酒精回收装置再沸器的设计

酒精回收装置再沸器的设计作者姓名专业过程装备与控制工程指导教师姓名专业技术职务目录摘要……………………………………………………………1第一章☆☆☆☆……………………………………………21.1☆☆☆………………………………………………………31摘要（内容采用小四号仿宋体）关键词：(小四号、黑体、加黑、顶格)（内容采用小四号、仿宋体、接排、各关键词之间有2个空格）ABSTRACT（内容采用小四号TimesNewRoman字体）Keywords：(小四号、TimesNewRoman、黑体、加黑、顶格)（内容采用小四号、TimesNewRoman字体、接排、各关键词之间有1个空格及分号）2第一章再沸器的设计1.1概述酒精回收装置是酒精蒸馏后的醪液再次的回收利用，以达到节约成本、生产高效、减少浪费为目的，倡导低碳生产。再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。它的结构与冷凝器差不多，不过一种是用来降温，而再沸器是用来升温汽化。再沸器多与分馏塔合用：再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器。在再沸器中的物料液位和分馏塔液位在同一高度。从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常在再沸器中有25-30%的液相被汽化。被汽化的两相流被送回到分馏塔中，返回塔中的气相组分向上通过塔盘，而液相组分掉回到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。目前国内外再沸器的选用原则是:工程上对再沸器的基本要求是操作稳定、调节方便、结构简单、加工制造容易、安装检修方便、使用周期长、运转安全可靠，同时也应考虑其占地面积和安装空间高度要合适。下面是几种常见的再沸器介绍⑴.立式热虹吸再沸器是利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法洗涤，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，增加了塔的裙座高度，但可以考虑采用耳式支座。⑵.卧式热虹吸再沸器也是利用塔底单相釜液与再沸器中气液混合物的密度差维持循环。卧式热虹吸再沸器的传热系数和釜液在加热段的停留时间均为中等，维护和清理方便，适用于传热面积大的情况，对塔釜液面高度和流体在各部位的压降要求不高，可适于真空操作，出塔釜液缓冲容积大，故流动稳定。缺点是占地面积大。立式及卧式热虹吸再沸器本身没有气、液分离空间和缓冲区，这些均由塔釜提供。立式再沸器：工艺物流测在管程，传热系数高，投资低，裙座高度高，汽化率为3%-35%。卧式再沸器：工艺物流测在壳程，传热系数中偏高，投资适中，占地面积大，裙座高度低，汽化率为3%-35%。⑶.强制循环式再沸器是依靠泵输入机械功进行流体的循环，适用于高粘度液体及热敏性物料、固体悬浮液以及长显热段和低蒸发比的高阻力系统。⑷.釜式再沸器由一个带有气液分离空间的壳体和一个可抽出的管束组成，3管束末端有溢流堰，以保证管束能有效地浸没在液体中。溢流堰外侧空间作为出料液体的缓冲区。再沸器内液体的装填系数，对于不易起泡沫的物系为80%，对于易起泡沫的物系则不超过65%。釜式再沸器的优点是对流体力学参数不敏感，可靠性高，可在高真空下操作，维护与清理方便；缺点是传热系数小，壳体容积大，占地面积大，造价高，塔釜液在加热段停留时间长，易结垢。⑸.内置式再沸器是将再沸器的管束直接置于塔釜内而成，其结构简单，造价比釜式再沸器低；缺点是由于塔釜空间容积有限，传热面积不能太大，传热效果不够理想。因此综合考虑，一般选用立式热虹吸式再沸器，研究方法如下所示。1.2设计任务和设计条件1.2.1酒精提纯的工艺过程流程图如图所示：原酒精浓度在40~45%条件下，进料量为3m³/h时，蒸馏塔应满足酒精成品浓度≥80%、浓度80%的酒精产量≥1.5m³/h、废酒精排放浓度≤0.5%的设计要求。