乙醇水精馏塔顶全凝器设计方案

1、乙醇水精馏塔顶全凝器设计方案1. 设计方案简介1.1 确定设计方案1.1.1 换热器的选型两流体温度变化情况：塔顶热流体（乙醇蒸汽）进口温度75°C，出口温度65oG （过程中有相变）根据地区全年平均温度 30°，取冷流体（循环 水）进口温度25°C,而冷却水的出口温度一般不高于 5060,以避免大量 结垢且两端温差不小于5C0,所以取出口温度35° C,该换热器用循环冷却 水冷凝， 冬季操作时进口温度会降低， 考虑到这一因素， 估计该换热器的 管壁温和壳体壁温之差较大， 因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换 热器。1.1.2 流动空间安排、管径及流速

2、的确定虽然冷却水较易结垢，但乙醇易挥发、易爆炸走壳程不易漏，虽然流 速太低将会加快污垢的增长速度使换热器的热流量下降， 但工业生产都是 先从安全稳定角度考虑 的，所以总体考虑冷却水应该走管程，乙醇蒸汽 走壳程冷凝，取管径为19mm2mnl勺碳钢管，管流速为0.97m/s。1.2 确定流体的定性温度、物性数据根据精馏塔物料衡算得 XD=0.991, 可知液相中乙醇摩尔分数占 99.1%。表 1 乙醇水溶液平衡数据表液相中乙醇的摩尔气相中乙醇的摩尔液相中乙醇的摩尔气相中乙醇的摩尔分数X分数y分数X分数y0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.

3、6750.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0壳程甲醇蒸汽的定性温度为7565T=70°C2管程冷却水的定性温度为t= 25 35 =30C2表2流体物性数据'、物性温度密度粘度比热容Cp导热系数流体X0Ckg m3mpa skj/(k

4、g 0 C)/(m°C)乙醇蒸气70754.20.5232.640.46水30995.70.80074.1740.6182. 工艺流程草图及其说明图i冷凝器流程草图如图所示，首先由A设备一精馏塔上升的甲醇蒸汽作为进料，从 1号接管进入B设 备一换热器，再从2号接管流出进入C设备一冷凝液储槽，其中循环水从3号接管进 入再从4号接管出来，到达冷凝液储槽的冷凝液，一部分作回流液回流，另一部分经 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3.1计算总传热系数计算热负荷Q因为单位产量是D' =4000kg/hMD 46 0.991 18 0.009 45.7kg

5、/kmol4000D=87.52kmol / h45.7由精馏塔设计计算得最小回流比 Rmin 0.76，取R=1.5Rmin=0.76 1.5 1.14，则乙醇蒸汽进量V=RD+D=1.1487.52+87.52=187.29kmol/h187.29 468615.34kg /h查 70C0 时，乙醇 r 1 =925KJ /kg（化学化工物性数据手册有机卷）由物料衡算得蒸汽中乙醇占99.1%,水蒸气占0.9%r =X i Ri =925 0.991 2331 0.009 937.7KJ/kg6Q Whr 2.39 937.72.24 10 w平均传热温差先按纯逆流算t1 65 25 40C

6、°t2 75 35 40C°tm 丄产 40C0冷却水用量Q 2240Wc17.8kg/sr2125.7计算总传热系数K要知道传热系数K,首先得计算对流传热系数管程对流传热系数Rei =du0.015 0.97 995.70.8007 101.81 104PrCp334.17 100.8007 100.6185.41Kodow d mdodidoidi130000.002 1945 1719190.000344154060 15885W3.2计算传热面积S'=QKo tm2.24 106885 40/ 2、63.3 （m）考虑 15灿积裕度，贝U S=1.15S&#

7、39;=1.15 63.373（m2）3.3工艺结构尺寸管程数和传热管数依据传热管径和流速确定单程传热管数Vn =di2u417.8 995.70.785 0.0152 0.97105 （根）按单程管计算，所需的传热管长度为S73L=7311.65（ m）d°n 3.14 0.019 105按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长l=6m，贝U该换热器管程数为=L H西 2（管程）l 6传热管总根数N=Np n=2 105210 （根）传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距 t=1.25d o,则t=1.25 X

8、19=23.75 24（ mm）横过管束中心线的管数nc=1.19 . N =1.19 21017.218（根）壳体径采用多管程结构，取管板利用率n=0.71，则壳体径为D=1.05t. N /=1.05 忽4210.0.71433mm圆整可得D 450mm折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体径的25%则切去的圆缺高度为h=0.25 X 450=112.5，故可取 h=113mm取折流板间距B=0.8DB=0.8 450360mm 圆整得 400mm折流板数Nb=传热管长折流板间距6600044001 = 14(块块折流板圆缺面水平装置。3.4换热器核算热量核算(1)对圆缺形折流板

9、，可采用克恩公式o0.551/3 /a o=0.36Reo Pr ( deo 0.14当量直径，由正三角形排列得de = 4扌溥)do 3224 一0.0242 0.785 0.0192 20.02(m)3.14 0.0190.01( m)壳程流通截面积S=BD( 1-半)=0.4 X 0.45(1-0.792 ) =0.0037m 2壳程流体流速及其雷诺数分别为2.39/754.2uo=0.86 (m/s)0.0037Reo=°.014°8675°20.仃 1050.523 10 3Pr=2.640.5233.0020.46黏度校正（-)0.141wa o =0

