乙醇—水精馏塔顶产品冷凝器的设计.doc

-目录一 设计任务书2二 计算1. 工艺流程及草图32. 精馏塔的物料衡算.33. 塔顶温度的计算.44. 塔板数的确定.6三 换热器的设计1. 初选换热器的选型.82. 工艺流程及草图说明.93. 工艺计算及主体设备设计.94. 初选换热器的规格105. 换热器的核算116. 传热管排列和分程方法137. 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：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 0.7 kPa；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：目录；设计题目及原始数据(任务书)；设计方案的说明和论证；设计过程的有关计算和数据汇总；主体设备设计计算及说明；附属设备的选择 参考文献；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：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：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。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：46.07 kg/kmol；水相对分子质量：18.02 kg/kmol原料乙醇组成：XF=0.193塔顶组成：XD=0.881塔底组成：XW=0.0022) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=23.434 （kg/kmol）MD=0.88146.07+(1-0.881) 18.02=42.732 （kg/kmol）MW=0.00246.07+(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/hF=11718.75kg/h MF=500.075kmol/h总物料量 F=D+W 500.075=D+W （2-1）乙醇物料衡算 FXF=DXD+WXW 500.075*0.193=D0.881+W0.002 （2-2）联立得 D=108.663kmol/h W=391.412kmol/h换算得 D=108.663MD=4643.387（kg/h） W=391.412MW=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0.950.050.8810.119142.74311718.8500.075塔底0.00050.99950.0020.998118.0767075.16391.412进料0.380.620.1930.807123.4344643.39108.6632.3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1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99（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 100.721 kPa =43.976 kPa（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=315.27log(1.008)=1.388 (2-7)=315.27log(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=RD=6.318108.63=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510 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/m）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*103.0130.21824水30995.7800.7*104.1740.6182424(3) 计算冷流体的流量 （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 （3-3）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=467-814W/(m)现暂取K=680 W/(m) (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25mm*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/m）粘度(pas)导热系数w/(mk)汽化热(kj/kg)温度t()乙醇766.1680.0006030.16971881.9219.6则)(3)确定污垢热阻 1.72m/w(有机液体) m/w(循环水)（4）总传热系数 （3-11） = 则462.83598.99W/(m)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25mm2.5mm的管子有Ft=1.4 Np=2 Ns=1Pi=(P1+P2)FtNpNs=(21141.4+6776) 1.42178168.72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ad+6)mm所以 a=1.252532mm横过管束中心线的管线：n1.1根 （3-19）壳体内径 采用多管结构，取管板利用率=0.7.壳体内径为D=1.05a=1.0532 （3-20）圆整可取900mm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=0.25900225mm取折流板间距B=0.6D B=0.6900=540mm折流板数： 传热管长折流板间距1 （3-21） =6000540 -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2.13ms则接管内径为： d= （3-22）可圆整为管径为750mm12mm 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u=1.5ms,则接管内径为d可圆整为400mm12mm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ms2.13流量h583626.0624368899.79传热量kw 6769.14对流传热系数wk8382.45656.78总传热系数wk782.5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 2525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