過程工藝與設備課程設計-精餾塔及輔助設備設計70koml 1.4.doc

過程工藝與設備課程設計（精餾塔及輔助設備設計）設計日期： 2010年7月6日 班 級： 化機0701班 姓 名： 指導老師： 前言化工原理是化工及其相關專業(yè)學生的一門重要的技術基礎課，其課程設計涉及多學科知識，包括化工，制圖，控制，機械等各種學科，是一項綜合性很強的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)設計思維的好方法，是為以后的各種設計準備條件；是化工原理教學的關鍵環(huán)節(jié)，也是鞏固和深化理論知識的重要環(huán)節(jié)。 本設計說明書包括概述、方案流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章。 說明中對精餾塔的設計計算做了較為詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路和控制方案的設計也做了簡要的說明。 在設計過程中，得到了韓志忠老師的指導，得到了同學們的幫助，同學們一起討論更讓我感受到設計工作是一種集體性的勞動，少走了許多彎路，避免了不少錯誤，也提高了效率。 鑒于學生的經(jīng)驗和知識水平有限，設計中難免存在錯誤和不足之處，請老師給予指正 感謝老師的指導和參閱！目錄前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2第一章 概述- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 51.1 精餾塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 51.2 再沸器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 51.3 冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6第二章 方案流程簡介- - - - - - - - - - - - - - - - - - 72.1 精餾裝置流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 72.2 工藝流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 72.3 調(diào)節(jié)裝置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 82.4 設備選用- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 82.5 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量- - - - - - - - - - - - - - - - 8第三章 精餾過程系統(tǒng)設計- - - - - - - - - - - - - - - - 93.1設計條件- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 93.2物料衡算及熱量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - 103.3塔板數(shù)的計算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 113.4精餾塔工藝設計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 163.5溢流裝置的設計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 173.6塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取- - - - - - - - - - - - 183.7塔板流動性能校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - 193.8負荷性能圖- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 213.9 塔計算結(jié)果表- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 24附：塔設計圖第四章 再沸器的設計- - - - - - - - - - - - - - - - - - 254.1設計任務與設計條件- - - - - - - - - - - - - - - - - 254.2估算設備尺寸- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 264.3傳熱系數(shù)的校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 264.4循環(huán)流量校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 304.5 再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表- - - - - - - - - - - 35附：再沸器設計圖第五章 輔助設備的設計- - - - - - - - - - - - - - - - 365.1冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 365.2其它換熱設備- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 365.3容器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 385.4 管路設計及泵的選擇- - - - - - - - - - - - - - - - 39第六章 管路設計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 43第七章 控制方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 45附：工藝流程圖設計心得及總結(jié)- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 46附錄一 主要符號說明- - - - - - - - - - - - - - - - - - 48附錄二 參考文獻- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 49第一章 概述精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設備主要包括精餾塔，再沸器和冷凝器。