精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計

1、化工過程與設(shè)備課程設(shè)計化工過程與設(shè)備課程設(shè)計（精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計）（精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計）前言前言化工原理是化工及其相關(guān)專業(yè)學(xué)生的一門重要的技術(shù)基礎(chǔ)課，其課程設(shè)計涉及多學(xué)科知識，包括化工，制圖，控制，機械等各種學(xué)科，是一項綜合性很強的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)設(shè)計思維的好方法，是為以后的各種設(shè)計準(zhǔn)備條件；是化工原理教學(xué)的關(guān)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(shè)計說明書包括概述、方案流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了較為詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路和控制方案的設(shè)計也做了簡要的說明。在設(shè)計過程中，得到了老師的指導(dǎo)及同學(xué)們的

2、幫助，同學(xué)們一起討論更讓我感受到設(shè)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(xué)生的經(jīng)驗和知識水平有限， 設(shè)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(dǎo)和參閱！目錄目錄前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2第一章 概述- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 51.1精餾塔- - - - - - - - -

3、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 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

4、- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -72.2工藝流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -72.3調(diào)節(jié)裝置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 82.4設(shè)備選用- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8

5、2.5處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8第三章 精餾過程系統(tǒng)設(shè)計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -93.1 設(shè)計條件- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 93.2 物料衡算及熱量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -103.3 塔板數(shù)的計算- -

6、- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 113.4 精餾塔工藝設(shè)計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 163.5 溢流裝置的設(shè)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- - - - - - - - -

7、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -193.8 負(fù)荷性能圖- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -213.9 塔計算結(jié)果表- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 24附：塔設(shè)計圖第四章 再沸器的設(shè)計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 254.1 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件- - - - - -

8、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -254.2 估算設(shè)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- - -

9、- - - - - - - - - - - - - -35附：再沸器設(shè)計圖第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -365.1 冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 365.2其它換熱設(shè)備- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 365.3 容器- - - - - - - - - - - - - -

10、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -385.4 管路設(shè)計及泵的選擇- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 39第六章 管路設(shè)計- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -43第七章 控制方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -45附：工藝流程圖設(shè)計心得及總結(jié)- - - - - - -

11、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -46附錄一 主要符號說明- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 48附錄二 參考文獻- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -49第一章第一章 概述概述精餾是分離過程中的重要單元操作之一， 所用設(shè)備主要包括精餾塔，再沸器和冷凝器。1.1 精餾塔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(shè)有進料板。兩相在塔

12、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(shè)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(yīng)用較為廣泛。1.2 再沸器再沸器作用：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(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器立式熱虹吸式再沸器， 它

13、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：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 冷凝器冷凝器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。第二章第二章 方案流程簡介方案流程簡介2.1 精餾裝置流程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

14、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(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)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飨拢?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(dāng)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 工藝流程工藝流程物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定

15、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(yù)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(dāng)位置設(shè)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(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。2.3 調(diào)節(jié)裝置調(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(yīng)在適當(dāng)?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(shè)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(shè)備選用設(shè)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)量處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 60kmol/h

16、產(chǎn)品質(zhì)量： （以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計）進料：xf65塔頂產(chǎn)品：xd98塔底產(chǎn)品: xw2第三章第三章 精餾過程系統(tǒng)設(shè)計精餾過程系統(tǒng)設(shè)計丙烯、丙烷精餾裝置設(shè)計3.1 設(shè)計條件設(shè)計條件1. 工藝條件工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量 xf65（摩爾分?jǐn)?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：塔板形式：篩板4處理量：處理量：qnf=60kmol/h5安裝地點安裝地點：大連6塔板設(shè)計位置：塔板

17、設(shè)計位置：塔底3.2 物料衡算及熱量衡算物料衡算及熱量衡算1 物料衡算：物料衡算：wnwdndfnfnwndnfxqxqzqqqq其中：qnd塔頂采出qnw塔底采出qnf進料量xd塔頂產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù)xw塔底產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù)zf進料組成，摩爾分?jǐn)?shù)解得結(jié)過果：解得結(jié)過果：hkmolqnd/375.39hkmolqnw/625.202求質(zhì)量流量：求質(zhì)量流量：md=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol;mw=0.02*42+0.98*44=43.96 kg/kmol;mf=0.65*42+0.35*44=42.7 kg/kmol則 qmd= qndmd/3600 =0.45

