化工原理課程設(shè)

1、化工原理課程設(shè)計 立式熱虹吸再沸器設(shè)計化工原理課程設(shè)計碳八分離工段立式熱虹吸再沸器學 院： 專業(yè)班級：指導老師： 學生姓名： 學 號：日 期：目錄化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1第一章 前言21.1 課程設(shè)計基本要求21.2 設(shè)計方法簡介及步驟21.2.1 設(shè)計方法21.2.2 設(shè)計步驟31.3 立式熱虹吸再沸器31.4 再沸器殼程與管程的設(shè)計條件41.5 物性數(shù)據(jù)51.5.1殼程中水蒸汽在定性溫度197下的物性數(shù)據(jù)：51.5.2管程流體在定性溫度188下的物性數(shù)據(jù)：5第二章 工藝結(jié)構(gòu)設(shè)計62.1 估算再沸器尺寸62.1.1 再沸器的熱流62.1.2 計算傳熱溫度差tm62.1.3 假定傳熱系數(shù)K62

2、.1.4 計算實際傳熱面積Ap72.1.5 工藝結(jié)構(gòu)設(shè)計72.2 傳熱能力核算82.2.1 顯熱段傳熱系數(shù)KCL82.2.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)C102.2.3 顯熱段及蒸發(fā)段長度112.2.4 計算平均傳熱系數(shù)KC122.3 面積裕度核算122.4 循環(huán)流量的校核122.4.1計算循環(huán)推動力PD122.4.2 循環(huán)阻力Pf142.4.3 循環(huán)推動力PD與循環(huán)阻力Pf的比值為19設(shè)計自我評價20參考文獻：21主要符號表21附表122附錄223化工原理課程設(shè)計任務(wù)書學生姓名 _ 班級 _ _設(shè)計題目：碳八分離工段立式熱虹吸再沸器設(shè)計1.工藝條件（1）工藝物流組成：乙苯1.99%，對二甲苯21.5%，

3、間二甲苯47.7%，鄰二甲苯28.8%，（以上均為摩爾分率）（2）操作溫度 188，（3）操作壓力 塔頂壓力為常壓（4）塔底部壓力 0.12Mpa（5）加熱水蒸氣壓力 15kg/cm2，（6）加熱負荷 1860000kJ/h，（7）加熱方式 間接蒸汽加熱（8）要求管程和殼程壓差均小于50kPa，試設(shè)計標準立式熱虹吸再沸器。第一章 前言1.1 課程設(shè)計基本要求化工原理課程設(shè)計是學習化工設(shè)計基礎(chǔ)知識，培養(yǎng)學生化工設(shè)計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計這一實踐教學訓練，使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；熟悉查閱和正確使用技術(shù)資料，提高我們獨立分析和解決實際問題的能力；學會各種手冊的使用

4、方法及物理性質(zhì)、化學性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中我們不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。因此,我們在進行設(shè)計的實踐過程中，應(yīng)該以實事求是的科學態(tài)度和嚴謹、認真的工作作風對待，通過精密計算，使得出所設(shè)計設(shè)備更具安全可靠的操作性。 1.2 設(shè)計方法簡介及步驟1.2.1 設(shè)計方法 立式熱虹吸式再沸器的流體流動系統(tǒng)式有塔釜內(nèi)液位高度、塔釜底部至再沸器下部封頭的管路、再沸器的管程及其上部封頭至入塔口的管路所構(gòu)成的循環(huán)系統(tǒng)。由于立式熱虹吸再沸器是依靠單相液體與汽液混合物間的密度差為推動力形成釜液流動循環(huán)，釜液環(huán)流量，壓力降