原浓度45%的酒精进入蒸馏塔，进料量为3m3/h，在蒸馏塔中蒸馏煮沸，利用酒精和水蒸发温度的不同而达到所需要酒精的浓度。酒精的学名叫乙醇，它是沸点为78.4摄氏度，而水的沸点为100摄氏度。在酒厂里是将低浓度的酒（实质上是酒精与水的混合物）放在酒精精馏塔中水浴加热至酒精的沸点以上，但又远远低于水的沸点，这样酒精就大量地从酒液中蒸发出来，通过上部的冷凝器重新变成液态酒精被收集起来，在此温度下，酒中所TITILIFIFIFITILILI图例截止阀泵压力表疏水阀气动调节阀流量计FI酒精储罐蒸馏塔工艺流程图30m3蒸汽废液1#2#3#TI蒸馏塔再沸器排废器45%酒精进自来水冷却出自来水冷却进回流罐冷凝器冷凝器冷凝器TITI4含的水份却不会被大量蒸发而留了下来。当然，在蒸馏塔工作温度下，水也会有部分蒸发，所以通过这种普通的精馏方法制成的酒精纯度都不会太高，一般为95％，当然也可以通过高纯度的精馏法可以制成96％纯度的酒精。排出的酒精废液进入再沸器再次的分离酒精和水，利用高效的换热技术来增加酒精的浓度和产量。当酒精达到一定的浓度，再进入蒸馏塔中蒸馏。而剩余的废液经过排废器达到环境允许排放的标准排放到废水沟中。从蒸馏塔中蒸馏出的酒精成品浓度≥80%进入酒精储罐，还有一部分进入回流罐，经过冷凝器再进入蒸馏塔中回收利用。整套设备可以更经济有效地生产出所需要的酒精产品。现设计一台用于20%酒精醪液蒸发回收达到0.5%的排放浓度的换热器——再沸器，该换热器的工艺条件如下。1.2.2工艺条件序号名称指标管程壳程1设计压力/MPa0.20.42工作压力/MPa0.20.43设计温度℃1301604工作温度℃1201505介质名称酒精蒸汽6腐蚀裕度/mm007容器类别Ⅰ8焊接接头系数0.850.85该换热器的工艺、机械设计如下。1.3确定设计方案1.3.1选择换热器的类型该换热器由于用于酒精的蒸发再沸，工艺设计时考虑到酒精具有较高的清洁度，不易在管道内产生污垢以及温差不大，故初步选择固定管板式换热器。尽管酒精的腐蚀性较小，但考虑到酒精产品的纯度要求较高，为此将换热器的管子和壳体均采用不锈钢制造。1.3.2流程安排该换热器由于用于酒精的蒸发再沸，工艺设计时考虑到酒精具有较高的清洁度，不易在管道内产生污垢，且具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳5程，便于排出冷凝液，因此考虑酒精走管程，水蒸气走壳程。1.4确定物性数据应根据设计温度来设计该设备。定性温度：对于蒸汽和酒精低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程蒸汽的定性温度为T=(160+130)/2=145(℃)管程流体的定性温度为t=（130+130）/2=130（℃）壳程凝液在145℃下的有关物性数据如下：密度ρ0=859kg/m3定压比热容Cp0=4.25kJ/（kg℃）热导率λ0=0.54W/（m℃）动力黏度η0=2.32x10-4kg/（ms）潜热：r0=1704kJ/kg管程流体在130℃下的物料数据：密度ρi=950kg/m3定压比热容Cpi=4.2kJ/（kg℃）热导率λi=0.68W/（m℃）动力黏度ηi=2.5x10-4kg/（ms）汽相密度ρv=0.88kg/m3汽相黏度ηv=1.2x10-5kg/（ms）1.5工艺计算1.5.1换热器热流量对于有相变化的单组分饱和蒸汽冷凝过程，则依冷凝量和冷凝蒸汽的冷凝热确定：Φ=Dr式中，Φ为热流量，W；D为蒸汽冷凝质量流量，kg/s；r为饱和蒸汽的冷凝热，kJ/kg。蒸汽的冷凝量为6908kg/hΦ=6908x1704/3600=3270kJ/s=3.27x106W1.5.2管子和壳体的材料管程介质：酒精壳程介质：蒸汽其腐蚀性弱，但要防止生锈，所以选择不锈钢材料。