化工原理课程设计乙烯—乙烷精馏装置设计(筛板).docx

乙烷乙烯精馏装置课程设计题目： 乙烯乙烷精馏装置设计 学 部： 化工与环境生命学部 专 业： 化学工程与工艺（英语强化） 班 级： 化英xxxx 学 号： 200x48xxx 学生姓名： x x 指导教师： xxx 目录目录1过程工艺与设备课程设计任务书4第一章 概述91.1精馏塔工艺设计91.2.再沸器91.3.冷凝器（设计从略）9第二章 方案流程简介102.1.精馏装置流程102.2.工艺流程101）物料的储存和运输102）必要的检测手段103）调节装置102.3.处理能力及产品质量11第三章精馏塔工艺设计123.1设计条件12工艺条件：12操作条件：12塔板形式：12处理量：123.2物料衡算及热量衡算123.2.1 物料衡算123.2.2 热量衡算133.3塔板数的计算131）相对挥发度的计算：132）塔板数133.4精馏塔工艺设计163.4.1精馏段物性数据163.4.2塔径计算163.4.3塔高的估算183.4.4降液管尺寸183.4.5 塔板的校核19第四章 再沸器的设计244.1再沸器的设计条件244.1.1选用立式热虹吸式再沸器244.1.2再沸器壳程与管程的设计244.1.3物性数据244.2换热器尺寸的估算254.3传热系数的校核264.3.1显热段传热系数kl264.3.2蒸发段传热系数ke的计算274.3.3 显热段及蒸发段长度294.3.4平均传热系数294.3.5传热面积裕度：304.4循环流量的校核30（1）计算循环推动力30（2）循环阻力31第5章 辅助设备设计345.1 辅助容器的设计345.1.1进料罐345.1.2回流罐345.1.3塔顶产品罐345.1.4 釜液罐355.2传热设备355.2.1.冷却器和塔顶冷凝器的集成355.2.2.釜液冷却器36第6章 管路设计376.1泵的设计376.1.1进料泵376.1.2回流泵376.1.3釜液泵386.2管路设计39第7章 控制方案40附录一 主要符号说明42附录二 主要参考文献43附件三：泡点及塔板计算程序44附录四：计算结果表46总结48过程工艺与设备课程设计任务书(一)乙烯乙烷精馏装置设计学生姓名 吕 超 班级 化英0701 学号 200748526 表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。一、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量(摩尔百分数)塔顶乙烯含量，釜液乙烯含量，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力2.5mpa(表压)。安装地点：大连。其他条件见表1。表1设计方案序号12345678塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数r/rmin1.31.5续表1序号910111213141516塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数r/rmin1.71.3续表1序号1718192021222324塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数r/rmin1.51.7续表1序号2526272829303132塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数r/rmin1.31.5续表1序号3334353637383940塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数r/rmin1.71.3续表1序号4142434445464748塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数r/rmin1.51.7二、工艺设计要求 1 完成精馏塔的工艺设计计算； (1) 塔高、塔径(2) 溢流装置的设计(3) 塔盘布置(4) 塔盘流动性能的校核(5) 负荷性能图2 完成塔底再沸器的设计计算；3 管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4 其余辅助设备的计算及选型；5 控制仪表的选择参数；6 用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔或再沸器)的工艺条件图各一张； (塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。)7 编写设计说明书。三、其它要求1 本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。2 1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注：应用化学专业只进行工艺设计）。3 图纸一律用计算机（电子图板）出图。4 本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试（核）情况综合给定。四、参考资料1. 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2. 化学化工物性数据手册（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。3. 化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4. 