5、及熱流量相互關(guān)聯(lián)，因此，立式熱虹吸再沸器工藝設(shè)計需將傳熱計算和流體力學計算相互關(guān)聯(lián)采用試差的方法，并以出口氣含率為試差變量進行計算。假設(shè)傳熱系數(shù)，估算傳熱面積。1.2.2 設(shè)計步驟1、初選傳熱系數(shù)，估算傳熱面積2、依據(jù)估算的傳熱面積，進行再沸器的工藝結(jié)構(gòu)設(shè)計；3、假設(shè)再沸器的出口氣含率，進行熱流量核算；4、計算釜液循環(huán)過程的推動力和流動阻力，核算出口氣含率 。1.3 立式熱虹吸再沸器如右圖所示，立式熱虹吸再沸器是利用塔底單相釜液與換熱器傳熱管內(nèi)汽液混合物的密度差形成循環(huán)推動力，構(gòu)成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流動循環(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 加熱段的停留時間短，

6、不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)方便，占地面積小，設(shè)備及運行費用低等顯著優(yōu)點。但是由于結(jié)構(gòu)上的原因，殼程不能采用機械方法清洗，因此不適宜用于高粘度或者較臟的加熱介質(zhì)。同時由于是立式安裝，因而增加了塔的裙座高度。立式熱虹吸再沸器是利用熱介質(zhì)在殼側(cè)提供熱量將管側(cè)工藝流體加熱沸騰的管殼式換熱器，它是自然循環(huán)的單元操作，動力來自與之相連的精餾塔塔釜液位產(chǎn)生的靜壓頭和管內(nèi)流體的密度差。與臥式相比其循環(huán)速率高傳熱膜系數(shù)高。但是工業(yè)上應(yīng)用的立式熱虹吸再沸器其加熱督要有一定高度才能獲得較高的傳熱速率而塔底液面與再沸器上部管板約為等高這樣就提高了塔底的標高使設(shè)備安裝費增加并且設(shè)備的清洗和維修也困難。立式熱虹吸再沸器的不穩(wěn)定性往往

7、是由于兩相流的不穩(wěn)定流型所致。在立式熱虹吸管內(nèi)蛇兩相流沸騰流型自下而上相繼出現(xiàn)鼓泡化工原理基礎(chǔ)強化訓練流、彈狀流、環(huán)狀流及環(huán)霧流等。彈狀流的大汽抱的不斷出現(xiàn)與破裂激發(fā)了操作的不穩(wěn)定性。立式熱虹吸再沸器與臥式相比雖有較好的防垢性能但對于粘度大的物料例如石按化工中一些高分子聚合物也常因結(jié)垢堵塞管道而要定期清除垢物。嚴重的情況下運轉(zhuǎn)一年就會將再沸器中絕大部分管子堵死垢物的清除費力費時十分困難。改善立式熱虹吸再沸器的操作性能強化其傳熱具有十分重要的意義。 1.4 再沸器殼程與管程的設(shè)計條件 項目殼程管程溫度/197188壓力/mpa1.51.2冷凝量/(kg/h)952蒸發(fā)量/(kg/h)60001.

8、5 物性數(shù)據(jù)1.5.1殼程中水蒸汽在定性溫度197下的物性數(shù)據(jù)：相變熱r0=1955.1kJ/kg 熱導率0=0.665W/(mk)黏度0=0.138mPas 密度 0=866.9kg/m31.5.2管程流體在定性溫度188下的物性數(shù)據(jù)：表1 混合物各純組分物性數(shù)據(jù)（t=188） 組分物性乙苯對二甲苯間二甲苯鄰二甲苯黏度uv（g） (Pas)9.831069.251069.381069.69106黏度ui（l） (Pas)0.0001740.0001840.0001680.000187表面張力i (N/m)0.01090.01050.01050.0118液相熱導率i (Wm-1K-1)0.09

9、10.0900.0910.093熱容Cpi（l） （Jmol-1K-1)225.8242.1222.3227.8密度v（g) (kgm-3)6.576.445.736.71密度i（l） (kgm-3)726.3708.8713.5729.7汽化焓ri （KJmol-1)32.0232.3032.7733.73相變熱 ri=310.19 kJ/kg 液相熱導率i=0.091 W/(mk)液相黏度 ui=0.18 mPas 液相密度 i=791.0 kg/m3液相定壓比熱容Cpi=2.15 kJ/(kgk) 表面張力 i=0.0109 N/m氣相黏度 uv=0.0094 mPas 氣相密度 v=6

