化工原理课程设

1、化工原理课程设计 立式热虹吸再沸器设计化工原理课程设计碳八分离工段立式热虹吸再沸器学 院： 专业班级：指导老师： 学生姓名： 学 号：日 期：目录化工原理课程设计任务书1第一章 前言21.1 课程设计基本要求21.2 设计方法简介及步骤21.2.1 设计方法21.2.2 设计步骤31.3 立式热虹吸再沸器31.4 再沸器壳程与管程的设计条件41.5 物性数据51.5.1壳程中水蒸汽在定性温度197下的物性数据：51.5.2管程流体在定性温度188下的物性数据：5第二章 工艺结构设计62.1 估算再沸器尺寸62.1.1 再沸器的热流62.1.2 计算传热温度差tm62.1.3 假定传热系数K62

2、.1.4 计算实际传热面积Ap72.1.5 工艺结构设计72.2 传热能力核算82.2.1 显热段传热系数KCL82.2.2 蒸发段传热系数C102.2.3 显热段及蒸发段长度112.2.4 计算平均传热系数KC122.3 面积裕度核算122.4 循环流量的校核122.4.1计算循环推动力PD122.4.2 循环阻力Pf142.4.3 循环推动力PD与循环阻力Pf的比值为19设计自我评价20参考文献：21主要符号表21附表122附录223化工原理课程设计任务书学生姓名 _ 班级 _ _设计题目：碳八分离工段立式热虹吸再沸器设计1.工艺条件（1）工艺物流组成：乙苯1.99%，对二甲苯21.5%，

3、间二甲苯47.7%，邻二甲苯28.8%，（以上均为摩尔分率）（2）操作温度 188，（3）操作压力 塔顶压力为常压（4）塔底部压力 0.12Mpa（5）加热水蒸气压力 15kg/cm2，（6）加热负荷 1860000kJ/h，（7）加热方式 间接蒸汽加热（8）要求管程和壳程压差均小于50kPa，试设计标准立式热虹吸再沸器。第一章 前言1.1 课程设计基本要求化工原理课程设计是学习化工设计基础知识，培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计这一实践教学训练，使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；熟悉查阅和正确使用技术资料，提高我们独立分析和解决实际问题的能力；学会各种手册的使用

4、方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中我们不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。因此,我们在进行设计的实践过程中，应该以实事求是的科学态度和严谨、认真的工作作风对待，通过精密计算，使得出所设计设备更具安全可靠的操作性。 1.2 设计方法简介及步骤1.2.1 设计方法 立式热虹吸式再沸器的流体流动系统式有塔釜内液位高度、塔釜底部至再沸器下部封头的管路、再沸器的管程及其上部封头至入塔口的管路所构成的循环系统。由于立式热虹吸再沸器是依靠单相液体与汽液混合物间的密度差为推动力形成釜液流动循环，釜液环流量，压力降

5、及热流量相互关联，因此，立式热虹吸再沸器工艺设计需将传热计算和流体力学计算相互关联采用试差的方法，并以出口气含率为试差变量进行计算。假设传热系数，估算传热面积。1.2.2 设计步骤1、初选传热系数，估算传热面积2、依据估算的传热面积，进行再沸器的工艺结构设计；3、假设再沸器的出口气含率，进行热流量核算；4、计算釜液循环过程的推动力和流动阻力，核算出口气含率 。1.3 立式热虹吸再沸器如右图所示，立式热虹吸再沸器是利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在 加热段的停留时间短，

6、不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但是由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或者较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。与卧式相比其循环速率高传热膜系数高。但是工业上应用的立式热虹吸再沸器其加热督要有一定高度才能获得较高的传热速率而塔底液面与再沸器上部管板约为等高这样就提高了塔底的标高使设备安装费增加并且设备的清洗和维修也困难。立式热虹吸再沸器的不稳定性往往