石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。5. 石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6. 石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师 贺高红 任务书下达日期 20011年06月21日前言本精馏塔极其辅助设备设计书包括概述，流程简介，设计任务书，精馏塔设计，再沸器设计，辅助设备设计，管路设计，控制方案，附录共九个部分。设计书中对筛板精馏塔和再沸器的设计做了详细的说明，对辅助设备和管路的设计做了简要说明。由于设计者经验有限，设计时间有限，因此有设计不妥之处在所难免，欢迎老师予以指正。感谢老师的指导。吕超第一章 概述1.1精馏塔工艺设计精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到了广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用也想混合物中各组挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相转移，难挥发组分由汽相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热传质过程。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。 本设计回流比为最小回流比的1.3倍，回流比增大虽然可以提高产品的质量，可以在塔顶产品纯度一定的情况下，减少塔板数，减少了设备费用，但是增加了能耗，综合各类因素，本设计回流比设计为最小回流比的1.3倍。1.2.再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点： 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。 壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 塔釜提供气液分离空间和缓冲区。1.3.冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章 方案流程简介2.1.精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（乙稀和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2.2.工艺流程1）物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2）必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3）调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.3.处理能力及产品质量乙烯乙烷物系rmin=1.3r处理量：100kmol/h产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xd99塔底产品: xw1第三章精馏塔工艺设计3.1设计条件工艺条件：饱和液体进料进料乙烯含量：xf=65%（摩尔百分数）塔顶乙烯含量：xd=99%釜液乙烯含量：xw1%总板效率：0.6操作条件：1）塔顶操作压力：p=2.5mpa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：rrmin=1.3塔板形式：筛板处理量：qnf=100kmol/h3.2物料衡算及热量衡算3.2.1 物料衡算qnd+qnw=qnfqnqndxd+qnwxw=qnfxf解得：qnd=65.0361kmolh; qnw=34.6939kmolh塔内气、液相流量：1）精馏段：qnl=rqnd; qnv=qnl+qnd=r+1qnd2）提馏段：qnl=qnl+qqnf; qnv=qnv3.2.2 热量衡算1）再沸器热流量：qr=qrv再沸器加热蒸气的质量流量：gr=qrrr2）冷凝器热流量：qc=vrv冷凝器冷却剂的质量流量：gc=qccvt2-t13.3塔板数的计算1）相对挥发度的计算：塔顶操作压力（绝压）：p=2500kpa+101.3kpa=2601.3kpalnpi0=ai-bit+ci 泡点迭代计算得t=256.95k在p-k-t图上，查得：ka=1.1; kb=0.75;t=-16.2则顶=kakb=1.10.75=1.46672）塔板数取塔顶温度 t=-16.2 压力 p=2601.3kpa 下的各个物性参数，从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：乙烷：气相密度v=38kgm3；液相密度l=435.84kgm3；液相表面张力=5.366mnm4;m=20.07乙烯：气相密度v=36kgm3；液相密度l=402.8kgm3液相表面张力=2.571mnm4；m=28.05设实际塔板数为751lm=wili=0.35435.84+0.65402.8=0.00241 lm=413.7786设每块塔板的压差为100mm液柱则p=75100mm 液柱=30.403kpa塔底压力(绝压)p=2500+101.3+30.403=2631lnpi0=ai-bit+ci 泡点迭代计算得t=279.2k由p-k-t图查得：ka=1.60；kb=1.1,t=6.05；则底=kakb=1.61.1=1.4545平均=顶+底2=1.46泡点进料：q=1q线方程：xq=xf=0.65xe=0.65 