乙醇-水精馏塔顶产品冷凝器的设计

PAGE目录设计任务书……2计算工艺流程及草图…………3精馏塔的物料衡算……….3塔顶温度的计算………….4塔板数的确定…………….6换热器的设计初选换热器的选型……….8工艺流程及草图说明…….9工艺计算及主体设备设计……………….9初选换热器的规格………10换热器的核算……………11传热管排列和分程方法…………………13辅助设备的设计…………17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设计题目：A：乙醇—水精馏塔顶产品冷凝器的设计原始数据：1、年处理产量：9万吨2、原料液温度：303、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258、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≤105Pa10、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；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10000 82.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99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：=1.009112.233=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=12.1L=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/RminRminRXYL/(kmol/h)V/(kmol/h)1.43.1844.4580.2330.430484.242592.8751.53.1844.7760.2760.400518.831627.4641.63.1845.0940.3130.390553.420662.0531.73.1845.4130.3480.340588.009696.642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：℃管程冷却水的定性温度：℃查化工物性手册（无机卷，有机卷）表2-5流体物性数据物性物质温度（℃）密度（kg/m³）粘度（pa.s）比热容（kj/kg）导热系数（W/(mk)）汽化热（kj/kg）乙醇79.2743.296499*10³3.0130.21824水30995.7800.7*10³4.1740.6182424(3)计算冷流体的流量γ（3-1）（3-2）则 由于则两流体的温差℃<50℃估所选固定管板式换热器（4）计算有效平均温差Δ℃（3-3）4.初选换热器的规格选取经验传热系数K值根据管程走循环水，壳程走乙醇总传热系数K=467-814[W/(m²℃)]现暂取K=680[W/(m²℃)](2)估算换热面积（3-4）(3)初选换热器的规格如下：（利用系列标准换热器计算）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D1000mm工程换热面积A227m管程数NP2管数n488管长6000mm管子直径φ25mm*2.5mm管子排列方式正三角形管程流通截面积0.0846m管中心距32mm换热器的实际换热面（3-5）该换热器所需求的总传热系数K℃）]5.换热器的核算（1）计算壳程对流传热系数（3-6）（3-7）（3-8）（3-9）查t=30℃时，水的，则℃）](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（3-10）现假设管外壁温℃，则冷凝液膜的平均温度为查在59.6℃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Δt(℃)乙醇766.1680.0006030.16971881.9219.6则)](3)确定污垢热阻1.72m²℃/w(有机液体)m²℃/w(循环水)（4）总传热系数（3-11）=则462.83<598.99(则此设计不合理)重新假设壁温，同理可求当=78℃时，同理求得>598.99[W/(m²℃)]所选换热器的安全系数为：[(782.5-598.99)/598.99]=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（3-12）=78.46℃这与假设相符可以接受（6）核算流型冷凝负荷：M=[kg/(ms)]（3-13）>4000(湍流)（3-14）（7）计算流动阻力a.管程流动阻力（3-15） 取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm.则，而，于是：（3-16）pa（3-17）（3-18）对于φ25mm×2.5mm的管子有Ft=1.4Np=2Ns=1∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)Ft·Np·Ns=(21141.4+6776)×1.4×2×1＝78168.72＜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=1.25d,两管外径之间的距离不能小于6mm即a≥﹙d+6)mm所以a=1.25×25＝32mm横过管束中心线的管线：n＝1.1根（3-19）⑴壳体内径采用多管结构，取管板利用率η=0.7.壳体内径为D=1.05a=1.05×32×（3-20）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=0.25×900＝225mm取折流板间距B=0.6DB=0.6×900=540mm折流板数：＝传热管长／折流板间距－1（3-21）=6000／540-1=10块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：d=（3-22）可圆整为管径为φ750mm×12mm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d＝可圆整为φ400mm×12mm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℃25/3579.2流体密度㎏／995.7743.296流速m／s2.13流量㎏／h583626.0624368899.79传热量kw 6769.14对流传热系数w／㎡k8382.45656.78总传热系数w／㎡k782.5污垢系数㎡℃／w1.722.0程数21阻力压降Mpa0.0782使用材料碳钢碳钢管子规格φ25×25管数488根管长6000mm管间距32排列方式正三角形折流板型式上下间距540mm切口高度225mm壳体内径900换热面积226.022、CAD绘制设备附图（见附图）总结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一步，仔细查好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