1.1精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應用較為廣泛。1.2再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行。本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。1.3冷凝器 （設計從略）用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第二章 方案流程簡介2.1精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2.2工藝流程物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度、液位等各項參數(shù)。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。2.3調(diào)節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。2.4設備選用精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.5處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 70kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分數(shù)計）進料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2第三章 精餾過程系統(tǒng)設計 丙烯、丙烷精餾裝置設計3.1 設計條件1. 工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量xf65（摩爾分數(shù)）塔頂丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，總板效率為0.6。2操作條件： 1）塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓）2）加熱劑及加熱方法：加熱劑水蒸氣 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.4。3塔板形式：篩板4處理量：qnfh=70kmol/h5安裝地點：大連6塔板設計位置：塔底3.2 物料衡算及熱量衡算1物料衡算：其中：D 塔頂采出W 塔底采出F 進料量Xd 塔頂產(chǎn)品組成，摩爾分數(shù)Xw 塔底產(chǎn)品組成，摩爾分數(shù)Zf 進料組成，摩爾分數(shù)解得結(jié)過果： 2求質(zhì)量流量：Md=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol; Mw=0.02*42+0.98*44=43.964 kg/kmol;Mf=0.65*42+0.35*44=42.7 kg/kmol則 qMd = DMd/3600 =0.5364kg/s ; qMw = WMw/3600 =0.2939kg/s qf=FMf/3600=0.8303 kg/s其中：Md，Mw，Mf塔頂，塔底，進料物流摩爾質(zhì)量kg/kmol；qMd，qMd，qf塔頂。塔底，進料物流質(zhì)量流量kg/s。3. 塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =RD; V =(R+1)D;2）提餾段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 其中q=1； 則：L=L+F; V=V 4. 熱量衡算1）再沸器熱流量：Qr=Vr 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：Gr= Qr/Rr2）冷凝器熱流量：Qc=VCp(t2-t1)冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc= Qc/(Cl(t2-t1)3.3 塔板數(shù)的計算1 相對揮發(fā)度的計算：通過對給定的溫度組成表格，計算相對揮發(fā)度=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)計算后平均，算得，1.72Mpa（絕）下=1.131583 1.82Mpa（絕）下=1.127408 平衡關系：x=y/(-(-1)y).2 估算塔底的壓力：已知塔頂?shù)膲毫?.62Mpa（表） 即1.72Mpa（絕）工程經(jīng)驗每塊塔板壓降100mm液柱，丙烷-丙烯：密度 460。則塔底壓力可以通過公式：P=N*0.1*460*9.8/1000000。其中N是假設實際塔板數(shù)，P單位為Mpa3 給出假設，進行迭代：具體為：假設實際板數(shù)確定塔頂塔底壓力根據(jù)壓力和組成算出相對揮發(fā)度平均相對揮發(fā)度理論板數(shù) 實際板數(shù)與假設比較其中： q線方程 =0.65 平衡關系 精餾線方程 提餾線 流程圖： 計算程序：#include stdio.hmain() float x,y,a,d1,d2,w1,w2; int n=1;scanf（“%f%f%f%f%fn”,&a,&d1,&d2,&w1,&w2）; y=0.98; x=y/(a-(a-1)*y); n+; for(;n+) y=d1*x+d2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(in=%dn,n); n=n+1; for(;n+) y=w1*x+w2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(total=%dn,n);其中a,d1,d2,w1,w2分別為 相對揮發(fā)度，精餾線斜率，精餾線截距，提餾線斜率，提餾線截距。