ye=xe1+1-xe=0.73rmin=xd-yeye-xe=3.30r=1.3rmin=4.28xn=yn-1yn=yn1.46-0.46yn精馏段操线方程：yn+1=rr+1xn+xdr+1=0.8106xn+0.1875（精馏段）第 1 块塔板的气相组成y为：0.986319 液相组成x为：0.985467（精馏段）第 2 块塔板的气相组成y为：0.982011 液相组成x为：0.980151（精馏段）第 3 块塔板的气相组成y为：0.976985 液相组成x为：0.973951（精馏段）第 4 块塔板的气相组成y为：0.971147 液相组成x为：0.96675（精馏段）第 5 块塔板的气相组成y为：0.964401 液相组成x为：0.958427（精馏段）第 6 块塔板的气相组成y为：0.956648 液相组成x为：0.948863（精馏段）第 7 块塔板的气相组成y为：0.947797 液相组成x为：0.937944（精馏段）第 8 块塔板的气相组成y为：0.937768 液相组成x为：0.925571（精馏段）第 9 块塔板的气相组成y为：0.9265 液相组成x为：0.91167（精馏段）第 10 块塔板的气相组成y为：0.913959 液相组成x为：0.896199（精馏段）第 11 块塔板的气相组成y为：0.900149 液相组成x为：0.879162（精馏段）第 12 块塔板的气相组成y为：0.885118 液相组成x为：0.86062（精馏段）第 13 块塔板的气相组成y为：0.868964 液相组成x为：0.840691（精馏段）第 14 块塔板的气相组成y为：0.851839 液相组成x为：0.819564（精馏段）第 15 块塔板的气相组成y为：0.833943 液相组成x为：0.797487（精馏段）第 16 块塔板的气相组成y为：0.815522 液相组成x为：0.774761（精馏段）第 17 块塔板的气相组成y为：0.796852 液相组成x为：0.75173（精馏段）第 18 块塔板的气相组成y为：0.778226 液相组成x为：0.728752（精馏段）第 19 块塔板的气相组成y为：0.759933 液相组成x为：0.706184（精馏段）第 20 块塔板的气相组成y为：0.742241 液相组成x为：0.684359（精馏段）第 21 块塔板的气相组成y为：0.725384 液相组成x为：0.663563（精馏段）第 22 块塔板的气相组成y为：0.709549 液相组成x为：0.644028理论进料板为nf=22提馏段操作方程：xn=yn-1yn=yn1.46-0.46ynyn+1=qnl+qqnfqnl+qqnf-qnwxn-qnwqnl+qqnf-qnwxw=1.1006xn-0.00136127（提馏段）第 23 块塔板的气相组成y为：0.687528 液相组成x为：0.625922（提馏段）第 24 块塔板的气相组成y为：0.660236 液相组成x为：0.601124（提馏段）第 25 块塔板的气相组成y为：0.627075 液相组成x为：0.570995（提馏段）第 26 块塔板的气相组成y为：0.58774 液相组成x为：0.535255（提馏段）第 27 块塔板的气相组成y为：0.542389 液相组成x为：0.494049（提馏段）第 28 块塔板的气相组成y为：0.491784 液相组成x为：0.44807（提馏段）第 29 块塔板的气相组成y为：0.437338 液相组成x为：0.3986（提馏段）第 30 块塔板的气相组成y为：0.381007 液相组成x为：0.347418（提馏段）第 31 块塔板的气相组成y为：0.325037 液相组成x为：0.296564（提馏段）第 32 块塔板的气相组成y为：0.271619 液相组成x为：0.248028（提馏段）第 33 块塔板的气相组成y为：0.222557 液相组成x为：0.203451（提馏段）第 34 块塔板的气相组成y为：0.179062 液相组成x为：0.163932（提馏段）第 35 块塔板的气相组成y为：0.141693 液相组成x为：0.129978（提馏段）第 36 块塔板的气相组成y为：0.110443 液相组成x为：0.101585（提馏段）第 37 块塔板的气相组成y为：0.084896 液相组成x为：0.0783729（提馏段）第 38 块塔板的气相组成y为：0.0643952 液相组成x为：0.059746（提馏段）第 39 块塔板的气相组成y为：0.0481874 液相组成x为：0.0450197（提馏段）第 40 块塔板的气相组成y为：0.0355241 液相组成x为：0.0335139（提馏段）第 41 块塔板的气相组成y为：0.0257212 液相组成x为：0.024607（提馏段）第 42 块塔板的气相组成y为：0.0181867 液相组成x为：0.0177612（提馏段）第 43 块塔板的气相组成y为：0.0124275 液相组成x为：0.0125284（提馏段）第 44 块塔板的气相组成y为：0.00804387 液相组成x为：0.00854546计算完成共计：44 块塔板理论板数：nt=44（含釜）实际板数：np=ntet=440.6=73.3375实际塔板数为72块（不含釜）进料板为nf=220.6=37塔底压力为(绝)为：p=2631kpa3.4精馏塔工艺设计3.4.1精馏段物性数据取塔顶温度 t=-16.2，压力 p=2601.3kpa 