化工原理課程設(shè)計(jì) 丙烯 丙烷 篩板精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計(jì)丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計(jì) 處 理 量：60kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn) 料：x 65f塔頂產(chǎn)品：x 98d塔底產(chǎn)品: x 2w安裝地點(diǎn)：大連總板效率：塔板位置：塔底塔板形式：篩板回 流 比：班姓學(xué)級：名：號：指導(dǎo)老師：設(shè)計(jì)日期：成績：前言本設(shè)計(jì)說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè) 計(jì)和控制方案共七章。說明中對精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路 的設(shè)計(jì)也做了正確的說明。鑒于本人經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄第一章 精餾過程工藝設(shè)計(jì)概述 一、概述化學(xué)工程項(xiàng)目的建設(shè)過程就

2、是將化學(xué)工業(yè)范疇的某些設(shè)想，實(shí)現(xiàn)為一個(gè)序列 化的、能夠達(dá)到預(yù)期目的的可安全穩(wěn)定生產(chǎn)的工業(yè)生產(chǎn)裝置?；瘜W(xué)工程項(xiàng)目建設(shè) 過程大致可以分為四個(gè)階段：1）項(xiàng)目可行性研究階段 2）工程設(shè)計(jì)階段 3）項(xiàng)目 的施工階段 4）項(xiàng)目的開車、考核及驗(yàn)收單元設(shè)備及單元過程設(shè)計(jì)原則： 1）技術(shù)的先進(jìn)性和可靠性 2）過程的經(jīng)濟(jì) 性 3）過程的安全性 4）清潔生產(chǎn) 5）過程的可操作性和可控制性蒸餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）常用的一種單元操作，在 化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。其中，簡單蒸餾與平衡蒸餾只 能將混合物進(jìn)行初步的分離。為了獲得較高純度的產(chǎn)品，應(yīng)使得混合物的氣、液 兩相經(jīng)過多次混合接觸

3、和分離，使之得到更高程度的分離，這一目標(biāo)可采用精餾 的方法予以實(shí)現(xiàn)。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混 合物中各組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由 氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料中 各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行的傳質(zhì)、傳熱的過程。為實(shí)現(xiàn)精餾過程，必須 為該過程提供物流的存儲(chǔ)、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè) 備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即所要設(shè)計(jì)的精餾裝置。二、工藝設(shè)計(jì)基本內(nèi)容1、塔型選擇一個(gè)精餾塔的分離能力或分離出的產(chǎn)品純度如何，與原料體系的性質(zhì)、操作 條件以及塔的性能有關(guān)。實(shí)現(xiàn)精餾過程的氣、液傳質(zhì)設(shè)備，主要有兩大類，板式 塔和填料塔。本設(shè)計(jì)選

4、取的是板式塔，相比較而言，在塔效率上，板式塔效率穩(wěn)定；在液 氣比方面，板式塔適應(yīng)范圍較達(dá)，而填料塔則對液體噴淋量有一定要求；在安裝 維修方面，板式塔相對比較容易進(jìn)行；由于所設(shè)計(jì)的塔徑較大，所以在造價(jià)上， 板式塔比填料塔更經(jīng)濟(jì)一些；而且，板式塔的重量較輕，所以，在本次設(shè)計(jì)中， 設(shè)計(jì)者選擇了板式塔。在眾多類型的板式塔中，設(shè)計(jì)者選擇了溢流型篩板塔，相比較其它類型的板 式塔，溢流型篩板塔價(jià)格低廉，裝卸方便，而且金屬消耗量少，非常適合板間距 小、效率較高而且塔單位體積生產(chǎn)能力大的分離要求，同時(shí)其操作彈性大、阻力 降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優(yōu)點(diǎn)也為之提供了廣闊的應(yīng)用市場，這 些都是設(shè)計(jì)者選擇其作

5、為分離設(shè)備的原因。2、板型選擇板式塔大致分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩 板等；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的 是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。本設(shè)計(jì)為篩板塔，其優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價(jià)低，氣體壓降小，板上液面落差小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺 點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘度性大的、臟的和帶固 體粒子的料液。操作壓力精餾操作可以在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，操作壓力的大小應(yīng)根據(jù)經(jīng)濟(jì)上的 合理性和物料的性質(zhì)來決定。提壓操作可以減少氣相體積流量，增加塔的生產(chǎn)能 力，但也

