化工原理課程設

化工原理課程設Documentserialnumber【UU89WT-UU98YT-UU8CB-UUUT-UUT108】化工原理課程設計——碳八分離工段立式熱虹吸再沸器學院：環(huán)境與化學工程學院專業(yè)班級：高材111學號：日期：目錄化工原理課程設計任務書學生姓名 陳應龍 班級 高材111 設計題目：碳八分離工段立式熱虹吸再沸器設計1.工藝條件（1）工藝物流組成：乙苯%，對二甲苯%，間二甲苯%，鄰二甲苯%，（以上均為摩爾分率）（2）操作溫度 188℃，操作壓力 塔頂壓力為常壓塔底部壓力加熱水蒸氣壓力 25kg/cm2，（6）加熱負荷 1240000kJ/h，加熱方式 間接蒸汽加熱50kPa，試設計標準立式熱虹吸再沸器。第一章 前言課程設計基本要求化工原理課程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性。因此,學生在進行設計時，應該以嚴謹、認真的態(tài)度對待，經過精密演算，得出所設計設備的各項參數。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汽液混合物的密度差形成循如右圖所示，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汽液混合物的密度差形成循環(huán)推動力，構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高，結構緊湊，安裝方便，釜液在加熱段的停留液位產生的靜壓頭和管內流體的密度差。修也困難。立式熱虹吸再沸器的不穩(wěn)定性往往是由于兩相流的不穩(wěn)定流型所激發(fā)了操作的不穩(wěn)定性。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。設計方法簡介及步驟設計方法立式熱虹吸式再沸器的流體流動系統(tǒng)式有塔釜內液位高度Ι底部至再沸器下部封頭的管路Ⅱ、再沸器的管程Ⅲ及其上部封頭至入塔口的管路Ⅳ所構成的循環(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，壓量進行計算。假設傳熱系數，估算傳熱面積。設計步驟1、初選傳熱系數，估算傳熱面積2、依據估算的傳熱面積，進行再沸器的工藝結構設計；3、假設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。再沸器殼程與管程的設計條件殼程混合氣體的定性溫度為131℃。物性物性黏度（g）Pas黏度（l）Pas熱容（g）J熱容J密度（l）Kg汽化焓J組分乙苯對對二甲苯間二甲苯殼程管程溫度/℃131188壓力/Mpa蒸發(fā)量/(kg/h)7200物性數據殼程水蒸汽在定性溫度200℃下的物性數據潛熱rc=kg 熱導率λc=黏度μc= 密度ρc=863.0kg/m3管程流體在定性溫度144℃下的物性數據液相潛熱rb=kJ/kg 液相熱導率λb=W/液相黏度μb= 液相密度ρb=791kg/m3表面張力σ=m 液相比熱容Cpb=kJ/汽相密度ρv=5.81kg/m3 汽相黏度蒸汽壓曲線斜率（Δt/Δp）=0.00303m2.K/kg第二章 工藝結構設計估算再沸器尺寸再沸器的熱流根據任務書所給熱流量為Q=×106=×10wＱ＝ＷＧ×△Ｈｖ平均汽化潛熱△Ｈｖ＝361有機液體蒸發(fā)量Ｗ=Q/△Ｈｖ=260000/=7200(kg/h)計算傳熱溫度差△tm

＝188℃ｍ操作壓力下液體沸騰溫度tｂ

＝144℃?zhèn)鳠釡夭睢鳎裕恚絫－t＝188－144＝44℃ｍ ｂK表2—1 傳熱系數K值大致范圍殼程水蒸氣管程液體/W/(m2·K)）1390備注垂直式短管水蒸氣液體1160水平管式水蒸氣水2260-5700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）140-430K600W/（m2·K）。ApQRA KtRm

=×10/(600×44)2.6105

(

44)9.m2)工藝結構設計L=500mm傳熱管規(guī)格為φ45×3.5mm管子排列方式：正三角形排列則總傳熱管數N為ATN =××T dL09.85/(=0252)63排管構成正六邊形的個數a、最大正六邊形內對角線上管子數目b和再沸器殼體內徑D可分別按下式計算。N=3a（a+1）+1T則則abbD====82a+117t（b-1）+（2-3）d0則D=32×（17-1）+2×38=588mm取管程進口管直徑Di=250mm,出口管直徑Do=300mmNTbNT正三角形排列L/Ds4—6600mm100mm接管尺寸，查表傳熱能力核算KL1、計算循環(huán)量x=（＜25%）DeDtWbte

7200/（3600×）720/(/.2)16.67(kg/s)2、計算顯熱段管內傳熱膜系數αis d2N=4××2170 4 i T = .02263s =20/=81.3kg/（m2·s）s010 1e/P 7diGm2skg/=

（×）/b0.0287024P CPb

b=（1600×）/7.314104b1.610=

0.00024 )/0.124Re>14,3.<Pr<160, LBC/di>50 0.023i

i Re0.8Pnd ri0.0230.124 /0.0247900 0.83.10.41244３、殼程冷凝傳熱膜系數a計算0QDc

=×105×10)rc 7.22 10 5 /(1938 .210 3) 0.37 (kg/s)=（kg/s）mM d 0

=（××217）T0.37 /(.025 92)0.511/m.sRe405/.30303)50200a=3{ρ2gλ3/u2}1/30 c=×206-1/3×{8632××（×10-3）}1/3=153944M適用于： 2100污垢熱阻R—查表