7、是由于两相流的不稳定流型所致。在立式热虹吸管内蛇两相流沸腾流型自下而上相继出现鼓泡化工原理基础强化训练流、弹状流、环状流及环雾流等。弹状流的大汽抱的不断出现与破裂激发了操作的不稳定性。立式热虹吸再沸器与卧式相比虽有较好的防垢性能但对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结垢堵塞管道而要定期清除垢物。严重的情况下运转一年就会将再沸器中绝大部分管子堵死垢物的清除费力费时十分困难。改善立式热虹吸再沸器的操作性能强化其传热具有十分重要的意义。 1.4 再沸器壳程与管程的设计条件 项目壳程管程温度/197188压力/mpa1.51.2冷凝量/(kg/h)952蒸发量/(kg/h)60001.

8、5 物性数据1.5.1壳程中水蒸汽在定性温度197下的物性数据：相变热r0=1955.1kJ/kg 热导率0=0.665W/(mk)黏度0=0.138mPas 密度 0=866.9kg/m31.5.2管程流体在定性温度188下的物性数据：表1 混合物各纯组分物性数据（t=188） 组分物性乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯黏度uv（g） (Pas)9.831069.251069.381069.69106黏度ui（l） (Pas)0.0001740.0001840.0001680.000187表面张力i (N/m)0.01090.01050.01050.0118液相热导率i (Wm-1K-1)0.09

9、10.0900.0910.093热容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相变热 ri=310.19 kJ/kg 液相热导率i=0.091 W/(mk)液相黏度 ui=0.18 mPas 液相密度 i=791.0 kg/m3液相定压比热容Cpi=2.15 kJ/(kgk) 表面张力 i=0.0109 N/m气相黏度 uv=0.0094 mPas 气相密度 v=6

10、.53 kg/m3 蒸汽压曲线斜率（t/p）=0.00132 m2K/kg第二章 工艺结构设计2.1 估算再沸器尺寸2.1.1 再沸器的热流根据任务书所给热流量为 Q = 1.86106 KJ/h=5.17105 W平均相变热310.19 kJ/kg有机液体蒸发量=Q/=（5170003.6）/310.19=6000(kg/h)2.1.2 计算传热温度差tm饱和水蒸气温度t197操作压力下液体沸腾温度t188传热温差tt19718892.1.3 假定传热系数K表21 传热系数K值大致范围壳程管程K/（W/(m2K)）备注水蒸气液体1390垂直式短管水蒸气液体1160水平管式水蒸气水2260-5

11、700垂直管式水蒸气有机溶液570-1140水蒸气轻油450-1020水蒸气重油（减压下）140-430假定传热系数K值为600 W/（mK）。2.1.4 计算实际传热面积Ap = 5.17105/(6009) = 95.74（m2）2.1.5 工艺结构设计（1）选定传热管长度L=3000mm（2）传热管规格为453.5mm（3）管子排列方式：正三角形排列则 总传热管数NT为 = 95.74/(3.140.0383) =267排管构成正六边形的个数a、最大正六边形内对角线上管子数目b和再沸器壳体内径D可分别按下式计算。NT = 3a（a+1）+ 1则 a = 9 b = 2a+1则 b = 1

12、9 D = t（b-1）+（2-3）d0则 D = 32（19-1）+ 345 = 711mm取管程进口管直径Di=200mm, 出口管直径Do=350mm 2.2 传热能力核算2.2.1 显热段传热系数KCL1、设传热管出口处气含率xe=0.15（25%），计算循环量为 = 6000/（36000.15） = 11.11（kg/s）2、计算显热段管内传热膜系数i = 3.14/40.0382267 = 0.303管程质量流速G为 = 11.11/0.303 = 36.67kg/（m2s）管内雷诺数Re和普朗特数Pr： = （0.03836.67）/ 0.00018 = 1.3104 104