10、.53 kg/m3 蒸汽壓曲線斜率（t/p）=0.00132 m2K/kg第二章 工藝結(jié)構(gòu)設(shè)計2.1 估算再沸器尺寸2.1.1 再沸器的熱流根據(jù)任務(wù)書所給熱流量為 Q = 1.86106 KJ/h=5.17105 W平均相變熱310.19 kJ/kg有機液體蒸發(fā)量=Q/=（5170003.6）/310.19=6000(kg/h)2.1.2 計算傳熱溫度差tm飽和水蒸氣溫度t197操作壓力下液體沸騰溫度t188傳熱溫差tt19718892.1.3 假定傳熱系數(shù)K表21 傳熱系數(shù)K值大致范圍殼程管程K/（W/(m2K)）備注水蒸氣液體1390垂直式短管水蒸氣液體1160水平管式水蒸氣水2260-5

11、700垂直管式水蒸氣有機溶液570-1140水蒸氣輕油450-1020水蒸氣重油（減壓下）140-430假定傳熱系數(shù)K值為600 W/（mK）。2.1.4 計算實際傳熱面積Ap = 5.17105/(6009) = 95.74（m2）2.1.5 工藝結(jié)構(gòu)設(shè)計（1）選定傳熱管長度L=3000mm（2）傳熱管規(guī)格為453.5mm（3）管子排列方式：正三角形排列則 總傳熱管數(shù)NT為 = 95.74/(3.140.0383) =267排管構(gòu)成正六邊形的個數(shù)a、最大正六邊形內(nèi)對角線上管子數(shù)目b和再沸器殼體內(nèi)徑D可分別按下式計算。NT = 3a（a+1）+ 1則 a = 9 b = 2a+1則 b = 1

12、9 D = t（b-1）+（2-3）d0則 D = 32（19-1）+ 345 = 711mm取管程進口管直徑Di=200mm, 出口管直徑Do=350mm 2.2 傳熱能力核算2.2.1 顯熱段傳熱系數(shù)KCL1、設(shè)傳熱管出口處氣含率xe=0.15（25%），計算循環(huán)量為 = 6000/（36000.15） = 11.11（kg/s）2、計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i = 3.14/40.0382267 = 0.303管程質(zhì)量流速G為 = 11.11/0.303 = 36.67kg/（m2s）管內(nèi)雷諾數(shù)Re和普朗特數(shù)Pr： = （0.03836.67）/ 0.00018 = 1.3104 104

13、= （21500.00018）/0.091 = 15.31顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)hi為hi=0.023(i/di)Re0.8Pr0.4=0.023(0.091/0.038)130000.815.310.4=12.19 W/(m2K)、殼程冷凝傳熱膜系數(shù)h0計算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量qmo為 qmo= 3.44105/(1955.1103) = 0.18（kg/s）殼程單位潤濕周邊上凝液的質(zhì)量流量M為 = 0.18/（3.140.038267） = 0.006冷凝液膜的Re為 = （40.006）/（0.13610-3） = 176 2100殼程冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)ho為h0 = 1.88Re-1/

14、3 2gc3/u21/3 = 1.88206-1/386329.810.6633/（0.13610-3）21/3 = 15394 W/（m2K）污垢熱阻R查表 沸騰側(cè)R=1.7610-4m2K/W 冷凝側(cè)R=5.210-4m2K/W管壁熱阻R=4.29910-5m2K/W所以顯熱段傳熱系數(shù)KL為= 1/45/(124420)+1.7610-4(45/38)+4.29910-5(38/22.5)+5.210-4+1/7989 = 239.0 W/（m2K）2.2.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)C傳熱管程內(nèi)釜液的質(zhì)量流量Gh為Gh=360036.67=1.32105 Kg/(m2h)設(shè)計思路：Xe25% 控制