10、.36 X170000.55 3.00213 3621 W/(m2 0.014C)管程对流传热系数a i =0.023i0.80.4L) Re Pr di管程流通截面积S=0.785 X 0. 0152 10520.0185m管程流体流速17.8 995.7ui=0.97 m/s0.01850.015 0.97 995.7Re=0.8007 10 31.81104普兰特准数P 4.17 1030.8007r10 35.410.618a=0.023 X618 (1.81 104)0.80.0155.410.44743W/(m2(3)传热系数K1Rd。bd。RJRsiRsoidididido194

11、743 15 0.000344150.002 19 厂=966W45153621校核有效平均温差(5)P h_t1T t1R= -2t2 t1计算传热面积S40 2078 2078 6240 200.3450.8S=KQm62.24 10966 4058 (m2)该换热器的实际传热面积 SpSp = ndL(N-nc) =3.14 E.019 6 (210 18) 68.7 (m2)该换热器的面积裕度为s sH= X100%= 68.7 58 100%18.4%S58传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。计算流动阻力(1)管程流动阻力Pi = ( AP1+ AIP ) FtNsNpNs

12、=1, Np=2, Ft=1.5AP» (丄)d2u), A2=3(查莫由Re=1-81 104，取碳钢管壁粗糙度02mm，传热管相对粗糙度石狄图得 i =0.046W/(mC)，流速 Ui =0.97m/s,=995.7kg/m3，所以AP =0.046 ( ) X (0.015995.7 0.9722)=8619(Pa)AP =3X995.7 0.97=1405(Pa)Pi =(8619+1405) X5 X=30072 (Pa) <101.3kPa管程流动阻力在允许围之(2)壳程阻力Po = ( AP1'+ AP) FsNsNs=1,Fs=1.0 (可凝蒸汽取 1

13、.0)流体流经管束的阻力2AP'=Ffonc(NB+1) (- )2，NbF=0.5，f0=5Re0-0.228= 5 (0.17 105) 0.228 0.543, nc=18 (根)=14， uo =0.86m/sAPi '=0.5 (X.543 W>(14+1)(754.2 0.8622)=20445 (Pa)流体流过折流板缺口的阻力AP'=Nb (3.5-一)(D2Uo)2h=0.113m, D=0.45m22 0.113754.2 0.86、AP'=14 (3.5-) X () =11705 (Pa)0.452总阻力po =20445+11705

14、=32150 (Pa) <101.3kPa壳程流动阻力也比较适宜4. 辅助设备的计算及选型接管壳程流体进出口接管：取甲醇蒸汽流速为0.95m/s，则接管径d=4 2.39 754.23.14 0.950.065 (m)取标准管径为65mm管程流体进出口接管：取接管循环水流速为u=1.5m/s，则接管径为d-4 仃.8 995.70.082(m)3.14 1.5取标准管径为85mm5. 换热器主要结构尺寸和计算结果表3换热器主要结构尺寸和计算结果换热器型式：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甲醇蒸汽操作温度0 C25/3575/65操作压力Mpa0.10130.1013流体

15、密度kg/m3995.7754.2流速m/s0.970.86流量kg/h640808615.34传热量kw2240对流传热系数W/2m K47433621总传热系数W/2m K966污垢系数m2 K /W0.0003440程数21阻力压降Mpa0.0185040.031256使用材料碳钢碳钢管子规格19 2管数210根管长6000mm管间距mm24排列方式正三角形折流板型式上下间距400切口高度113mm壳体径mm450换热面积68.7m26. CAD 绘制设备附属图 （见附图）经过设计计算， 致能满足生产要求。结论以及相关的核算过程。 可以比较出所设计的换热器大其中在设计时的计算值a i=4

16、743W/（m C）,a o=3000W/(m2) , K=885W/(mf)与校核所得的 a i =4743/(m2),22a o=3621W/(m C ) , K=966W/(m)都相差不是太大，且换热器的换热 面积68.7m2也有18.4%的裕量，以及最后流动阻力计算结果都在生产工艺 要求的围。说明这次的换热器的设计是可以实现工艺生产的。通过这次的课程设计， 我们总结了， 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， 并提出自己的见解， 要能够 善于前后联系，整体上把握好设计的方向。总的来说，要想

17、设计更好的， 更适合工业化生产的换热器， 那还需要大量查阅资料， 不断积累经验与相 关知识。符号说明英文字母B折流板间距，m;c系数，无量纲；d管径，md换热器外壳径，m f 摩擦系数；F系数； h圆缺高度；K总传热系数，W/(mC)；L管长，mm程数；n指数；管数；程数；下标i 管；N-管数；m平均；程数；o管外；Nb折流板数；s污垢Nu-努赛尔特准数；P压力， Pa；因数；Pr 普兰特准数；q 热通量，W/rh;Q传热速率，Wr 半径， m；R热阻，hTc /W因数；Re雷诺准数；s传热面积，m ；t冷流体温度，c；管心距， m；T热流体温度，C；u流速，m/s；W 质量流量，kg/s o希腊字母对流传热系数， W/(m c )有限差值；导热系数，W/(mTC)；粘度，Pa's；密度， kg/m3；校正系数。参考文献200920011 柴诚敬，王军，缨 . 化工原理课程设计天津：天津科学技术，2 匡国柱，史启才 .化工单元过程及设备课程设计 . ：化学工业，3 道德等化工设备的选择与工艺设计 ：中南工业大学， 19924 戚世岳化工工程制图 ：化学工业， 20055 卢焕章等 . 石油化工基础数据手册 . ：化学工业， 19846 陆美娟，浩勤 . 化工原理上册：化学工业， 200