13、= （21500.00018）/0.091 = 15.31显热段传热管内表面传热系数hi为hi=0.023(i/di)Re0.8Pr0.4=0.023(0.091/0.038)130000.815.310.4=12.19 W/(m2K)、壳程冷凝传热膜系数h0计算蒸汽冷凝的质量流量qmo为 qmo= 3.44105/(1955.1103) = 0.18（kg/s）壳程单位润湿周边上凝液的质量流量M为 = 0.18/（3.140.038267） = 0.006冷凝液膜的Re为 = （40.006）/（0.13610-3） = 176 2100壳程冷凝表面传热系数ho为h0 = 1.88Re-1/

14、3 2gc3/u21/3 = 1.88206-1/386329.810.6633/（0.13610-3）21/3 = 15394 W/（m2K）污垢热阻R查表 沸腾侧R=1.7610-4m2K/W 冷凝侧R=5.210-4m2K/W管壁热阻R=4.29910-5m2K/W所以显热段传热系数KL为= 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 蒸发段传热系数C传热管程内釜液的质量流量Gh为Gh=360036.67=1.32105 Kg/(m2h)设计思路：Xe25% 控制

15、在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热 双机理模型：同时考虑两相对流传热机理和饱和泡核沸腾传热机理 当Xe=0.15时，参数Xtt为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泡核沸腾修正因数a为a=（0.2+0.6）/2=0.4泡核沸腾表面传热系数hnb为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）对流沸腾因子Ftp为Ftp=3.51.710.5=4.58则两相对流表面传热系数htp为htp=2333.94.58=10689.3 W/（mK）沸腾传热膜系数为hiE=10689.3+0.42333.9=11622.86 W/（mK）则蒸发段传热系数为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 显热段及蒸发段长度LBC=30.187=0.561m LCD=3-0.561=2.439 m2.2.4 计算平均传热系数KC=（293.00.561+672.

17、22.439）/3 = 601.3 W/mK2.3 面积裕度核算 = 5.17105/（601.39） = 95.5m2实际传热面积A为A=3.140.0453267=113.3H=(A-AC)/AC=(113.3-95.5)/95.5=18.6%该再沸器的传热面积合适。2.4 循环流量的校核2.4.1计算循环推动力PD式中蒸发段两相流平均密度以出口气含率的1/3计算。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 =1.728两相流的液相分率RL为RL=1.728/(1.7282+211.

18、728+1)0.5=0.272x=0.05处的两相流平均密度tp为tp=6.53（1-0.272）+7910.272=219.9kg/m3管程出口管内两相流密度以出口气含率计算。当X=Xe时，Xtt为Xtt=1.71两相流的液相分率RL为RL=1.71/(1.712+211.71+1)0.5=0.271x=0.15处的两相流平均密度tp为tp=6.53（1-0.271）+7910.271=219.1kg/m3根据焊接需要取为1.0m，则循环推动力PD为 = 2.439(791-219.9)-1.0219.1 9.81 = 3803Pa2.4.2 循环阻力Pf1、管程进出口阻力P1 釜液在管程进

19、口管内的质量流速G为 = 20/（0.7850.252） = 408 kg/（ms）釜液在进口管内的流动雷诺数Re为 =（0.25408）/0.00024 = 646000进口管长度与局部阻力当量长度Li为 进口管内流体流动的摩擦系数i为 = 0.01227+0.7543/6460000.38 = 0.0169 管程进口阻力P1为= 0.016929.33402/（20.25791） = 145Pa2、传热管显热段阻力P2釜液在管程进口管内的质量流速G为 = 20/（0.7850.0382217） = 81 kg/（ms）釜液在传热管内流动时的雷诺数Re为 = （0.03881）/0.0002

20、4 = 12825 进口管内流体流动的摩擦系数为 = 0.01227+0.7543/128250.38 = 0.0330 传热管显热段阻力P2为 = 0.03300.0935812/（20.25791） = 0.05Pa3、传热管蒸发段阻力P3分别计算传热管蒸发段气液两相流动阻力，再以一定方式相加。（1）气相阻力：气相在传热管内的质量流速GV为 GV=xG=20.12/357746.1 kg/（ms） 气相在传热管内的流动雷诺数ReV为= 0.03846.1/（0.00910-3） = 194644 传热管内气相流动的摩擦系数V为V= 0.01227+0.7543/1946440.38= 0.