15、在第二區(qū)：飽和泡核沸騰和兩相對流傳熱 雙機理模型：同時考慮兩相對流傳熱機理和飽和泡核沸騰傳熱機理 當Xe=0.15時，參數(shù)Xtt為Xtt=(1-0.15)/0.150.9(6.53/791)0.5(0.18/0.0094)0.1 =0.5821/ Xtt=1/0.582=1.71泡核沸騰修正因數(shù)a為a=（0.2+0.6）/2=0.4泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)hnb為hnb=0.225（0.091/0.038）15.310.69（5170000.038/95.743101900.00018）0.69（791/6.53-1）0.33（0.121060.038/0.0109）0.31=2333.9 W/（

16、mK）對流沸騰因子Ftp為Ftp=3.51.710.5=4.58則兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)htp為htp=2333.94.58=10689.3 W/（mK）沸騰傳熱膜系數(shù)為hiE=10689.3+0.42333.9=11622.86 W/（mK）則蒸發(fā)段傳熱系數(shù)為KE= 1/45/(11622.8638)+1.7610-4(45/38)+4.29910-5(38/22.5)+5.210-4+1/15394=672.2 W/（mK）2.2.3 顯熱段及蒸發(fā)段長度LBC=30.187=0.561m LCD=3-0.561=2.439 m2.2.4 計算平均傳熱系數(shù)KC=（293.00.561+672.

17、22.439）/3 = 601.3 W/mK2.3 面積裕度核算 = 5.17105/（601.39） = 95.5m2實際傳熱面積A為A=3.140.0453267=113.3H=(A-AC)/AC=(113.3-95.5)/95.5=18.6%該再沸器的傳熱面積合適。2.4 循環(huán)流量的校核2.4.1計算循環(huán)推動力PD式中蒸發(fā)段兩相流平均密度以出口氣含率的1/3計算。X=Xe/3=0.15/3=0.05Xtt=(1-0.05)/0.050.9(6.53/791.0)0.5(0.00018/0.0000094)0.1 =1.728兩相流的液相分率RL為RL=1.728/(1.7282+211.

18、728+1)0.5=0.272x=0.05處的兩相流平均密度tp為tp=6.53（1-0.272）+7910.272=219.9kg/m3管程出口管內(nèi)兩相流密度以出口氣含率計算。當X=Xe時，Xtt為Xtt=1.71兩相流的液相分率RL為RL=1.71/(1.712+211.71+1)0.5=0.271x=0.15處的兩相流平均密度tp為tp=6.53（1-0.271）+7910.271=219.1kg/m3根據(jù)焊接需要取為1.0m，則循環(huán)推動力PD為 = 2.439(791-219.9)-1.0219.1 9.81 = 3803Pa2.4.2 循環(huán)阻力Pf1、管程進出口阻力P1 釜液在管程進

19、口管內(nèi)的質(zhì)量流速G為 = 20/（0.7850.252） = 408 kg/（ms）釜液在進口管內(nèi)的流動雷諾數(shù)Re為 =（0.25408）/0.00024 = 646000進口管長度與局部阻力當量長度Li為 進口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù)i為 = 0.01227+0.7543/6460000.38 = 0.0169 管程進口阻力P1為= 0.016929.33402/（20.25791） = 145Pa2、傳熱管顯熱段阻力P2釜液在管程進口管內(nèi)的質(zhì)量流速G為 = 20/（0.7850.0382217） = 81 kg/（ms）釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù)Re為 = （0.03881）/0.0002

20、4 = 12825 進口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù)為 = 0.01227+0.7543/128250.38 = 0.0330 傳熱管顯熱段阻力P2為 = 0.03300.0935812/（20.25791） = 0.05Pa3、傳熱管蒸發(fā)段阻力P3分別計算傳熱管蒸發(fā)段氣液兩相流動阻力，再以一定方式相加。（1）氣相阻力：氣相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速GV為 GV=xG=20.12/357746.1 kg/（ms） 氣相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)ReV為= 0.03846.1/（0.00910-3） = 194644 傳熱管內(nèi)氣相流動的摩擦系數(shù)V為V= 0.01227+0.7543/1946440.38= 0.