迭代結(jié)果：第一次：首先假設100塊實際板。利用excel計算出塔底壓力1.76508Mpa，插值出=1.129701計算出 d1=0.939677，d2=0.059117。再通過精餾線與q線的交點。計算出w1=1.031598，w2=-0.00063。 帶入程序，得理論進料為51塊板，理論總板數(shù)為108塊（包括釜） 則實際板數(shù)為（108-1）/0.6=178.333塊。第二次：實際板為178.333塊。利用excel計算出塔底壓力1.801895Mpa，= 1.128163計算出 d1= 0.940352，d2= 0.058455。再通過精餾線與q線的交點。計算出w1 1.031244，w2= -0.00062。 帶入程序，得理論進料為51塊板，理論總板數(shù)為109塊（包括釜） 則實際板數(shù)為（109-1）/0.6=180塊。第二次迭代得到的結(jié)果與假設接近，可認為收斂。結(jié)論：理論進料為51塊板，理論總板數(shù)為109塊（包括釜） 實際進料第85塊板，實際總塔板數(shù)為180塊。 回流比R= 15.76127 塔底壓力P=1.72+ N*0.1*460*9.8/1000000= 1.801144Mpa（絕） 塔底溫度：已知在0.02/0.98 下 P=1.72Mpa t= 49.39679；P=1.82Mpa t= 51.99784； 插值得：t=51.5073流量：精餾段：qmLs=RqmDs=8.4543kg/s qmVs=(R+1)qmDs=8.9907kg/s 提餾段：qmLs=qmLs+qmFs=9.2846kg/s qmVs= qmVs =8.9907kg/s4計算結(jié)果名 稱數(shù) 值理論塔板數(shù) NT109進料板位置 NF51回流比R15.76127相對揮發(fā)度 1.128163塔頂產(chǎn)品量 qnd , mol/h45.9375塔底產(chǎn)品量qnw ,mol/h24.0625精餾段氣相流量qnv kg/s8.9907精餾段液相流量 qnl , kg/s8.4543提餾段氣相流量 qnv kg/s8.9907提餾段液相流量 qnl kg/s9.2846塔頂溫度tbd 41.49塔底溫度tbw 51.5073塔頂壓力Pd MPa1.72（絕）塔底壓力Pw MPa1.8011（絕）3.4 精餾塔工藝設計1物性數(shù)據(jù)1.8Mpa，51.5下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標準）：查得氣相密度：V =28kg/ m3液相密度：L =460kg/ m3液相表面張力：=5.268mN/m2.初估塔徑氣相流量：qmVs=8.9907kg/s qVVs=qmVs/v=0.3211m3/s液相流量：qmLs=9.2846kg/s qVLs=qmLs/L=0.0206m3/s兩相流動參數(shù)：設間距： =0.45m 查費克關聯(lián)圖得=0.06氣體負荷因子C： =0.0459液泛氣速： =0.1854泛點率取=0.75， 操作氣速u=0.14m/s所需氣體流道截面積A：=0.3211/0.14=2.29m2選取單流型，弓形降液管板，取=0.12，則=1-=0.88故塔板截面積AT=A/0.88=2.685m2，塔徑D： =1.78 m ， 圓整：取1.8m則實際塔板截面面積=2.5414 m2，降液管截面積=0.3052 m2氣體流道截面積A=2.338m2 ，實際操作氣速u=qV/A=0.1286 m2實際泛點率=0.73，在0.60.8之內(nèi)且選=0.45m，D=1.8m 符合經(jīng)驗關系3.塔高的估算 實際板數(shù)180塊，初選塔板間距0.45m，則塔高Z=180*0.45=81m。進料處兩板間距增大為0.9m設置20個人孔，人孔所在處兩板間距增大為0.8m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取4m.設釜液停留時間為30min釜液高度： =0.45m所以，總塔高h=81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+0.45+20*(0.8-0.45)100m3.5 溢流裝置的設計1. 降液管 （弓形）由上述計算可得：降液管截面積：Ad=AT0.12= 0.3052m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：lw/D=0.68，Bd/D=0.14所以，堰長lw=0.68D=1.224m，堰寬Bd=0.14D=0.252m，降液管面積 =0.3052 m2 2溢流堰溢流強度 qvlh/lw=0.0206*3600/1.224=60.590.006m 合適取堰高hw=0.040m。3. 受液盤和底隙取平形受液盤，底隙hb取0.050m液體流經(jīng)底隙的流速：ub=qvls/（lw*hb）=0.0206/（1.224*0.050）=0.337m/s ub(0.80.9m),采用分塊式塔板； 取塔板厚度t=4mm;整個塔板面積: 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad=0.4068入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=60mm=0.06m邊緣區(qū) bc=50mm=0.05m 選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)面積) 其中：Bd=0.252m x=D/2-(Bd+bs)=0.588m, r=D/2-bc=0.85m求得=1.825m22. 篩孔的尺寸和排列：選用正三角形排列取篩孔直徑：do=7mm,t=3.5do 開孔率 =7.5% 篩孔面積 Ao=Aa=0.1368m2 篩孔氣速 uo=qv/Ao=2.223m/s 篩孔個數(shù) =35573.7 塔板流動性能校核1）液沫夾帶量的校核 由=0.248和實際泛點率0.73，查化工原理（下冊）P117的圖6.10.28可得=0.0057，則 kg液體/kg氣體 Hd,故不會發(fā)生降液管液泛。