18、98 kg/s ;qmw= qnwmw/3600 =0.2579 kg/sqmf= qnfmf/3600 =0.7117 kg/s其中：md，mw，mf塔頂，塔底，進料物流摩爾質(zhì)量 kg/kmol；qmd，qmw，qmf塔頂。塔底，進料物流質(zhì)量流量 kg/s。3. 塔內(nèi)氣、液相流量：塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：qnl= rqnd;qnv= (r+1)qnd;2）提餾段：qnl= qnl+qqnf;qnv=qnv-(1-q)qnf;qnl=qnv+qnw;其中 q=1；則：qnl= qnl+qnf;qnv=qnv4. 熱量衡算熱量衡算1）再沸器熱流量：qr=qmv r再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：

19、gr= qr / rw2）冷凝器熱流量：qc = qnv cp r冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：gc= qc / cpw(t2- t1)3.3 塔板數(shù)的計算塔板數(shù)的計算1 相對揮發(fā)度的計算：相對揮發(fā)度的計算：通過對給定的 p-t-k 圖，計算相對揮發(fā)度=ka/kb塔頂：ka=1.0，kb=0.88計算后平均，算得，1.72mpa（絕）下1=1.14平衡關(guān)系：x=y/(-(-1)y).2 估算塔底的壓力：估算塔底的壓力：已知塔頂?shù)膲毫?1.62mpa（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 473.5kg/m3。則塔底壓力可以通過公式： p=1.62

20、+nt/0.6*0.1*473.5*9.8/1000000。其中 nt是假設(shè)理論塔板數(shù)，p 單位為 mpa3 給出假設(shè)，進行迭代：給出假設(shè)，進行迭代：具體為：假設(shè)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(shè)比較其中：eeedxyyxrminmin4 . 1rr q 線方程ey=0.65平衡關(guān)系eeeyyx) 1(精餾線方程11rxrryd提餾線用用 excal 進行迭代計算進行迭代計算首先假設(shè) 92 塊實際板，利用 excel 計算出塔底壓力 1.792859mpa，由 p-t-kt 圖： 溫度： 48， ka=1.1， kb=1.0 ， 2=1.

21、10得： avg=1.12xe= xf= 0.65，ye= 0.675所以：rmin=12.03 ，r=16.84qnv=702.45kmol/h ，qnl=663.075kmol/hqnv=702.45kmol/h ，qnl=723.075kmol/h由 excal 迭代計算出 nt=92 時，x=0.018928323與假設(shè)板數(shù)相近，可以使用。結(jié)論：理論進料為結(jié)論：理論進料為 30 塊板，理論總板數(shù)為塊板，理論總板數(shù)為 92 塊（包括釜）塊（包括釜）實際進料第實際進料第 50 塊板，實際總塔板數(shù)為塊板，實際總塔板數(shù)為 152 塊。塊?；亓鞅然亓鞅?r= 16.84塔底壓力塔底壓力 p=1.

22、72+ n*0.1*460*9.8/1000000= 1.792859mpa （絕絕）塔底溫度：已知在塔底溫度：已知在 0.02/0.98 下下p頂頂=1.72mpat頂頂= 42；p底底=1.79mpat底底= 48；流量：精餾段：流量：精餾段：qmls=rqmds=7.743kg/sqmvs=(r+1)qmds=8.2028kg/s提餾段：提餾段：qmls=qmls+qmfs=8.4547kg/sqmvs= qmvs =8.2028kg/s4計算結(jié)果計算結(jié)果wnwnfnlnwnnwnfnlnfnlnxqqqqqxqqqqqqqy1名名稱稱數(shù)數(shù)值值理論塔板數(shù)理論塔板數(shù) nt92進料板位置進料

23、板位置 nf30回流比回流比 r16.84相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度 1.12塔頂產(chǎn)品量塔頂產(chǎn)品量 qnd,kmol/h39.375塔底產(chǎn)品量塔底產(chǎn)品量 qnw,kmol/h20.625精餾段氣相流量精餾段氣相流量 qmvkg/s8.2028精餾段液相流量精餾段液相流量 qml,kg/s7.743提餾段氣相流量提餾段氣相流量 qmv kg/s8.2028提餾段液相流量提餾段液相流量 qml kg/s8.4547塔頂溫度塔頂溫度 tbd42塔底溫度塔底溫度 tbw58塔頂壓力塔頂壓力 pdmpa1.72（絕）（絕）塔底壓力塔底壓力 pwmpa1.79（絕）（絕）3.4 精餾塔工藝設(shè)計精餾塔工藝設(shè)計1