6、使物系的相對揮發(fā)度降低，不利分離，回流比增加或塔高增加，同時(shí)還 使再沸器所用的熱源品位增加，導(dǎo)致操作費(fèi)用與設(shè)備費(fèi)用的增加。對于我們所要 處理的丙烯丙烷物系來說，加壓操作是有利的。因?yàn)楸敬卧O(shè)計(jì)中，塔頂蒸汽要 作為熱源，所以當(dāng)我們在的絕對壓力下進(jìn)行操作時(shí)，精餾塔內(nèi)塔頂溫度為 42.99，塔底溫度為 51.22，這使得我們在冷凝器中可以使用品位較低的冷劑， 再沸器可以使用品位較低廉價(jià)的熱源，這樣反而降低了能耗，也就降低了操作費(fèi) 用。3、進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料可以是過冷液體、飽和液體、飽和蒸汽、氣液混合物或過熱蒸汽。不同 的進(jìn)料狀態(tài)對塔的熱流量、塔徑和所需的塔板數(shù)都有一定的影響，通常進(jìn)料的熱 狀態(tài)由前一工序的原

7、料的熱狀態(tài)決定。從設(shè)計(jì)的角度來看，如果進(jìn)料為過冷液體， 則可以考慮加原料預(yù)熱器，將原料預(yù)熱至泡點(diǎn)，以飽和液態(tài)進(jìn)料。這樣，進(jìn)料為 飽和液體，汽化每摩爾進(jìn)料所需熱量等于 r。這時(shí)，精餾段和提餾段的氣相流率 接近，兩段的塔徑可以相同，便于設(shè)計(jì)和制造，另外，操作上也易于控制。對冷 進(jìn)料的預(yù)熱器，可采用比再沸器熱源溫位低的其他熱源或工藝物流作為熱源，從 而減少過冷液體進(jìn)料時(shí)再沸器熱流量，節(jié)省高品位的熱能，降低系統(tǒng)的有效能損 失，使系統(tǒng)的用能趨于合理。但是，預(yù)熱進(jìn)料導(dǎo)致提餾段氣、液流量同時(shí)減少， 從而引起提餾段液氣比的增加，為此削弱了提餾段各板的分離能力，使其所需的 塔板數(shù)增加。4、回流比回流比是精餾塔的

8、重要參數(shù)，它不僅影響塔的設(shè)備費(fèi)還影響到其操作費(fèi)。 對總成本的不利和有利影響同時(shí)存在，只是看哪種影響占主導(dǎo)。根據(jù)物系的相對 揮發(fā)度與進(jìn)料狀態(tài)及組成我們可以算出達(dá)到分離要求所需的最小回流比為 rmin= 。由經(jīng)驗(yàn)操作，回流比為最小回流比的 倍，根據(jù)任務(wù)書要求，取回流比 系數(shù)為，所以計(jì)算時(shí)所用的回流比為 r=。5、加熱劑和再沸器的選擇再沸器的熱源一般采用飽和水蒸氣，因?yàn)槠湎鄬θ菀咨a(chǎn)、輸送、控制，并 且具有較高的冷凝潛熱和較大的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。所以，設(shè)計(jì)者在本次設(shè)計(jì)中采用 的是 100下的飽和水蒸氣（1 個(gè)標(biāo)準(zhǔn)大氣壓）。我們所要分離的物系為丙烯丙烷，加熱劑熱水不能與塔內(nèi)物料混合， 故采用間壁式換熱器。

9、本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，該再沸器是利用塔底單相釜液與換熱管內(nèi) 氣液混合物的密度差形成循環(huán)推動(dòng)力，構(gòu)成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流 動(dòng)循環(huán)。這種再沸器具有傳熱系數(shù)高，結(jié)構(gòu)緊湊，安裝方便，釜液在加熱段停留 時(shí)間短，不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)方便，占地面積小，設(shè)備及運(yùn)行費(fèi)用低等顯著優(yōu)點(diǎn)。但 由于結(jié)構(gòu)上的原因，殼程不易清洗，因此不適宜用于高粘度的液體或較臟的加熱介質(zhì)。同時(shí)由于是立式安裝，因而，增加了塔的裙座高度。6、冷凝器和冷卻劑選擇本設(shè)計(jì)用水作為冷卻劑。冷凝器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(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。 精餾塔選

