造价比固定式高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
双套管式
结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定反应器
（1）两流体温度变化情况
塔顶热流体（乙醇蒸汽）进口温度：
79.2℃：
出口温度79.2℃（过程中只有相关）根据地区全年平均温度30℃，冷却水进口温度为25℃，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—10℃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—冷凝器，再从2号接管流出进入C设备—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
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