下的各个物性参数从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：乙烷：气相密度v38kgm3；液相密度l=435.84kgm3液相表面张力=5.366mnm4；m=30.07；乙烯：气相密度v=36kgm3；液相密度l=402.8kgm3液相表面张力=2.571mnm4；m=28.05平均相对摩尔质量m=29.0703塔顶混合液体密度1lm=wili=0.01435.84+0.99402.8=0.00248 lm=403.1055kgm3塔顶混合气体密度查得：pc=5056kpa；tc=283.05kpr=26655065=0.5261 tr=279.7283.05=0.9881查得压缩因子为：z=0.924混合气体密度为：v=pmrtz=266510330.078314.5279.70.924=37.32kgm33.4.2塔径计算1）气液流量精馏段液相流量：qnl=rqnd=4.2865.3061=279.510kmolh精馏段气相流量：qnv=r+1qnd=4.28+165.3061=344.8162kmolh提馏段液相流量：qnl=qnl+qqnf=279.51+1100=379.51kmolh提馏段气相流量：qnv=qnv=344.8162kmolh质量流量：qml=qnl29.07033600=2.2571kg/sqmv=qnv29.07033600=2.7844 kg/s两相流动参数：flv=qmlqmvvl=2.25712.784437.32403.1055=0.24662）塔径的计算设ht初值为0.45米查筛板泛点关联图得：c20=0.06气体负荷因子：c=c20200.2=0.0398液泛气速：uf=cl-vv=0.1246 m/s设泛点率为0.75u=0.75uf=0.750.1246=0.09345 m/s气体流量：qvvs=qnvmv3600=344.816229.070337.323600=0.0746 m3/s气体流通截面积：a=qvvsu=0.07460.09345=0.7984 m2单流型、弓形降液管塔板：adat=0.1塔板截面积：at=a1-adat=0.79841-0.1=0.8871m2塔径： d=4at=40.8871=1.06m按照塔设备系列化标准圆整取塔径为d=1.2m因此，塔板截面积at=d24=1.1304m2降液管截面积ad=0.11.1304=0.11304m2a=at-ad=1.1304-0.11304=1.01736m2实际操作气速为u0=qvvsa=0.07461.01736=0.073327ms实际泛点率为u0uf=0.0733270.1246=塔高的估算实际塔板数为72，设ht初值为0.45米, 有效塔高z0=720.45=32.4m设釜底液在釜中的停留时间为5min，釜底液流出量qnv=379.510kmolh=26.1836 m3h釜底液的高度z=112-qnvd2=0.4825m 取0.5m设置6个人孔，每个人孔0.8m；裙座取5m；釜液上方气液分离高度：1.5m；将进料所在板的板间距hf设置：0.9m；塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取：hd=hb=1.5m；实际塔高为h=hd+n-2-sht+sht+hf+hb+z+5=1.5+72-6-10.45+60.8+0.9+1.5+0.5+5=42.55 m3.4.4降液管尺寸由以上设计结果塔径：d=1.2m；adat=0.1，查表得：lwd=0.725，bdd=0.15堰长：lw=1.20.725=0.87m 溢流堰宽度：bd=0.151.2=0.18m设入口出口安定区bs=0.07m 边缘宽度为bc=0.05m有效传质面积aa=2(xr2-x2+r2180arcsinxr)x=d2-bd+bs=1.22-0.18+0.07=0.35r=d2-bc=1.22-0.05=0.55m因此有效传质面积为：aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=20.350.552-0.352+0.552180arcsin0.350.55=0.7141m2取筛孔直径为d0=0.005m 取筛孔中心距:t=4d0=40.005=0.02m开孔率:=0.907d0t2=0.9070.0050.022=0.0567筛孔总截面积为：a0=aa=0.05670.7141=0.0405m2qvvs=0.0746 m3/s因此筛孔气速：u0=qvvsa0=0.07460.0405ms=1.842ms筛孔个数：n=a04do2=0.040540.0052=2064设堰高为：hw=0.04m取塔板厚度为：=0.004m取底隙：hb=0.04m液相流量：qvlh=qnlml=279.51029.0703403.1055=20.16m3h=0.0056m3s近似取：e=1堰上方液头高度：how=2.8410-3eqvlhlw23=2.8410-3120.60.8723=0.023m6mm 合格3.4.5 塔板的校核1）液沫夹带量ev由flv=0.2466，泛点率为0.61，查得=0.042ev=1-qvlslqvvsv=0.0421-0.0420.0056403.10550.074637.32=0.03554 kg液体kg气体0.2347m 合格4）液体在降液管中停留时间=adhtqvls=0.113040.450.0056=9.0835s5s合格5）严重漏液校核严重漏液时干板阻力h0h0=0.0056+0.13hw+how-h=0.0056+0.130.04+0.0023-0.00052=0.010579 m漏液点气速u0u0=c02glvh0=0.829.8403.105537.320.010579 =1.1972ms稳定系数k=u0u0=1.8421.1972=1.538591.5符合6）塔板的负荷性能图过量液沫夹带线（气相负荷上限线）规定：当ev=0.1kg液体kg气体qvvh=8.81103a13.2ht-2.5hw-7.110-3qvlhlw23=8.811030.79842.5713.20.45-2.50.04-7.110-3qvlh0.8723=3306.50-73.63qvlh23m3h液相下划线规定：how=2.8410-3eqvlhlw23=0.006m液柱整理出：qvlh=3.07lw=3.070.87=2.6709m3h 严重漏液线（气相下限线）u0=c02gh0lv=qvvh3600a0 其中c0=0.8整理得：qvvh=ab+cqvlh2312式中a=1.594104a0c0lv=1.5941040.04050.8403.105537.32=1697.3518b=0.0056+0.13hw-h=0.0056+0.130.04-0.00052=0.01028c=3.6910-4lw23=3.6910-40.8723=0.0004代入得：qvvh=1697.35180.01028+0.0004qvlh2312 汽相上限线令=htadqvlh3600=5qvlh=720htad=7200.450.1130=36.612m3h 降液管液泛线令：hd=hd=ht+hw将：hd=hw+how+hd+hf，how，qvlh，hf，qvvh，qvlh的关系代入前式整理得：aqvvh2=b-cqvlh2-bqvlh23其中：a=3.93410-9vla0c02=3.93410-937.32403.10550.04050.82=3.4710-7b=ht+-1hw=0.60.45+0.6-0.8-10.04=0.222c=1.1810-8lwhb2=1.1810-80.870.042=9.743710-6d=2.8410-31+lw23=2.8410-31+0.80.8723=6.29310-3代入得：3.4710-7qvvh2=0.222-9.743710-6qvlh2-6.29310-3qvlh23整理得：qvvh=0.222-9.743710-6qvlh2-6.29310-3qvlh2/33.4710-7汽相流量：qvvh=qnvmv=344.816229.070337.32=268.56 m3/h液相流量qvlh=qnlml=279.51029.0703403.1055=20.16m3h筛板的负荷性能图如下所示由图可查qvvh，min=200m3hqvvh，max=500m3h故操作弹性为：qvvh，maxqvvh，min=500200=3第四章 再沸器的设计4.1再沸器的设计条件4.1.1选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：p=2601.3kpa（绝对压力）压力降p=363.28pa72=26.16kpa塔底压力：2627kpa（绝对压力）4.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）706.05压力（kpa绝压）101.32625蒸发量：db=qvms=2.7844 kg/s4.1.3物性数据1）壳程凝液在温度（70）下的物性数据：潜热：rc=2334kjkg热导率：c=0.668wmk粘度：c=0.4061mpas密度：c=0.97781gcm3=997.81kgm32）管程流体在（6.05,2627kpa）下的物性数据：潜热：rb=279.12kjkg液相热导率：b=90.714mwmk液相粘度：b=0.0566mpas液相密度：b=450 kg/m3液相定比压热容： cpb=3.428kjkgk表面张力： b=0.0027nm气相粘度： v=0.0005mpas气相密度： v=30kgm3蒸气压曲线斜率tp=0.000181m2kkg4.2换热器尺寸的估算再沸器的热流量：qnv=344.8162 kmolhqmvh=10368.6231kghr=qmvhrb=10368.6231279.12=2.89106kjh=802.78kjs传热温差： tm=t-tb=63.5k设传热系数为k=900wm2k则传热面积为ap=rktm=802.78kjs900wm2k63.5k =14.0469m2拟用传热管规格为：382.5mm,管长l=2000mmd0=38mm计算传热管束：nt=apd0l=14.0469m238mm2000mm=59设传热管按正三角形排列：b=1.1nt=1.159=8.45管心距：t=0.048mds=tb-1+23d0=0.0488.45-1+2.5381000=0.4526m取ds=0.45mlds=200010000.45=4.4189 合理取管程进口直径di=0.15m 出口直径do=0.30m4.3传热系数的校核4.3.1显热段传热系数kl1）设传热管出口的汽化率xe=0.21釜液蒸发质量流量：db=344.8162kmolh30.07kgkmol=2.88kgs釜液循环质量流量：wt=dbxe=2.880.20=14.40kgs2）计算显热管内传热膜系数i传热管内质量流速g=wts0其中：di=38-22.5=33mms0=4di2nt=4331000259=0.0504m2g=wts0=14.400.0504=285.71kgm2s雷诺数：re=digb=0.033285.710.056610-3=166580普朗特数：pr=cpbbb=3.4280.056690.71410-3=2.14显热段传热管内表面系数：i=0.023bdire0.8pr0.4=0.02390.71410-30.033166580=1289.29wm2k3）壳程冷凝传热膜系数计算0蒸汽冷凝的质量流量：m=crc=802.782334=0.34395kgs传热管外单位软是周边上凝液质量流量：m=mdont=0.343953.140.03859=0.048857kgms雷诺数：re0=4mc=40.0488570.40610-3=4810=1.88re0-13c2c2gc313=1.88481-130.406110-32997.8120.66839.813=6245.5576wm2k4）污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：ri=0.000176 