24、物性數(shù)據(jù)物性數(shù)據(jù)1.79mpa，48下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標(biāo)準(zhǔn)） ：查得氣相密度：v=40.894kg/ m3液相密度：l=451.3kg/ m3液相表面張力：=4.388mn/m2.初估塔徑初估塔徑氣相流量：qmvs=8.2028kg/sqvvs=qmvs/v=0.2006m3/s液相流量：qmls=8.4547kg/sqvls=qmls/l=0.01873m3/s兩相流動參數(shù)：31. 03 .451894.402028. 84547. 8lvvqmlqmvlvqvlqvf設(shè)間距：th=0.45m查費克關(guān)聯(lián)圖得20c=0.075氣體負(fù)荷因子 c：0.22020cc2 . 0)20388

25、. 4(075. 0=0.0554液泛氣速fu：lvfvuc=894.40894.403 .4510554. 0=0.1754泛點率取fuu=0.7， 操作氣速 u=0.12278m/s所需氣體流道截面積 a：svau=0.2006/0.12278=1.634m2選取單流型，弓形降液管板，取dtaa=0.1，則taa=1-dtaa=0.9故塔板截面積 at=a/0.9=2.011m2，塔徑 d：=1.52 m ， 圓整：取 1.6m則實際塔板截面面積則實際塔板截面面積ta=2.0106 m2，降液管截面積降液管截面積da=0.2070 m2氣體流道截面積氣體流道截面積 a=1.804m2，實際

26、操作氣速，實際操作氣速 u=qv/a=0.1112 m2實際泛點率實際泛點率fuu=0.634，在，在 0.60.8 之內(nèi)之內(nèi)且選且選th=0.45m，d=1.6m符合經(jīng)驗關(guān)系符合經(jīng)驗關(guān)系3.塔高的估算塔高的估算實際板數(shù) 152 塊， 初選塔板間距 0.45m， 則塔高 z=152*0.45=68.4m。14159.3011.244atd進料處兩板間距增大為 0.9m設(shè)置 7 個人孔，人孔所在處兩板間距增大為 0.9m裙座取 5m,塔頂空間高度 1.5m,釜液上方氣液分離高度取 2m.設(shè)釜液停留時間為 30min釜液高度：226.1*1415.3*3.4512006.0*4*18004*60*

27、30dqhlvw=0.4m所以，總塔高所以，總塔高 h=68.4+0.45+5+1.5+2+0.4+7*0.4579m3.5 溢流裝置的設(shè)計溢流裝置的設(shè)計1. 降液管降液管 （弓形）（弓形）由上述計算可得：降液管截面積：ad=at0.0721= 0.2070m2由 ad/at=0.103,得：lw/d=0.732所以，堰長堰長 lw=0.68d=1.171m，堰寬，堰寬 bd=0.255m，降液管面積，降液管面積=0.2070 m22溢流堰溢流堰溢流強度 qvlh/lw=0.01873*3600/1.171=57.580.006m 合適合適取堰高取堰高 hw=0.05m。3. 受液盤和底隙受液

28、盤和底隙取平形受液盤，底隙取平形受液盤，底隙 hb 取取 0.040m液體流經(jīng)底隙的流速：ub=qvls/（lw*hb）=0.01873/（1.171*0.040）3/233/2,3)171. 1360001873. 0(1084. 21084. 2wnlhowlqeh=0.399m/sub(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)面積受液區(qū)和降液區(qū)面積2ad=0.414 入口安定區(qū)和出口安定區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū)bs=100mm=0.1m邊緣區(qū)邊緣區(qū)bc=50mm=0.05m選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)面積rxrxrxaaarcsin(2222

29、)其中：bd=0.255mx=d/2-(bd+bs)=0.445m, r=d/2-bc=0.75m求得求得aa=1.2519m22. 篩孔的尺寸和排列：選用正三角形排列篩孔的尺寸和排列：選用正三角形排列取篩孔直徑：do=5mm,t=19mm開孔率2)(907. 0tdo=6.28%篩孔面積 ao=aa=0.07862m2篩孔氣速 uo=qv/ao=2.552m/s篩孔個數(shù)24odaon=40043.7 塔板流動性能校核塔板流動性能校核1）液沫夾帶量的校核）液沫夾帶量的校核由lvf=0.31 和實際泛點率 0.613，查化工原理 （下冊）p117的圖 6.10.28 可得=0.003，則0031