10、用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再沸器三、工藝流程（見丙烯丙烷工藝流程圖）由 p-101a/b 泵將要分離的丙烯丙烷混合物從原料罐 v-101 引出，送入塔 t-101 中。t-101 塔所需的熱量由再沸器 e-102 加入，驅(qū)動(dòng)精餾過程后，其熱量 由冷凝器 e-102 從塔頂移出，使塔頂蒸汽全部冷凝。凝液一部分經(jīng)回流泵 p-103a/b 一部分送至 t-101 塔頂作為回流，余下部分作為產(chǎn)品送入丙烯產(chǎn)品罐 v-104 中。t-101 塔排出的釜液，由泵 p-102a/b 送入丙烷產(chǎn)品罐 v-103 中。xa b anlla b an第二章 篩板塔的工藝設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)條件工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料

11、量丙烯含量 x f =65%（摩爾百分?jǐn)?shù)） 塔頂丙烯含量 d =98%，釜液丙烯含量 x 2%，總板效率為。w操作條件：建議塔頂壓力（表壓）安裝地點(diǎn)：大連設(shè)計(jì)方案：塔板設(shè)計(jì)位置塔底塔板形式篩板處理量（kmol/h） 60回流比系數(shù) r/rmin一、物性數(shù)據(jù)的確定1、塔頂、塔底溫度確定、塔頂壓力 pt=1620+=；假設(shè)塔頂溫度 tto=316k 經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度 tt=查 p-t-k 圖得 k 、k 因?yàn)?y =e=x -1 =y / k -(1-y)/k-1 =0.0006 i a a a bi結(jié)果小于 10-3。所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為。用同樣的計(jì)算，可以求出其他塔板溫度。 1

12、=ka/kb=、塔底溫度設(shè) nt=128（含塔釜）則 np=(nt-1)/nt=213按每塊阻力降 100 液柱計(jì)算 p =470kg/m3則 p 底=p 頂+np*hf*p *g=1620+213*470*1000=1885kpa假設(shè)塔頂溫度 tto=324k 經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度 t=查 p-t-k 圖得 k 、k 因?yàn)?x =e=y -1 = x k -(1-x i a aa)/k -1 =0.0004 bi結(jié)果小于 10-3。所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為。用同樣的計(jì)算，可以求出其他塔板溫度。 2=ka/kb=nlhnlhnfh nvhnvh所以相對揮發(fā)度=（1+2）/2= 2、回流

13、比計(jì)算泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1q 線：x=xf = 65%y =ax 1.131x=1 +(a-1) x 1 +0.131xx -y r min = d e =y -xe e0.98 - 0.680.68 - 0.65=11.02代入數(shù)據(jù)，解得 xe=;ye=; r=;3、全塔物料衡算q +q =qndh nwh nfhq x +q x =q xndh d nwh w nfh f解得： q =h ; q =h ndh nwh塔內(nèi)氣、液相流量：精餾段：q =rq ;nlh ndhq =(r+1)qnvhndh提留段： q = q +qq ; q = q -(1-q) q 代入回流比 r 得：精餾段：q

14、=h；q =h；nlh nvh提餾段 ：q = kmol/h ；q = kmol/h；nlh nvhm=xfma+(1-xf)mb=4244=42.7kg/kmolmd=xdma+(1-xd)mb=4244=42.04kg/kmolmw=xwma+(1-xw)mb=4244=43.96kg/kmolq q m/3600=0.7117kg/smfs= nfhnfhmlsmvsmlsmvs1 dnni fn wtq q m /3600=0.4598 kg/s mds= ndh dq =q m /3600=0.25 kg/s nws nwh wq =rq =6.078 kg/smdsq =(r+1)