21、0196 传热管内气相流动阻力PV3为 = 0.01960.409546.12/（0.03825.8）= 39Pa （2）液相阻力： 液相在传热管内的质量流速GL为液相在传热管内的流动雷诺数ReL为 =（ 0.038530.9）/0.00024 = 84059传热管内液相流动的摩擦系数L为 = 0.01227+0.7543/840590.38 = 0.0224传热管内气相流动阻力PL3为 = （0.02240.4095530.92）/（0.0382791） = 43Pa蒸发段阻力P3为 = （391/4+431/4）4= 656Pa4、管内动能变化产生阻力P4 管程内流体的质量流速G= 81

22、kg/（ms）M：动量变化引起的阻力系数则管程内的雷诺数Re为 = （0.038271.1）/0.00024 = 42924蒸发段管程内因动量变化引起的阻力P4为5、管程出口段阻力P5 （1）气相阻力管程出口管中气、液相总质量流速G为 = 20/（0.7850.32） = 283 kg/（ms）管程出口管中气相质量流速GV为 GV=xG = 0.08283= 22.64 kg/（ms）管程出口管中气相质量流动雷诺数ReV为 =（0.03822.64）/（0.00910-3） = 95591管程出口管中气相流动的摩擦阻力系数V为 = 0.01227+0.7543/955910.38 = 0.02

23、2 管程出口管中气相流动阻力PV5为 =（0.0220.522.642）/（0.03825.81） = 13Pa（2）液相阻力 管程出口管中液相质量流速GL为 GL=G-GV= 283-22.64= 260.36 kg/（ms） 管程出口管中液相流动雷诺数ReL为 = 0.038260.36/0.00024 = 41224管程出口管中液相流动的摩擦系数L为 = 0.01227+0.7543/412240.38= 0.0256 管程出口液相流动阻力PL5为 = 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 循环推动力PD与循环阻力Pf的比值为PD/Pf=3803/3714.05=1.02循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气含率Xe=0.15合适，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。总结：在出口汽化量不变的情况下，汽化率减低，再沸器管内循环量将增加，管内传热系数增大，再沸器面积减小，再沸器热通量增大，但一般不超过最大热通量的。 对于易结垢的物系应充分考虑污垢对传热的影响。考虑再沸器的操作弹性，一般在计算基础上要留有3裕量。 为保证再沸器的正常循

25、环，出口汽化率一般在40之间，出口管道压降一般不超过总压降的。设计自我评价本次课程设计为期四天，在查找资料，与同学讨论的过程中，使我受益匪浅。现总结如下：首先，通过此次课程设计，使我巩固了所学知识，进一步理解了换热器的结构、计算方法以及如何选择适合的换热器。其次，通过此次课程设计，使我更加理解了理论与实践相结合，知识与生产相互结合，更进一步理解了化工原理知识体系构架，也更加明确了化工原理在化工生产中的重要性。 再次，本次课程设计与其他同学讨论，大家通过前期的方案讨论，在图书馆查阅相关资料，整理相关信息，使整个课程设计过程进行得比较顺利。在这个过程中，自己更加体会到了与人合作的重要性。最后，非常感谢老师给我们这次锻炼的机会，能够让我们在本专业的学习中了解更多工程类的知识，本次的课程设计将会对我们以后的工作有很大帮助，同时也为以后进一步的学习打下了坚实的基础。参考文献：【1】化工单元过程及设备课程设计第二版 主编：匡国柱，史启才。 北京化学工业出版社 2002【2】化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计） 主编：贾绍义，柴诚敬 天津大学出版社 2002