30、. 0460283211. 00026. 00057. 010057. 01vvqvllqvevkg 液體/kg 氣體 hd,故不會發(fā)生降液管液泛。故不會發(fā)生降液管液泛。4）液體在降液管內(nèi)停留時間）液體在降液管內(nèi)停留時間應(yīng)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=0.2070*0.45/0.01873=4.973，故所夾帶氣體可以故所夾帶氣體可以釋放。釋放。降液管流速降液管流速 ub=ht/t=0.0905m/s5）嚴(yán)重漏液校核）嚴(yán)重漏液校核ho=0.0056+0.13（hw+how）-ha=0.0056+0.13*0.09235-0.000

31、7929=0.00168 m 液柱,穩(wěn)定系數(shù)穩(wěn)定系數(shù) k=0,hhuuooo=1.6731.52.0,故不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。故不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。3.8 負(fù)荷性能圖負(fù)荷性能圖1) 過量液沫夾帶線過量液沫夾帶線規(guī)定 ev=0.1，則代入得：qvvh= 8199.82-161.2432)(vlhq由上述關(guān)系可作得線由上述關(guān)系可作得線2) 液相下限線液相下限線006. 0)(1084. 23/23lwhqvlhowqvlh=3.07lw=3.07*1.171=3.59497 是與 y 軸平行的線由上述關(guān)系可作得線由上述關(guān)系可作得線3232 . 313)(101 . 75 . 21081. 8wvlhwt

32、vvhlqhhaq3）嚴(yán)重漏液線）嚴(yán)重漏液線qvvh=a(b+cqvlh2/3)1/2其中：54.3330894.403 .4518 . 00.0786210594. 110594. 144vlaocoa01131. 00007929. 005. 013. 00056. 013. 00056. 0hahwb43/243/241032. 3171. 1/1069. 3/1069. 3lwcqvvh=3330.54(0.01131+0.000332qvlh2/3)1/2由上述關(guān)系可作得線由上述關(guān)系可作得線4）液相上限線）液相上限線令=5s得：得：=83.838由上述關(guān)系可作得線由上述關(guān)系可作得線5

33、）降液管液泛線）降液管液泛線3/222vlhvlhvvhqdqcbqa式中：a=910934. 3*40.894/（451.3*0.07862*0.8）=9109b=0.628*0.45+（0.628-0.743-1）*0.05=0.16285c=0.956x10-5d=4.456310vlstdqha dtvlhahq72029)/(10934. 3aocolvhwht) 1(2828)04. 0171. 1/(1018. 1)/(1018. 1hblw)/()1 (1084. 23/23lw)171. 1/()743. 01 (1084. 23/233/22529004456. 01095

34、6. 016285. 0109vlhvlhvvhqqq上述關(guān)系可作得降液管液泛線上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點為：qvlh=67.428m3/hqvvh=722.16 m3/h如圖：操作彈性操作彈性：qvmax/ qvmin=1304.8668/423.5428=3.08所以基本滿足要求所以基本滿足要求3.9 塔計算結(jié)果表塔計算結(jié)果表（1）操作條件及物性參數(shù)）操作條件及物性參數(shù)操作壓力：塔頂操作壓力：塔頂1.72mpa（絕壓）（絕壓）塔底塔底 1.79mpa（絕壓）（絕壓）操作溫度：塔頂操作溫度：塔頂42 塔底塔底48名稱名稱氣相密度（氣相密度（kg/m3）40.89

35、4液相密度（液相密度（kg/m3）451.3氣相體積流率（氣相體積流率（m3/h）722.16液相體積流率（液相體積流率（m3/h）67.428液相表面張力（液相表面張力（mn/m）4.386(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果名稱名稱名稱名稱塔內(nèi)徑塔內(nèi)徑 d（m）1.6空塔氣速空塔氣速 u（m/s）0.1286板間距板間距 ht（m）0.45泛點率泛點率 u/uf0.73液流型式液流型式單流式單流式動能因子動能因子 f00.74降液管截面積與塔截面積降液管截面積與塔截面積比比ad/at0.103孔口流速孔口流速 u0（m/s）2.223出口堰堰長出口堰堰長