=×1-4[m2·K/W]i=×10-4[m2·K/W]0管壁熱阻Rw所以有

=×10-5[m2·K/W]K 1L d d d 10id R0ii i

0Rdwdi

0 R dO dm 01/{25/124421.7610425/20=1/{38/(1244×20)×1-4×(25/20)+10-5×(38/+×10-4.29910525/22.55.21041/79894+1/7989}460W/m2*K=388W/m2·K蒸發(fā)段傳熱系數ＫＥ設計思路：Xe<25%控制在第二區(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 aV tP nb5167 0.88095814 .2Ke=887W/m2·K顯熱段及蒸發(fā)段長度LBC

t p p sL t p

d N K ti TL m s

WPwL L t087KCBCK KLLBC

KLE CDL /m*K403388 /m*K=794W/m2·K面積裕度核算QRAC K tRC m 1=×125/（794×44）=10m2循環(huán)流量的校核計算循環(huán)推動力△PDP [L (CD 式中

)l ]gtp tpP:循環(huán)推動力，PaDL mCD：釜液密度,kg/m3bkg/m3tpkg/m3tpl：再沸器上部管板到接管入塔口間高度,m蒸發(fā)段兩相流平均密度以出口氣含率的1/3計算。xx e3X [(1x)/x]0.9(tt

/ )0.5(b

/ )0.1V[(10.04)/0.04]0.2.08

(5.81/791)0.5(0.24/0.009)0.1R X ttL (X 2 21 X2.2.08/(2.082 21 2.081)0.50.297

1)0.5 (1R)Rtp V L b L5.81(10.297)7910.29729

Kg/管程出口管內兩相流密度以出口氣含率計算。x xeX 0.71ttXR L (X tt

tt21 Xtt

1)0.5 0.71 (0.71 2 21 0.71 1)0.5 0.175 (1R)Rtp V L b L5.81(10.175)7910.17513

Kg/P [L (D CD

)l ]gtp tp1672934].0143]9.81Pa）=3803Pa循環(huán)阻力△Pf1、管程進出口阻力△P1WG iW0.785D2i

=20/（×）16.67/(0.78=2/（m2·s）DG0Ki/=

408）/b253024 i R0.38=01227754/354416380.0147

(D/0.0254)2L ii 0.3426(Di

/0.2540.1914)29.3(m)LP iL1 i Di

G22b0.0147 29.33402/ 20.25791）=××3402/（2××791）126(Pa)=145Pa2、傳熱管顯熱段阻力△P2iG Wi

=20/（××217）0.785d2Ni T16.67/ 0.785 =8.0k2·）dG57

Kg

/im2*s =（×81）/b0.027125.0002448083 0.01227

753+R0.38e0.0248 =L G2P 2

BC d 2i b0048.7259/ 0.022791）97.6 Pa）=3、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：G xGV20.12/357746.1Kg/m2*sdGRe i V

×（10-3）V0.0246./10）102444 0.01227 V

0.7543=+R0.38VeV0.0217 = L G2VVP V3

CDV d 2i V0.27.263.225.8)322.7（2）液相阻力：G GGL V57746.1530.9Kg/m2*sRe

dGi L=（×）/L b0.02530.8/5.00024 0.0122744242 0.01227L R0.38eL0.0252 =eL L G2P L3

L di

L 2b0.02521.626530.92/(0.022791)=（××）/（×2×791）Pa）=43Pa蒸發(fā)段阻力△P3:P (P3 V3

P1/4)L3

4 391/4+431/）4Pa =656Pa4、管內動能變化產生阻力△P4M：動量變化引起的阻力系數x)2 x2bMb5.8

Re L

e 1R )LRe L

d iG L=（×）/b 0.02

=29/

.000242259 4

2M / b 577 2 5.8 /791 2441 (Pa )5、管程出口段阻力△P5（1）氣相阻力G W t =20/（×）0.785 D 2o 16 .67 / 0.78=230.32） 236 K g /m 2 * sG ×283V 18 .88 Kg / m 2 *=22.64kgkg/（m2·s）d GRe i V=）×V V 0.02 18 .89/

.009 10 3） 0.01227 V

753+R0.380.025

L G2

eV=P VV5V

d2Vi V3.()

）/（×2×）=13Pa（2）液相阻力G G G=L V 236 18.88= 271 .1Kg /m2 *Re L

diG×b0.0253=1/.0002444242 0.7543 0.01227 L

=+R0.38eL =0.0290 L G2P L5

L L d 2i b0.20

2217.

=8.22791）Pa0.50( )Pa管程出口段阻力△P5：P (P1/4 P1/4)=（131/+581/445 V L5 5110.6(Pa =472Pa因此，有△P=△P+△P+△P+△P+△Pf 1 2 3 4 5=145++656+2441+472=循環(huán)推動力△PDPf正常工作時，兩項數值相等設計時，推動力應略大于阻力（安全設計）PPD f 0.016PXeXe總結該比值在~之間，符合設計要求，所以設計合理不超過最大熱通量的７０％。彈性，一般在計算基礎上要留有１０％～２０％裕量。為保證再沸器的正常循環(huán)，出口汽化率一般在５％～４０％出口管道壓降一般不超過總壓降的３０％。設計自我評價受益匪淺?，F(xiàn)總結如下：熱器的結構、計算方法以及如何選擇適合的換熱器。確了化工原理在化工生產中的重要性。較順利。在這個過程