15、 q =6.538 kg/smdsq mls= q +q q =6.7899 kg/smfsq mvs= q -(1-q) q =6.538 kg/smfs4、逐板計(jì)算塔板數(shù)精餾段：y =x=x =nyn +1y yn = na-(a-1) y 1.131 -0.131 yn nr x= x + d =0.92967 x +0.068922 r +1 r +1直至 x x 理論進(jìn)料位置：第 51 塊板 進(jìn)入提餾段：x =nyna-(a-1) yny= n1.131 -0.131 ynyn+1=qnlq +qqnl nf+qq -qnfnwx -nqnlqnw+qq -qnfnwx =1.036

16、83xwn-0.000736779直至 x x 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：nt=128（含釜）由 excel 計(jì)算的如表附錄 1.5、確定實(shí)際塔底壓力、板數(shù)：進(jìn)料板 nf=i/=101, 實(shí)際板數(shù) np=(nt-1)/0.6+1=213；塔底壓力 pb=pt+213（np）=1819kpa; （為塔頂丙烯密度） 二、塔板設(shè)計(jì)1、塔高計(jì)算取塔板間距 h =0.45mttmlsvls mls=qr qr0.2s20 c =c 2020塔的有效高度 z=h (np-1)=212=頂部高度取 1.3m釜液高度取 2m，液面-板取 0.6m每 20 塊板設(shè)一人孔，則共有 10 個(gè)人孔，人孔高為 0.6m 10

17、*=6m 進(jìn)料板與上一板間距為 2h =0.9m塔體高度=塔有效高度 z+頂部高度+底部高度+其他 =+(2+6+ =1062、塔徑計(jì)算物性參數(shù)確定塔頂壓力塔底壓力1885溫度溫度氣相密度26kg/ m3氣相密度35kg/ m3液相密度470kg/ m3液相密度447kg/ m3液相表面張力 m液相表面張力 mn/m氣相流量：q =6.538kg/smvsq =q / =0.25146m3/s vvs mvs v液相流量：q =6.0782kg/s q =q / =0.0129m3/slq r q rf = vl s l = mls v兩相流動(dòng)參數(shù)： lvvv s v mvs l初選塔板間距

18、h =0.45m,查化工原理（下冊）p237 篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，t得：c =所以，氣體負(fù)荷因子： = 液泛氣速：取泛點(diǎn)率u =cfr -rl vrv0.1923m/s則操作氣速：u = 泛點(diǎn)率 uf=0.135 m/s氣體流道截面積：a =qvvsu=1.868 m2選取單流型弓形降液管塔板，取ad / at=;(查書 164)則a / at=1- ad / at =截面積:at=a/=2.0828 m2塔徑：d =4 atp=1.628m圓整后，取 d=1.7mpat = dqu =vvsb =0.05md s符合化工原理書 p237 表 10.2.6 及 p231 表的要求。塔板實(shí)際結(jié)構(gòu)參

19、數(shù)校正：實(shí)際面積： 2 =2.2698 m24降液管截面積：ad=at= 0.233m2氣體流道截面積：a=at-ad=2.036 m2實(shí)際操作氣速： = 0.124 m/sa實(shí)際泛點(diǎn)率：u / uf =（要求在之間）降液管流速 u =q /a =d vls d3、塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取進(jìn)、出口安定區(qū)寬度 b =b =0.1m ；邊緣寬度 cs sa b根據(jù) d =0.103 ，由化工原理圖 10.2.23 可查得 d =0.16 ， a dt故降液管寬度 b =0.16 d =0.16 1.7 =0.272 md由a =2( x r 2 -x 2 +r 2 ap xarcsin )1

20、80 rd 1.4x = -(b +b ) = -(0.272 +0.1) =0.478m 2 2r =d2-b =0.85 -0.05 =0.8m c故，有效傳質(zhì)區(qū)面積a =0.628 ma2取篩孔直徑d =6 mm0，篩孔中心距t =3d =18mm0則開孔率aj = 0aa=0.907 (d 1 0 ) 2 =0.907 ( ) t 32=0.1故，篩孔總截面積 a =ja =0.1 0.628 =0.0628 m0 a2篩孔氣速 u = 0qvvs =4.007 m / s a0篩孔個(gè)數(shù) n =p4a0d02=p40.0628 6 2 10-6=220 （個(gè)）bs00la選取塔板厚度d