4）液體在降液管內(nèi)停留時間 應保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出 T=Ad*Ht/qvL=0.2034*0.45/0.3004=4.443，故所夾帶氣體可以釋放。 降液管流速Ub=Ht/T=0.1014m/s5）嚴重漏液校核 Ho=0.0056+0.13（hw+how）-ha=0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583 m液柱,穩(wěn)定系數(shù)k=1.8141.52.0,故不會發(fā)生嚴重漏液。 反算=2.223/1.814=1.225 m/s3.8 負荷性能圖1) 過量液沫夾帶線規(guī)定ev=0.1，則 代入得：qvh=8810*2.238*1.3808*0.45-2.5*0.05-()/1.144 qvvh= 8848.1-168.97 由上述關系可作得線2) 液相下限線 qvLh=3.07lw=3.07*1.224=3.88 是與y軸平行的線由上述關系可作得線3）嚴重漏液線qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中： qVVh =4610(0.0095+0.0003225qVLh2/3)1/2 由上述關系可作得線4）液相上限線令 =5s 得： =720*0.45*0.3052=98.88由上述關系可作得線5）降液管液泛線式中：a= =*28/（460*0.1351*0.79）=21.49109 b= =0.6*0.45+（0.6-0.72-1）*0.05=0.214 c= =315 d= = =4.269上述關系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能圖作點為： qVLh =74.16m3/h qVVh =1155.46 m3/h如圖：局部放大后設計點位于四條線包圍的區(qū)間中間稍偏下操作彈性操作彈性：qvmax/ qvmin=1540.2/520.33=2.96所以基本滿足要求3.9 塔計算結(jié)果表（1）操作條件及物性參數(shù)操作壓力：塔頂 1.72 MPa（絕壓） 塔底 1.8011 MPa（絕壓）操作溫度：塔頂 41.49 塔底 51.51 名稱氣相密度（Kg/m3）28液相密度（Kg/m3）460氣相體積流率（m3/h）1155.46液相體積流率（m3/h）74.16液相表面張力（mN/m）5.268(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學核算結(jié)果名稱名稱塔內(nèi)徑D（m）1.8空塔氣速u（m/s）0.1286板間距HT（m）0.45泛點率u/uf0.73液流型式單流式動能因子F00.74降液管截面積與塔截面積比Ad/AT0.12孔口流速U0（m/s）2.223出口堰堰長lw（m）1.224降液管流速Ub（m/s）0.1014弓形降液管寬度bd（m）0.252穩(wěn)定系數(shù)k1.814出口堰堰高hw（mm）0.040溢流強度QL（m3/mh）60.59降液管底隙hb（mm）0.050堰上液層高度how（mm）0.0439邊緣區(qū)寬度bc（mm）0.050每塊塔板阻力hf（mm）0.1131安定區(qū)寬度bs（mm）0.060降液管清液層高度Hd（mm）0.1962板厚度b（mm）4降液管泡沫層高度Hd/(mm)0.327篩孔個數(shù)3557降液管液體停留時間（s）4.44篩孔直徑（mm）7底隙流速ub（m/s）0.337開孔率（%）7.5氣相負荷上限（m3/h）1540.2氣相負荷下限（m3/h）520.33操作彈性2.96第四章 再沸器的設計4.1 設計任務與設計條件1選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：1.72MPa 壓力降：Nphf=1800.11310.469.8103=0.09178MPa 塔底壓力=1.72+0.09178=1.8118MPa2再沸器殼程與管程的設計殼程（蒸汽）管程溫度（）10051.51壓力（MPa絕壓）0.10131.8118蒸發(fā)量：Db= q,mVs =8.9907kg/s=32366.42kg/h物性數(shù)據(jù)殼程凝液在溫度（100）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2258.4kj/kg熱導率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m3管程流體在（51.5，1.8118MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=278.182kj/kg液相熱導率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =460kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.090kj/(kg*k)液相表面張力：=5.268mN/m氣相粘度：v =0.0086mPa*s氣相密度：v =28kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg4.2 估算設備尺寸熱流量： =8.9907*278182= 2500911w估算傳熱溫差： =100-51.5=48.5K 假設傳熱系數(shù)：K=900W/( m2 K)估算傳熱面積Ap =57.3 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長L=4000mm則傳熱管數(shù)： =120 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：a=7.353=8,b=17管心距：查課程設計P50表3-7得：t=0.048m則 殼徑： =0.8614m取 D= 900mm L/D=4.44（在46之間，合適）取 管程進口直徑：Di=0.30m 管程出口直徑：Do=0.40m4.3 