1.5.3确定两种流体的流向，并计算出流体的有效平均温差设计时初算平均温差Δtm，均将换热过程先看做逆流过程计算对于逆流或并流换热过程，其平均温差可按下式进行计算：6Δtm=Δt2Δt1㏑Δt2-Δt1=130140130-160㏑)130140()130160(=18.2（K）式中Δt1、Δt2分别为大端温差与小端温差。1.5.4估算传热面积利用传热速率方程，估算传热面积Ap：Ap=Φ/(KΔtm)根据物料性质选取K值为2263W/(m2k)则Ap=3.27x106/（2263x18.2）=79.4m2圆整后取Ap=80m21.5.5初步确定换热器的基本参数(1)换热管型号：①管径：选用较小直径的管子，可以提高流体的对流给热系数，并使单位体积设备中的传热面积增大，设备较紧凑，单位传热面积的金属耗量少，但制造麻烦，小管子易结垢，不易清洗，可用于较清洁流体。由于酒精腐蚀性小是清洁流体，故可以选用d0=φ25x2的不锈钢管。②管间距：由于管程介质干净，管外无需清洗查表5-1，取管间距a=32mm③管长：按单程管计算，所需的传热管长度为L=d0nApπ=425x025.0x14.380=2.4m根据国内管材生产规格，同时考虑管长与管径的配合初选长度L=2.5m。④管子根数：对于已定的传热面积，当选定管径和管长后，由式n=d0LApπ进行计算n=Ap/3.14d(L-0.1)=80/3.14x0.025(2.5-0.1)=424.6≈425根⑤管程数：初选1⑥管子排列方式：管子在管板上的排列，应力求分布均匀、紧凑，一般选正三角形排列如图(2)平均传热温差校正及壳程数：7平均传热温差校正系数有R=7013080160=1.3P=7016070130=0.44按单壳程，单管程结构，查图得εΔt=0.83平均传热温差Δtm=εΔtΔtm=0.83x18.2=15.1K由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。(3)壳体内径：依据公式Di=a（m-1）+2b式中a—换热器管间距，取a=32mm：m—正六角形对角线上的管子数，根据换热器管子的排列方式，m=23；b-最外层管子外表面至壳内壁边缘的距离，取b=0.5d0。Di=32x（23-1）+2x0.5x25=729mm取筒体直径：Di=1000mm。(4)布管限定圆Dl≤Di-2b=1000-2*0.5*25=975mm(5)折流板：①选择弓形折流板其形式为h其上圆缺切口大小和板间距的大小是影响传热和压降的两个重要因素，因为壳程有相变，圆缺切口的高度h=0.43Di=0.43x1000=430mm②查表5-2折流板管子外径d0=25mm管孔直径d=25.8mm允许误差+0.4/0③折流板外直径与壳体的直径之间应有一个合适的间隙，查表5-3取折流板名义外直径DN-6=994mm允许误差0/-0.8④折流板间距不小于50mm不超过Di，B=0.3Di=0.3x1000=300mm，换热管最大无支撑间距查表5-5为1850mm可取B=470mm8⑤折流板数N=L/B-1=2500/470-1=4.3取4块⑥折流板厚度查表5-4为12mm⑦折流板圆缺面水平装配如图(6)拉杆：①拉杆结构：因为拉杆定距管结构适用于换热管外径大于或等于19mm的管束故选取如图所示②拉杆直径取16mm③拉杆数量查表5-6为6个④拉杆长度：因为折流板的间距为B=470mm，所以选取5根L1≥470x4+20+60=1960mm，取L1=1980；1根L2≥470x3+20+60=1490mm，取L2=1495mm查得管板上拉杆孔深Ld=20mm。⑤定距管：折流板间距取Ⅰ长度为470x2+12=952mm，Ⅱ长度为470mm。(7)实际换热管根数：在设置六根拉管的情况下，实际排得换热管的根数为427根（433-6=427）。如图91.5.6进行传热系数的校核和阻力降的计算(1)传热系数校核：1)显热段传热系数KCL设传热管出口处汽化率xe=0.024，则用式qmt=qmb/xe计算循环流量qmt其中qmb为釜液汽化质量流量；qmt=4600/（3600x0.024）=53.24kg/s①显热段管内表面传热系数用下式计算传热管内质量流速G为G=qmt