21、=4 mm（書 241 頁），取堰高h(yuǎn) =0.06 mw（書 234 和 238 頁）a l由 d =0.103 ，查化工原理圖 6.10.24 得 w =0.73 ， a dt l =0.73 1.7 =1.241mwq液流強(qiáng)度 vlh =37.516lw由式how=2.84 10-3qe ( vlh )lw2 / 3=0.0318 m考慮到物料比較清潔，且液相流量不大，取底隙q降液管低隙液體流速 u = vls =0.347l hw b4、塔板校核h =0.03mb（書 234） 、液沫夾帶量 ev由 flv=0.2187 和泛點(diǎn)率，查化工原理圖 10.2.27 得y =0.007 ，則

22、e vy1 -yq mlsqmvs=0.006554 kg 液體/kg 氣體e 0.1kg 液體/kg 氣體，符合要求。 v塔板阻力 h、f1 r u由式 h h +h +h ，式中 h = v ( f 2 g r cl00)2do 0.006，根據(jù) = =1.5 查化工 d 0.004原理圖 10.2.28得 c =0.82 ， 0故， h =0.067323 m 液柱 0h =lb( hw+ how)q由 u = vvs =0.1395m / s a -2 at dsd0氣體動(dòng)能因子 f =u r0.5a a v=0.711查化工原理圖 10.2.29 得塔板上液層的充氣系數(shù) b 故， h

23、 =0.066 m 液柱l=0.72 ，4 10 -3s 4 10 -3 4.761 h = =r gd 470 9.81 6 10 l 0-3=6.88 10-4m 液柱故， h =h +h +h =0.134 m 液柱 f 0 l s、降液管液泛校核由 h =h +h +d+h +h ，取 d=0 ，d w ow d fq又 h =1.18 10 -8 ( vlh ) 2 =0.01845 m 液柱l hw b則 h =0.06 +0.0415 +0 +0.01845 +0.134 =0.2444 m d取降液管中泡沫層的相對密度 f=0.6 （書 244）則 h =dhfd=0.4073

24、mh =0.4073 5 s ，滿足要求 qvls、嚴(yán)重漏液校核h 0=0.0056 +0.13( h +h ) -h =0.0168 mw ow s1 u = 0k u0=h 0h0=0.5k =1.9989 1.5 2.0 ，滿足穩(wěn)定性要求u并可求得漏液點(diǎn)氣速 u = 0k=2.005m / s各項(xiàng)校核均滿足要求，故所設(shè)計(jì)篩板塔可用。5、負(fù)荷性能圖、過量液沫夾帶線令式 e v5.7 10s-3(u kg液體) 3.2h -h kg氣體 t f中的 e ，并將有關(guān)變量與 q ，q v vvh vlh的關(guān)系帶入整理，可得：qvvh=8.81 10-3a s 1/ 3.2( h -2.5 h -

25、7.1 10 t w-3q 2 / 3vlh/ l2 / 3w)將前面選取的塔板結(jié)構(gòu)尺寸及有關(guān)值代入，得：q =8.81 10 vvh31.3547 4.7611/ 3.2(0.45 -2.5 0.06 -7.1 10-311.0922 / 3q 2 / 3 vlh) 8763 -179.59 q 2 / 3vlh線、液相下限線令 how=2.84 10 -3 (qvlh ) 2 / 3 =0.006 ，得： lwqvlh=3.07 l =3.8099 m 3 / h w、嚴(yán)重漏液線線由 式 u =c 002 gh 0r ql = vvhr 3600 av 0， 近 似 取 a 當(dāng) 前 計(jì) 算

26、 值 不 變 ， 并 將 式0h =0.0056 +0.13( h +h ) -h 以及 h 和 q 0 w ow s ow關(guān)系代入上式整理之，可得： vlhqvv h= a ( b + cq2 / 3v lh)1 / 2a =1.594 104a c00rl =3487rvb =0.0056 +0.13h -h =0.0127w sc =3.69 10-4/ l2 / 3w=0.00032 qvvh=3487(0.0127 +3.2 *10-4q 2 / 3 )1/ 2 vlh線、液相上限線令 t=h at dq / 3600vlh=5 ，得：qvlh=720 h a =75.75t d線v