36、 lw（m）1.171降液管流速降液管流速 ub（m/s）0.1014弓形降液管寬度弓形降液管寬度 bd（m）0.2穩(wěn)定系數(shù)穩(wěn)定系數(shù) k1.814出口堰堰高出口堰堰高 hw（mm）0.040溢流強度溢流強度 ql（m3/mh）60.59降液管底隙降液管底隙 hb（mm）0.050堰上液層高度堰上液層高度 how（mm） 0.0439邊緣區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度 bc（mm）0.050每塊塔板阻力每塊塔板阻力 hf（mm）0.1131安定區(qū)寬度安定區(qū)寬度 bs（mm）0.060降 液 管 清 液 層 高 度降 液 管 清 液 層 高 度 hd（mm）0.1962板厚度板厚度 b（mm）4降 液 管 泡

37、沫 層 高降 液 管 泡 沫 層 高 度度hd/(mm)0.327篩孔個數(shù)篩孔個數(shù)3557降液管液體停留時間降液管液體停留時間（s） 4.44篩孔直徑（篩孔直徑（mm）7底隙流速底隙流速 ub（m/s）0.337開孔率（開孔率（%）7.5氣相負(fù)荷上限（氣相負(fù)荷上限（m3/h）1540.2氣相負(fù)荷下限（氣相負(fù)荷下限（m3/h）520.33操作彈性操作彈性2.96第四章第四章 再沸器的設(shè)計再沸器的設(shè)計4.1 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件1選用立式熱虹吸式再沸器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

38、=1.72+0.09178=1.8118mpa2再沸器殼程與管程的設(shè)計再沸器殼程與管程的設(shè)計殼程（蒸汽）殼程（蒸汽）管程管程溫度（溫度（）10051.51壓力（壓力（mpa 絕壓）絕壓）0.10131.8118蒸發(fā)量：蒸發(fā)量：db= q,mvs=8.9907kg/s=32366.42kg/h物性數(shù)據(jù)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(dǎo)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(dǎo)率：b=81.54m

39、w/(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 m2k/kg4.2 估算設(shè)備尺寸估算設(shè)備尺寸熱流量：熱流量：=8.9907*278182= 2500911wccbbrvdq估算傳熱溫差：=100-51.5=48.5k假設(shè)傳熱系數(shù)：k=900w/( m2k)估算傳熱面積 ap=57.3 m2擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長管長 l=4000mm則傳熱管數(shù)：=

40、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(shè)計p50 表 3-7 得：t=0.048m則 殼徑：=0.8614m取取 d= 900mml/d=4.44（在（在 46 之間，合適）之間，合適）取取 管程進口直徑：管程進口直徑：di=0.30m管程出口直徑：管程出口直徑：do=0.40m4.3 傳熱系數(shù)的校核傳熱系數(shù)的校核1顯熱段傳熱系數(shù)顯熱段傳熱系數(shù) k假設(shè)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)）計算顯熱

41、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/( m2s)=1.0028m/s雷諾數(shù)：= 0.033*1.0028/ （0.071*0.001） =214409.68310000bmtttmrtkqldanpt00)32() 1(dbtdsebtxdw 0swgttinds2040swgtbigdre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)：顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)：= 1554.3w/( m2k)（2）殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算）殼程冷凝傳熱

42、膜系數(shù)計算 ho蒸氣冷凝的質(zhì)量流量：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/(ms)= 709.54管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：=6950.07 w/ (m2k)（3）污垢熱阻及管壁熱阻）污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：沸騰側(cè)：ri=0.000176 w/m2k冷凝側(cè)：冷凝側(cè)：ro=0.00009w/m2k管壁熱阻：管壁熱阻：rw= 0.000051 w/m2k（4）顯熱段傳熱系數(shù)）顯熱段傳熱系數(shù)=735.59w/( m2k)bbpbcprniiidh

43、prre023. 08 . 02259911.2500crqmtndmm0310283. 00502. 044rem3/13/123323/13/1)54.709/()10283. 0(683. 08 . 9985(88. 1322/88. 1grheoo)07.6950100009. 05 .3538000051. 03338000176. 0333 .155438/(1110000hrddrddrdhdkomwiiiil2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)蒸發(fā)段傳熱系數(shù) ke 計算計算傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量：gh=3600 g=3600*461.31=1635912 kg/( m2h)lockhut-mart