21、0196 傳熱管內(nèi)氣相流動阻力PV3為 = 0.01960.409546.12/（0.03825.8）= 39Pa （2）液相阻力： 液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速GL為液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)ReL為 =（ 0.038530.9）/0.00024 = 84059傳熱管內(nèi)液相流動的摩擦系數(shù)L為 = 0.01227+0.7543/840590.38 = 0.0224傳熱管內(nèi)氣相流動阻力PL3為 = （0.02240.4095530.92）/（0.0382791） = 43Pa蒸發(fā)段阻力P3為 = （391/4+431/4）4= 656Pa4、管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力P4 管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速G= 81

22、kg/（ms）M：動量變化引起的阻力系數(shù)則管程內(nèi)的雷諾數(shù)Re為 = （0.038271.1）/0.00024 = 42924蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力P4為5、管程出口段阻力P5 （1）氣相阻力管程出口管中氣、液相總質(zhì)量流速G為 = 20/（0.7850.32） = 283 kg/（ms）管程出口管中氣相質(zhì)量流速GV為 GV=xG = 0.08283= 22.64 kg/（ms）管程出口管中氣相質(zhì)量流動雷諾數(shù)ReV為 =（0.03822.64）/（0.00910-3） = 95591管程出口管中氣相流動的摩擦阻力系數(shù)V為 = 0.01227+0.7543/955910.38 = 0.02

23、2 管程出口管中氣相流動阻力PV5為 =（0.0220.522.642）/（0.03825.81） = 13Pa（2）液相阻力 管程出口管中液相質(zhì)量流速GL為 GL=G-GV= 283-22.64= 260.36 kg/（ms） 管程出口管中液相流動雷諾數(shù)ReL為 = 0.038260.36/0.00024 = 41224管程出口管中液相流動的摩擦系數(shù)L為 = 0.01227+0.7543/412240.38= 0.0256 管程出口液相流動阻力PL5為 = 0.02562260.362/（0.0382791）=58Pa管程出口段阻力P5： =（131/4+581/4）4= 472Pa因此，有

24、Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 145+0.05+656+2441+472 = 3714.05pa2.4.3 循環(huán)推動力PD與循環(huán)阻力Pf的比值為PD/Pf=3803/3714.05=1.02循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設(shè)的出口氣含率Xe=0.15合適，因此所設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求?？偨Y(jié)：在出口汽化量不變的情況下，汽化率減低，再沸器管內(nèi)循環(huán)量將增加，管內(nèi)傳熱系數(shù)增大，再沸器面積減小，再沸器熱通量增大，但一般不超過最大熱通量的。 對于易結(jié)垢的物系應(yīng)充分考慮污垢對傳熱的影響?？紤]再沸器的操作彈性，一般在計算基礎(chǔ)上要留有3裕量。 為保證再沸器的正常循

25、環(huán)，出口汽化率一般在40之間，出口管道壓降一般不超過總壓降的。設(shè)計自我評價本次課程設(shè)計為期四天，在查找資料，與同學討論的過程中，使我受益匪淺?，F(xiàn)總結(jié)如下：首先，通過此次課程設(shè)計，使我鞏固了所學知識，進一步理解了換熱器的結(jié)構(gòu)、計算方法以及如何選擇適合的換熱器。其次，通過此次課程設(shè)計，使我更加理解了理論與實踐相結(jié)合，知識與生產(chǎn)相互結(jié)合，更進一步理解了化工原理知識體系構(gòu)架，也更加明確了化工原理在化工生產(chǎn)中的重要性。 再次，本次課程設(shè)計與其他同學討論，大家通過前期的方案討論，在圖書館查閱相關(guān)資料，整理相關(guān)信息，使整個課程設(shè)計過程進行得比較順利。在這個過程中，自己更加體會到了與人合作的重要性。最后，非常感謝老師給我們這次鍛煉的機會，能夠讓我們在本專業(yè)的學習中了解更多工程類的知識，本次的課程設(shè)計將會對我們以后的工作有很大幫助，同時也為以后進一步的學習打下了堅實的基礎(chǔ)。參考文獻：【1】化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計第二版 主編：匡國柱，史啟才。 北京化學工業(yè)出版社 2002【2】化工原理課程設(shè)計（化工傳遞與單元操作課程設(shè)計） 主編：賈紹義，柴誠敬 天津大學出版社 2002