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1、-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
2、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
3、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
4、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=4
5、2.732 （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）
6、 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
7、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.
8、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
9、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，
10、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)1.43.184
11、4.4580.2330.430484.242592.8751.53.1844.7760.2760.400518.831627.4641.63.1845.0940.3130.390553.420662.0531.73.1845.4130.3480.340588.009696.642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
12、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