44、inel 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(shè)計p71 圖 329，得e=0.1x=0.4 xe=0.4*0.19=0.076 時=0.431查課程設(shè)計p71 圖 329得：=0.5(1)泡核沸騰壓抑因數(shù)：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)泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):31. 033. 069. 068. 0)001. 0*268. 5033. 0*101324() 128460()001. 0*071. 0*182.278*3 .57033. 0*2500911(69. 2033. 00

45、01. 0*54.81225. 0=8058.095w/( m2k)(3)單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：= 1459.003w/( m2k)沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：kedpradqpdhivbbbpiribnb31.033.069.068.01225.0 bvvbxxxtt1 .05 .09 .01/1 vbbvxxxtt1.05.09.014.08.04.08.069.2)076.01(214409033.0001.0*54.81023.0023.01pxrdhribie對流沸騰因子 ：= 2.298兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):=1459.003*

46、2.298 3352.454w/( m2k)沸騰傳熱膜系數(shù)：=3352.454+0.3*8058.095= 5769.882 w/( m2k)=1263.424 w/( m2k)3.顯熱段及蒸發(fā)段長度顯熱段及蒸發(fā)段長度0.00333顯熱段顯熱段 lbc=0.00333l= 0.01329m蒸發(fā)段蒸發(fā)段 lcd=l- lbc=3.9867m4傳熱系數(shù)傳熱系數(shù)=（735.59*0.1329+1263.424*3.9867）/4= 1261.303 w/( m2k)實際需要傳熱面積：= 40.88m25傳熱面積裕度：傳熱面積裕度：= 40.14%30%5 . 05 . 0)431. 0(5 . 35

47、 . 31xftttphfhitptpnbtpvahhh07.6950100009.05 .3538000145.03338000176.033789.525438/111hddrddrdhdkomowioiivoero11.39460100009. 35 .486 .735120333.140.00002660.0000266tlpwlmltissbcwctkndptptllllklkkcdebclctkamccq88.40/ )88.4029.57(aaaccph所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4 循環(huán)流量校核循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動力循環(huán)系統(tǒng)推動力p

48、d：1）當(dāng) 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(dāng) 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(shè)計p72 表 319 得：l=1.07m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動力則循環(huán)系統(tǒng)的推動力pd： vbbvxxxtt1 . 05 . 09 . 01) 1439. 321439. 3439. 3221215 . 0xxxrttttttl

49、 vbbvxxxtt1 . 05 . 09 . 01) 11220. 121122. 1122. 1221215 . 0xxxrttttttlrrlblvtp1_rrlblvtp1_gltptpbcddlp_= 3.987*(450-189.09)-1.07*123.41*9.8 = 9231.884pa2循環(huán)阻力循環(huán)阻力pf：管程進出口阻力管程進出口阻力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(dāng)量長度：=35.04m管程進出口阻力管程進出口阻力:=460*2816.6693

50、 . 004.350149. 02=850.81pa傳熱管顯熱段阻力傳熱管顯熱段阻力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傳熱管顯熱段阻力傳熱管顯熱段阻力p2= 2.1838pa3.03.0785.012.39785.02iidwg001. 0071. 0816.6693 . 0rebigd38. 038. 08 .28302077543. 001227. 07543. 001227. 0ieir)1914. 0254. 0/(3426. 0)0254. 0/(2iiddlbiiigdlp22168.21440

51、9001. 0*071. 031.461*033. 0rebigd38. 038. 068.2144097543. 001227. 07543. 001227. 0er460231.461007. 001329. 001938. 02222bibcgdlp120033. 0785. 012.39785. 022tiindwg3 3傳熱管蒸發(fā)段阻力傳熱管蒸發(fā)段阻力p3a 氣相流動阻力氣相流動阻力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

52、 液相流動阻力液相流動阻力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)段阻力傳熱管蒸發(fā)段阻力p3= 4056.32pa2 2管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力p4釜液總質(zhì)量流速 g=461.31kg/(m2s)31.4611367. 0 xggv001. 0071. 09 .68033. 0revvivgd38. 038. 09 .2218937543. 001227. 07543. 001227. 0vevrpagdlpvvicdvv946

53、.1412829 .68007. 098671. 30193. 02223001. 0071. 087.403033. 0reblilgd38. 038. 01 .1872517543. 001227. 07543. 001227. 0lelr460287.402007. 098671. 301975. 02223blicdllgdlp41/41/441/4l1/4v3 )20.6884 946.141( )p p(p33動量變化引起的阻力系數(shù):管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力p4=461.31*461.31*2.73/450=1263.841pa管程出口段阻力管程出口段阻力p5a 氣

