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1、1 -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2 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
2、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
3、；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；3 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、
4、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4 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= 02.18/62.007.46/38.007.46/38.0=0.193 塔顶组成： XD= 02.18
5、/05.007.46/95.007.46/95.0=0.881 塔底组成： XW= 02.18/995.007.46/005.007.46/005.0=0.002 2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=02.18)193.01(07.46193.0=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=24*32010*900003=11718.75kg/h F=11718
6、.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=D 0.881+W 0.002 （2-2）联立得 D=108.663kmol/h W=391.412kmol/h 换算得 D=108.663MD=4643.387 （kg/h ） W=391.412 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 0.88 1 0.11
7、 9 1 42.743 11718. 8 500.07 5 塔 底0.000 5 0.999 5 0.00 2 0.99 8 1 18.076 7075.1 6 391.41 2 进 料0.38 0.62 0.19 3 0.80 7 1 23.434 4643.3 9 108.66 3 2.3 塔顶温度确定5 对于非理想物系，与修正的拉乌尔定理可得BAAAAAxPxPP)1(00式中0 Ap ,0 BP 为纯组分的饱和蒸汽压，A,B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：log0TC式中常熟 C对不同的物系，不同
8、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
9、 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： 37.233.197 .8237.2361.167 .821.84fttF=83.543tD： 43.891.8815.7843.8972.7415.7841.78DttD=78.174tW： 9.12 .05.959.105.95100wttW=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00,BApp；48.23105.165233827. 7log0dAtp（2-3）02.22746.1
10、65707406. 7log0dBtp（2-4）得0 Ap100.721 kPa 0 Bp =43.976 kPa （c） 用修正的拉乌尔定律计算活度系数6 881. 0721.100883. 03 .10100 AAA AxpPy=1.008 (2-5) )881. 01(*954.43)883.01(*3.101 )1()1(00 ABA Axpyp=2.266 (2-6) （d）对组分 A、B的常熟分别为 CA、CB，于是AATClog0=315.27log(1.008)=1.388 (2-7) BBTClog0=315.27log(2.266)=112.233 (2-8) (e) 用试
11、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：0 Ap =104.0675kPa 0 Bp =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：AATClog0BBTClog0带入 CA、CB和 T得1.388=Alog1.352可得：A=1.009 112.233=Blog1.352可得：B=2.08 由BAAAAAxPxPP)1(00(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= 325.1
12、05325.10563.105=0.29%小于 5% 可行。因为tD=79.2，相对误差= 12.7812.782.79=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。7 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43.0 1368.6184.3368.61minRRRX，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 1minNNNY可
13、得到 N=12.1 L=R D=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/Rmi n Rmin R X Y L/(kmol/h ) V/(kmol/h ) 1.4 3.184 4.458 0.233 0.43 0 484.242 592.875 1.5 3.184 4.776 0.276 0.40 0 518.831 627.
14、464 1.6 3.184 5.094 0.313 0.39 0 553.420 662.053 1.7 3.184 5.413 0.348 0.34 0 588.009 696.642 8 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冷V =（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
15、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9 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