27、vh vlh、降液管液相線令 h =dhfd=h +h ，將 h =h +h +h +h ，以及 h 和 q t w d w ow d f ow vlh，h 和 qd vlh，hf和 qvvh， qvlh的關(guān)系全部代入前式整理之，可得：aq 2vvh=b-cqvlh-dq 2 / 3vlh，式中：a=3.934 10-9rvrl( a c )0 02=8.2 *10-8b=fht+(f-b- 1 ) hw=0 . 2c=1.18 10-8/( l h )w b2=0.9 10-5d=2.84 10-3(1 +b) / lw2 / 3=4.2 10-3有： 8.2 10 -5 qvvh2=0.2

28、 -2 10-5q2vlh-5.5 10-3qvlh2 / 3線由所繪出的負(fù)荷性能圖可以看出：設(shè)計(jì)點(diǎn) q =; q =位于正常操作區(qū)內(nèi)，表明該塔板對氣液負(fù)荷的波動(dòng)有 較好的適應(yīng)能力，但是比較靠近液相上限線。在給定的氣液負(fù)荷比條件下，塔板 的氣（液）相負(fù)荷的上下限，分別由降液管液泛線和嚴(yán)重漏液所限制。由圖查得qvvh maxqvvh min=1250 m 3 / h =300m 3 / h故操作彈性為1250300=4.16towdoafwdwobd結(jié)構(gòu)及其尺寸所涉及篩板的主要結(jié)果匯總?cè)缦卤恚翰僮餍阅苄褪剿?d/m塔板間距 h /m 降液管截面積 a /m2 有效傳質(zhì)區(qū)面積 a /m 溢流堰高

29、 h /m 溢流堰長 l /m 篩孔直徑 d /m 開孔率 低隙 h /m單流型弓形降液管操作氣速 u/(ms-1)泛點(diǎn)率堰上方液頭高度 h /m 篩孔氣速 u /(ms-1) 塔板阻力 h /m 降液管中清夜層高度 h /m 液體在降液管中停留時(shí)間 /s 穩(wěn)定系數(shù) k操作彈性降液管內(nèi)液體流速 u /(ms-1)()第三章 立式熱虹吸再沸器的工藝設(shè)計(jì) 一、設(shè)計(jì)條件及物性參數(shù)、再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條件殼程管程溫度/壓力（絕壓）/mpa 冷凝量/（kg/s） 蒸發(fā)量/（kg/s）100 、物性數(shù)據(jù)管程流體在 49.6下的物性數(shù)據(jù)：潛熱 rb液相熱導(dǎo)率 lb液相粘度 mb液相密度 r （丙烷） 液

30、相定壓比熱容 c bpb300kj/kg（ m k）mpa s446 kg / m3kj /( kg k)s（塔底丙烷） 汽相粘度 m bv汽相密度 rb蒸 汽 壓 曲 線 斜 率 dtdp sm mpaskg / m3m2/kg殼程凝液在定性溫度 100下的物性數(shù)據(jù)：潛熱 rc熱導(dǎo)率 lc粘度 mc密度 rckgw （ m k）skg / m3二、工藝設(shè)計(jì)1、估算再沸器面積再沸器的熱流量a、再沸器的熱流量根據(jù)式 q =d r =d r ，求得b b c c熱流量 q =6.538 300 =1.961 10 6 wb、 計(jì)算傳熱溫差 dt =t -t =100 -51.22 =48.78 k

31、m bc、 假定傳熱系數(shù) k =800w /( m.1961 10 62a =50.26mp800 48.782k) ，則可用式 a =pqkdtm估算傳熱面積 a 為：ptts4cd、 擬用單程傳熱管規(guī)格為 f38 3mm ，管長 l =3000mm ，則可得：n =tpapd l0=140 根查表 3-6 取 n =169 根e、 若將傳熱管按正三角形排列，則可得：n =3a ( a +1) +1 =169 ，求得 a =7 ， b =2 a +1 =15t殼體內(nèi)徑 d =t (b -1) +(2 3) d ，取焊接 t =1.25 d =0.032 m0 0d =0.032 (15 -1

32、) +3 0.032 =0.562m ，取 d =0.6m且查表 3-16 取管程進(jìn)口管直徑 d =0.2 m ，管程出口管直徑 d =0.25 mi o2、傳熱系數(shù)校核、顯熱段傳熱系數(shù) kcl設(shè)傳熱管出口出氣含率 x =0.215 ，則用式edw = bxe=30.41kg / sa、 顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 計(jì)算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速g =w wt = tp0 d 2 ni t=30.41kg /( m 2 s)計(jì)算雷諾數(shù) r =ed gimb=13901 10000計(jì)算普朗特?cái)?shù)p =rc mpb blb=322 0.000070.082=2.7556計(jì)算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)a =0.

