乙醇水精馏塔顶全凝器设计方案

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75oC，出口温度65oC。（过程中有相变）根据地区全年平均温度300，取冷流体（循环水）进口温度25oC，而冷却水的出口温度一般不高于50~60，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?19mm?2mm的碳钢管，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 0.0 0.004 0.01 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.14 0.18 0.20 0.25 0.30 0.35

壳程甲醇蒸汽的定性温度为

T=

75?65=70℃ 225?35=30℃ 2分数y 0.0 0.053 0.11 0.175 0.273 0.34 0.392 0.43 0.482 0.513 0.525 0.551 0.575 0.595 分数X 0.40 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.894 0.90 0.95 1.0 分数y 0.614 0.635 0.675 0.678 0.698 0.725 0.755 0.785 0.82 0.855 0.894 0.898 0.942 1.0 管程冷却水的定性温度为

t=

表2 流体物性数据

物性 温度流体 乙醇蒸气 水 0C 导热系数?密度?比热容Cp粘度? W 3kjkg?m0mpa?s(m?C)0（kg?C)754.2 995.7 0.523 2.64 0.46 0.618 70 30 0.8007 4.174 2.工艺流程草图及其说明

乙醇

图1 冷凝器流程草图

如图所示，首先由A设备—精馏塔上升的甲醇蒸汽作为进料，从1号接管进入B设备—换热器，再从2号接管流出进入C设备—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

3.1.1计算热负荷Q

因为单位产量是D` =4000kg/h

MD?46?0.991?18?0.009?45.7kg/kmol

D=

4000?87.52kmol/h 45.7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=1.14?87.52+87.52=187.29kmol/h 则 Wh?187.29?46?8615.34kg/h

查70C0时，乙醇r1=925KJ /kg （化学化工物性数据手册有机卷）

水r2=125.7KJ/kg （化工原理上册）

由物料衡算得蒸汽中乙醇占99.1%，水蒸气占0.9%

?r?=?XiRi=925?0.991?2331?0.009?937.7KJ/kg ?Q?Whr??2.39?937.7?2.24?106w

3.1.2平均传热温差先按纯逆流算

?t1?65?25?40C0 ?t2?75?35?40C0

‘ ?tm?t1??t2??40C0

23.1.3 冷却水用量

Wc?Q2240??17.8kg/s r2125.73.1.4 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?1，?0 管程对流传热系数

Rei=

diui??Cp??0.015?0.97?995.74?1.81?10

0.8007?10?34.17?103?0.8007?10?3??5.41 Pr??0.618?i?0.023?diRePr0.80.4=0.023?0.6180.80.4（1.81?104）（5.41）?4743w（/m2?0C） 0.015壳程传热系数

先假定一个壳程对流传热系数?0?3000w/(m2?0C) 污垢热阻

Rsi=3.44?10?4 m2·℃/W（化工原理课程表2-6） Rso=0 （蒸汽侧热阻很小可忽略） 管壁的导热系数 λ=45W/(m·℃)

K0?1?d0dd??Rsi0?0?0?wdmdi?idi1?110.002?191919??0.000344??300045?17154060?15?885W

3.2计算传热面积

Q2.24?1062

S'=??63.3（m）

K0?tm885?40考虑15%面积裕度，则S=1.15S'=1.15?63.3?73(m2）

3.3工艺结构尺寸

3.3.1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

n=

V?4?di2u17.8995.7?105（根） 20.785?0.015?0.97按单程管计算，所需的传热管长度为

L=

S73??11.65（m） ?don3.14?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，则该换热器管程数为

Np=

L11.65??2(管程） l6传热管总根数N=Np?n=2?105?210（根） 3.3.2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=1.25do，则

t=1.25×19=23.75?24 （mm）横过管束中心线的管数

（根）nc=1.19N=1.19210?17.2?18