m2kw冷凝侧：r0=0.00021 m2kw管壁热阻：rw=bw=0.000052 m2kw5）显热段的传热系数kl的计算dm=d0+di2=0.0355mkl=1d0idi+rid0di+rwd0dm+r0+10=10.0381289.290.033+0.0001760.0380.033+0.0000520.0380.0355+0.00021+15758.32=651.41wm2k4.3.2蒸发段传热系数ke的计算1）传热管内釜液的质量流量：gh=3600g=3600285.71=1014156kgm3h当xe=0.21时，计算martinelli参数xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-304500.50.056610-30.000510-30.1=1.36521/xtt=0.7324查书得ae=0.2。当x=0.4xe=0.40.21=0.084xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-0.0840.0840.9304500.50.056610-30.000510-30.1=3.55791/xtt=0.2811查书得：a=0.82）泡核沸腾修正因数aa=ae+a2=0.2+0.82=0.53）泡核沸腾表面传热系数hnbhnb=0.225bdipr0.69rdiaprbb0.69bv-10.33pdib0.31=0.22590.71410-30.0332.140.69802.781030.03314.0469279.121030.056610-30.6945030-10.3326251030.0330.00270.31=14373.875831wm2k4）以液体单独存在为基础的管内表面传热系数hi为hi=0.023bdire(1-x)0.8pr0.4=0.02390.71410-30.033166580(1-0.08)=1206.09709wm2k5）对流沸腾因子：ftp=3.51xtt0.5=3.513.73220.5=1.81169716）两相对流表面传热系数htp=ftphi=1.81169711206.09709=2185.0826wm2k7）沸腾传热膜系数：hie=htp+ahnb=2185.0826+0.514373.875831=9372.0205wm2k8）蒸发段传热系数ke=1d0hiedi+rid0di+rwd0dm+10+r0=10.0389372.02050.033+0.001760.0380.033+0.0000520.0380.0355+15758.32+0.00021=1292.3wm2k4.3.3 显热段及蒸发段长度lbcl=tpstps+dintkltmcpibqmt=0.0001810.000181+3.140.03359651.4163.53.42810345014.4=0.01565lbc=0.01565l=0.0313mlcd=l-lbc=1.98435m4.3.4平均传热系数kc=kllbc+kelcdl=651.410.0313+1292.31.984352=1292.38wm2k需要传热面积为ac=rkctm=802.781031292.3863.5=9.78m24.3.5传热面积裕度：h=ap-acac=14.0469-9.789.78=0.440.3所以，传热面积裕度合适，满足要求4.4循环流量的校核（1）计算循环推动力1）当x=xe3=0.213=0.07xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-0.070.070.9304500.50.056610-30.000510-30.1=4.25两相的液相分率:rl=xttxtt2+21xtt+10.5=4.254.252+214.25+10.5=0.4084两相流平均密度:tp=v1-rl+brl=301-0.4084+4500.4084=201.528kgm32）当x=xe=0.21xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-304500.50.056610-30.000510-30.1=1.3652rl=xttxtt2+21xtt+10.5=1.36521.36522+211.3652+10.5=0.2431两相流平均密度tp=v1-rl+brl=301-0.2431+4500.2431=133.102kgm3取l=0.9m循环推动力：pd=lcdb-tp-ltpg=1.98435450-204.594-0.9133.1029.8=3587.8983 pa（2）循环阻力1）管程进口管阻力p1进口管内质量流速：g=wt4di2=14.403.1440.152=815.28662kgm2s釜液在进口管内流动雷诺数：rei=digb=0.15815.286620.056610-3=2160654进口管内流体流动摩擦系数：i=0.01227+0.7543rei0.38=0.0152进口管长度与局部阻力当量长度：li=di0.025420.3426di0.254-0.1914=0.150.025420.34260.150.