33、023ilbdire0.8p 0.4r=0.023 0.0820.032139010.8 2.75560.4=182.358w /( m 2 k)b、計(jì)算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)q 1.96110 6計(jì)算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量 d = =r 2258.4 10c3=0.868kg / s計(jì)算傳熱管外單位潤濕周邊上凝液的質(zhì)量流量00hm =dcpd n0t=0.868p0.032 169=0.0431/( m s )計(jì)算冷凝液膜的 r =e 04mm=608.44 30% p c c該再沸器的傳熱面積合適。x-xl - i0.02540.02543、循環(huán)流量校核a、循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力當(dāng) x =x / 3

34、=0.0716 時(shí)，計(jì)算 lockhat-martinell 參數(shù) ex =tt(1-x ) 0.9(rv ) 0.5 (rbmb ) 0.1 =3.4596 計(jì) 算 兩 相 流 的 液 相 分 率 mvr =l( x2ttxtt+21 x +1) tt0.5=0.37386r =r (1 -r ) +rr =189.2190 kg / m tp v l b l3當(dāng) x =x =0.215 時(shí)，計(jì)算 lockhat-martinell 參數(shù) ex =tt(1-x ) 0.9(rv )rb0.5(mbmv)0.1=1.1x計(jì)算兩相流的液相分率 r = tt( x 2 +21x +1) tt tt

35、計(jì)算 x =x =0.215 兩相流的平均密度 e3r =r (1 -r ) +rr =125.59 kg / mtp v l b l根據(jù)公式，計(jì)算得出循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力0.5=0.2193dp = l ( r -r ) -lr g =6379 p （查表 3-19 l =0.9 ） d cd b tp tp ab、循環(huán)阻力a、 管程進(jìn)口管阻力 dp 的阻力1計(jì)算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速wg = t =968.44 kg /( m 2 s)pd 24計(jì)算釜液在進(jìn)口管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)r =eid gimb=2766997計(jì)算進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度l =id( i ) 2d0.3426( i

36、 -0.1914)=23.556 m22va計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)li0.7543=0.01227 + =r 0.38ei計(jì)算管程進(jìn)口管阻力dp =l1 il g 2id 2 ri b=1848.3446 pab、傳熱管顯熱段阻力計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速g =p4wtd 2 nit=223.832 kg /( m 2 s)計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)r =ed gimb=102277計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)l0.7543=0.01227 + =0.0217r 0.38e計(jì)算傳熱管顯熱段阻力l g 2 dp =l bcd 2ri b=1.05pac、 傳熱管蒸發(fā)段阻力汽相流

37、動(dòng)阻力 dp 的計(jì)算v 32計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速 g =xg =(2 x / 3)g =32.068 kg /( ms)v e計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù) rev=d gim=102277b計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)lv0.7543= 0.01227 + =0.0217r 0.38ev計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力dpv 3l g= l cd v =29.3397 p d 2 ri v液相流動(dòng)阻力 dp 的計(jì)算l 3計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速2lao0.02540.02542g =g -g =191.66 kg /( ms)l v計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù) r =eld giml=87618b計(jì)算傳熱管內(nèi)液相流動(dòng)的摩擦系數(shù)ll0.7543= 0.01227 + =0.02226r 0.38el計(jì)算傳熱管內(nèi)液相流動(dòng)阻力dpl 3l g= l cd l =85.132 p d 2ri b計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力dp =( dp1 / 4 3 v 3+dp1 / 4l 3)4=828.42 pad、蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力計(jì)算蒸發(fā)段管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)(1 -x ) 2 r x 2m = e + b ( e ) -1 =2.559 計(jì)算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻 r r 1 -rl v