傳熱系數(shù)的校核1顯熱段傳熱系數(shù)K假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.19（對于丙烯丙烷取0.20左右）則循環(huán)氣量： =8.9907/0.19=47.35kg/s（1）計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)hi傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-22.5=33mm =0.785*0.033*0.033*120=0.086 =47.35/0.086=461.31kg/( m2 s)=1.0028m/s雷諾數(shù)： = 0.033*1.0028/（0.071*0.001）=214409.68310000 普朗特數(shù)： =460*0.071/81.54=2.69顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1554.3w/( m2 K)（2）殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算ho蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 1.108kg/s=3959.04kg/h傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =3959.04/(3.14*0.038*120)=0.0502 kg/(m s)= 709.54管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： =6950.07 w/ (m2 K)（3）污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.000176 w/m2 K 冷凝側(cè)：Ro=0.00009w/m2 K 管壁熱阻：Rw= 0.000051 w/m2 K（4）顯熱段傳熱系數(shù) =735.59w/( m2 K)2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量：Gh=3600 G =3600*461.31=1635912 kg/( m2 h)Lockhut-martinel參數(shù)：Xe=0.19時：在X=Xe 的情況下=0.877則1/Xtt=1.140再查課程設計P71圖329，得E=0.1X=0.4 Xe=0.4*0.19=0.076時 =0.431查課程設計P71圖329 得：=0.5(1)泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=（0.1+0.5）/2=0.3 (2)泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =8058.095w/( m2 K)(3)單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：= 1459.003w/( m2 K)沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE 對流沸騰因子 ： = 2.298兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =1459.003*2.298 3352.454w/( m2 K)沸騰傳熱膜系數(shù)： =3352.454+0.3*8058.095= 5769.882 w/( m2 K) =1263.424 w/( m2 K)3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 0.00333顯熱段LBC =0.00333L= 0.01329m蒸發(fā)段LCD =L- LBC =3.9867m4傳熱系數(shù) =（735.59*0.1329+1263.424*3.9867）/4= 1261.303 w/( m2 K) 實際需要傳熱面積： = 40.88m25傳熱面積裕度： = 40.14%30%所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4 循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1）當X=Xe/3= 0.0633時=3.439兩相流的液相分率： = 0.3729兩相流平均密度： =28*（1-0.3729）+460*0.3729 = 189.09kg/m32）當X=Xe=0.19 = 1.122兩相流的液相分率：兩相流的液相分率： = 0.2209兩相流平均密度： =28*（1-0.2209）+460*0.2209= 123.41kg/m3根據(jù)課程設計P72表319得：L=1.07m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 3.987*(450-189.09)-1.07*123.41*9.8 = 9231.884pa2循環(huán)阻力Pf：管程進出口阻力P1 進口管內(nèi)質(zhì)量流速： =669.816kg/(m2s)釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 2830207.8進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： =0.0149進口管長度與局部阻力當量長度：=35.04m管程進出口阻力: =850.81Pa傳熱管顯熱段阻力P2 釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速 461.31kg/(m2s)釜液在傳熱管內(nèi)流動的雷諾數(shù) 傳熱管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)=0.01938傳熱管顯熱段阻力P2= 2.1838Pa 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a 氣相流動阻力Pv3釜液總質(zhì)量流速G=461.31kg/(m2s) 取X=2/3Xe=0.1367則氣相質(zhì)量流速 =68.9kg/(m2s)氣相雷諾數(shù) =221893.9氣相摩擦系數(shù)=0.0193氣相流動阻力Pv3b液相流動阻力PL3液相質(zhì)量流速GL=G-Gv=461.31-68.9=402.87kg/(m2s)液相雷諾數(shù) =187251.1液相摩擦系數(shù)=0.01975液相流動阻力Pv3=420.688Pa傳熱管蒸發(fā)段阻力P3= 4056.32Pa 管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力P4 釜液總質(zhì)量流速G=461.31kg/(m2s)動量變化引起的阻力系數(shù):管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力P4 =461.31*461.31*2.73/450=1263.841pa管程出口段阻力P5 a 氣相流動阻力Pv5 氣液總質(zhì)量流速G = 376.77kg/(m2s) 氣相質(zhì)量流速 =71.59kg/(m2s)管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： 氣相雷諾數(shù) =3300000氣相摩擦系數(shù) =0.0148氣相流動阻力Pv5=157.41pab 液相流動阻力PL5液相質(zhì)量流速 =305.18 kg/(m2s)液相雷諾數(shù) 液相摩擦系數(shù)液相流動阻力PL5管程出口段阻力P5 = 2713.27Pa循環(huán)阻力Pf=P1 +P2 +P3 +P4 +P5=850.81+2.1838+4056.32+1263.841+2713.27=8886.42pa 又因PD=9231.884Pa所以 =9231.88/8886.42=1.0389在1.0011.05之間循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設的出口汽化率Xe=0.19基本正確，因此所設計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 4.5 再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表管程殼程物料名稱進口丙烷水蒸氣出口丙烷冷凝水流量Kg/h進口32366.423959.04出口32366.423959.04操作溫度C進口51.51100出口51.51100操作壓力MPa1.81180.1013定性溫度C51.5100液體密度kg/m3460958.4導熱系數(shù)W/mC0.081540.683熱容kJ/kgC3.0904.220粘度mPaS0.0710.283表面張力N/m5.26858.8氣化潛熱kJ/kg278.1822258.4氣體密度kg/m3280.5970導熱系數(shù)W/mC0.02050.0237熱容kJ/kgC0.124.180粘度mPaS0.00860.0102氣化潛熱kJ/kg178.1822258.4設備結(jié)構(gòu)參數(shù)形式立式臺數(shù)1殼體內(nèi)徑mm900殼程數(shù)1管徑mm382.5管心距mm0.048管長mm4000排列方式正三角形管數(shù)目（根）120傳熱面積m257.3管程數(shù)1接管尺寸mm進口32512出口42613主要計算結(jié)果管程殼程流速m/s1.0028傳熱膜系數(shù)W/m2C1263.4246950.07污垢熱阻w/m2 K0.0001760.00009阻力損失Pa8886.42熱負荷kW2500.911傳熱溫差C48.5總傳熱系數(shù)W/m2C1261.303裕度%40.14第五章 其它輔助設備的選型5.1冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30。走殼程。管程溫度為41.49管程流率：qmvs=8.9907kg/s取潛熱r=302.54kJ/kg傳熱速率：Q= qmVsr=2720.046kw殼程取焓變：H=Cp* (t1-t2)=4.183*20=83.06kJ/kg則殼程流率：qc=Q/H=2720.046*3600/83.06=117892.7kg/h假設傳熱系數(shù)：K=850 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=180m25.2 其它換熱設備1進料預熱器用80水為熱源，出口約為60走殼程料液由20加熱至45，走管程 傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=3600*0.8303 =2989.08kg/h管程液體焓變：H=Cp* (t1-t2)=3.08*25=77kJ/kg傳熱速率：Q= qmfsH=2989.0877/3600=63.93kw殼程水焓變：H =Cp* (t1-t2)= 4.183*20=83.06kJ/kg殼程水流率：q=Q*3600/H=63.93*3600/83.06=2770.99kg/h假設傳熱系數(shù)：K=850w/(m2K)則傳熱面積：圓整后 取A=11m2 3. 塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由41.49降至25管程流率：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潛熱：r=280kJ/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=0.5364*280=150.142kw殼程焓變：H= Cp* (t1-t2)=41.8kJ/kg則殼程流率：qc=Q/H=150.142*3600/41.8=12930.89kg/h假設傳熱系數(shù)：K=850 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=12m24. 釜液冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由51.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s丙烷液體焓變：H = Cp* (t1-t2)=282kJ/kg傳熱速率：Q= qmWsH =82.8748k