54、相流動阻力氣相流動阻力pv5氣液總質(zhì)量流速 g= 376.77kg/(m2s)氣相質(zhì)量流速vg=71.59kg/(m2s)管程出口長度與局部阻力的當(dāng)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 液相流動阻力液相流動阻力pl5液相質(zhì)量流速=305.18 kg/(m2s)液相雷諾數(shù)73.2)221.01(19.028450221.0)19.01(1)1()1(2222levblerxrxmbmgp/244.04.0785.035.4742dwotg77.37619. 0 xeggvmoddlo53.461914.00254.03426.00

55、254.02001. 0071. 059.714 . 0revvivgd38. 038. 033000007543. 001227. 07543. 001227. 0vevr28259.714 . 053.460148. 02225vvivvgdlpvlggg25.1719351001. 0071. 018.3054 . 0reblilgd液相摩擦系數(shù)液相流動阻力pl5管程出口段阻力管程出口段阻力p5= 2713.27pa循環(huán)阻力循環(huán)阻力pf=p1 +p2 +p3 +p4 +p5=850.81+2.1838+4056.32+1263.841+2713.27=8886.42pa又因又因pd=92

56、31.884pa所以所以=9231.88/8886.42=1.0389在在 1.0011.05 之間之間循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力， 說明所設(shè)的出口汽化率說明所設(shè)的出口汽化率 xe=0.19 基本基本正確，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。正確，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。4.5 再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表管程管程殼程殼程物料名物料名稱稱進口進口丙烷丙烷水蒸氣水蒸氣出口出口丙烷丙烷冷凝水冷凝水流量流量kg/h進口進口32366.423959.04出口出口32366.423959.04操作溫操作溫度

57、度c進口進口51.51100出口出口51.51100操作壓力操作壓力 mpa1.81180.1013定性溫度定性溫度c51.5100液液密度密度 kg/m3460958.4pagdlpblill44.182460218.3054 . 053.460155. 0222541/41/441/4l1/4v5 )82.441 41.157( )p p(p55ppfd0155. 025 001227. 07543. 001227. 038. 038. 0lelr體體導(dǎo)熱系數(shù)導(dǎo)熱系數(shù) w/mc0.081540.683熱容熱容 kj/kgc3.0904.220粘度粘度 mpas0.

58、0710.283表面張力表面張力 n/m5.26858.8氣化潛熱氣化潛熱 kj/kg278.1822258.4氣氣體體密度密度 kg/m3280.5970導(dǎo)熱系數(shù)導(dǎo)熱系數(shù) w/mc0.02050.0237熱容熱容 kj/kgc0.124.180粘度粘度 mpas0.00860.0102氣化潛熱氣化潛熱 kj/kg178.1822258.4設(shè)設(shè)備備結(jié)結(jié)構(gòu)構(gòu)參參數(shù)數(shù)形式形式立式立式臺數(shù)臺數(shù)1殼體內(nèi)徑殼體內(nèi)徑 mm900殼程數(shù)殼程數(shù)1管徑管徑 mm382.5管心距管心距 mm0.048管長管長 mm4000排列方式排列方式正三角形正三角形管數(shù)目（根）管數(shù)目（根）120傳熱面積傳熱面積 m257.3

59、管程數(shù)管程數(shù)1接管尺接管尺寸寸 mm進口進口32512出口出口42613主要計算結(jié)果主要計算結(jié)果管程管程殼程殼程流速流速 m/s1.0028傳熱膜系數(shù)傳熱膜系數(shù) w/m2c1263.4246950.07污垢熱阻污垢熱阻 w/m2 k0.0001760.00009阻力損失阻力損失 pa8886.42熱負(fù)荷熱負(fù)荷 kw2500.911傳熱溫差傳熱溫差c48.5總傳熱系數(shù)總傳熱系數(shù) w/m2c1261.303裕度裕度%40.14第五章第五章 其它輔助設(shè)備的選型其它輔助設(shè)備的選型5.1 冷凝器冷凝器擬用 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=8.9907k

60、g/sktttttm19.183049.411049.41ln)3049.41()1049.41(21ln21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(shè)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(shè)備其它換熱設(shè)備1進料預(yù)熱器進料預(yù)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=3