精馏塔再沸器工艺计算

1、目录 TOC o 1-5 h z 目录1精馏塔再沸器工艺课程设计2设计任务及设计条件2方案论证2估算设备尺寸3传热系数校核3循环流量校核7设计结果汇总12工艺流程图13 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 带控制点的工艺流程图13精馏塔再沸器工艺设计设计任务及设计条件设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器再沸器壳层和管层的设计条件：壳层管层温度/C8511583压力(绝压)/MPa0.151.12冷凝量/(kg/h)1500-蒸发量/(kg/h)-6000(3)物性数据壳层凝液在定性温度100C下的物性数据:潜热 Y 0=812.24kJ/kg粘度

2、=0.361mPas管层流体83 C下的物性数据：潜热 Yi=31227.56kJ/kg液相粘度=0.41 mPas液相定压比热容=2.094kJ/(kgK)热导率入=0.023W/(mK)密度 p 0=717.4kg/m3液相热导率入i=0.112 W/(mK) 液相密度=721 kg/m3表面张力=1.841 X 10-2N/m 汽相粘度=0.0067 mPas汽相密度=0.032 kg/m3蒸汽压曲线斜率 ( t/ p)s=2.35 X 10-3m2K/kg方案论证立式热虹吸再沸器是利用塔底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，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。立式

3、热虹吸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，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。由于结 垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质， 本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。3.估算设备尺寸计算热流量中为=q y b = 1500 x 812.24x 1000/3600 = 3.38 x 105(W)计算传热温差At为 m* 与H = 10.82(K)Ln(85 - 83)假设传热系数K=XX，估算传热面积Ap为拟用传热管规格4 30 x 2，管长L=3000m，计算总传热管数NTN 上=妍34= 1006T

4、兀d0L 3.14 x 0.03 x 3若将传热管按正三角形排列，则可用NT=3a(a+1)+1, b=2a+1, D=t(b-1)+ (23) d0计算壳径D为 D=32 X (37-1)+3 X 30 1400mm取管程进口管径Di=250mm，出口管直径D0=600mm。4传热系数校核（1）显热段传热系数kct设传热管出口处汽化率xe = 0.048,则可计算循环流量qmt：qmt=mb =6000 = 34.72(kg / s) 0.048显热段管内表面传热系数则计算传热管内质量流速G为G = Si兀Si = - di 2 N4 T34.720534 = 65.03kg /(m2 s)

5、3.14丁 x 0.0262 x 1006 = 0.534(m2)雷诺数Re为Re =竺=.026 x 心3 = 4123.9 门 0.41 x 103 i普朗特数为ci. _ 2.094x 103 x 0.361 x 10-3r = =.i0.112计算显热段传热管内表面传热系数h为 ih = 5.03 才Rei/3 Pri/3 =i计算管外冷凝表面传热系数计算蒸汽冷凝的质量流量qm0为中3.38 x 105qm= 0.42(kg / s)0 y 0812.24 x 103计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为0.42M= qm0 = 0.0044kg /(m2 s)兀 d 0 Nt3

6、.14 x 0.03 x 1006计算冷凝液膜的Re0为也=4 x 0.0044 = 48.710 门0.361 x 10 -30计算管外冷凝表面传热系数h0为h = 0.75 x 1.88() Re-1/3 = 0.75 x 1.88 x (口361 x 103)2_) x 48.71-1/30p 2g人37212 x 9.81 x 0.0233=300.47W /(m2 K)其中0.75为修正因子。污垢热阻及管壁热阻沸腾侧 =1.8X10-4 m2K/W，冷凝侧 R0=1.4X10-4m2*K/W，管壁热阻 RW=4.299X10-5m2K/W。计算显热段传热系数kcl为K =cl d +

7、R +R d +R + 1hd d d 0 h00.031.8 x 10-3 x 0.03+ 661.86 x 0.0260.0264.229 x 10-5 x 0.030.028+1.4 x 10-3 +1300.47=182.98W /(m2 K)(2)蒸发段传热系数Kce计算传热管内釜液的质量流率Gh为Gh=3600G=3600 X 65.03=2.34 X 105kg/(m2h)当 xe=0.048 时，计算 Martinelli 参数 Xtt 为Xtt = K1 - xe)/ xeh (p / p ).5 (q /门).1=(1 - 0.048) / 0.0480.9 (0.032

8、/ 721)0.5 (0.41/0.0067)0.1=0.1481/Xtt = 1/0.148=6.76由 Gh=2.34X105 kg/(m2*h)及 1/Xtt = 6.76，查图 3-29 得 aE=0.8。当 x=0.8xe=0.8X 0.048=0.0384 时1/Xtt = x /(1 - x )L9 (p / p .5 (q /q X1=0.0384/(1 - 0.0384)0.9(721/0.032)0.5(0.0067/O.41)0.1 1/Xtt =5.48由 Gh=2.34X105 kg/(m2-h)及 1/Xtt = 5.48，查图 3-29 得 a=1.0。计算泡核沸

9、腾修正因数a为a =公 = .8 + L0 = 0.922计算泡核沸腾表面传热系数hnb为0.69 /。.3丫 pd，0.31入 h = 0.225 x b x Pr0.69 xi=0.025 x 蛀 x 7.670.69 (微 x 105 x 崩26炉(22L - g 涅2 x 106 x 0.0260.026284.34 x 3.12 x 107 x 0.41 x 10-30.0321.841 x 10-2K -1 kPVA 丫门 p b b J3.38 x 105 x 0.026=141.05W /(m2 K)计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数h.h = 5.03(X /d )R

10、e(1 - x)1/3 Pr1/3=5.03(0.112/0.026)4123.9(1 0.0384)1/37.671/3=169.21W /(m2 K)计算对流沸腾因子Ftp为Ftp = 3.5(1/Xtt )0.5 = 3.5 x 5.480.5 = 8.19计算两相对流表面传热系数htntph = F h = 8.91x 169.21 = 1386.65W /(m2 K)计算沸腾传热膜系数为hE = h + ah b = 1386.65 + 0.9 x 141.05 = 1513.59W /(m2 K)计算蒸发段传热系数kce为K =ce dRdRd1hd F+h+R。+ hi iim0

11、0.031513.59 x 0.0261.8 x 10-4 x 0.03 +0.0264.299 x 10-5 x 0.030.028+1.4 x 10 - 4 +1300.47=223.01W /(m2 K)显热段和蒸发段长度计算显热段的长度LBC与传热管总长L的比值为LArnd N K MmABC = (At / Ap) /() + i_T_CLLsAp s C p q3.14x 0.026 x 1006 x 182.98 x 10.82,2.094 x 721 x 34.72=2.35 x 10-3 /2.35 x 10-3 +=0.431平均传热系数计算传热系数KC为KlcLbc+ K

12、L=性x技 + 233.01 X17 = 205.75W /(m2 驾需要传热面积为AC= /(q Atm) = 3.38 x 105/(205.75 x 10.82) = 152.02( m 2)(5)面积裕度实际传热面积A=3.14 X 0.03 X3X 1006=284.34(m2)H= (A-AC) /A=(284.34-152.02)/28.34=46.5%该再沸器的传热面积合适。5.循环流量校核(1)循环推动力当X =把/3 = 0.016时，计算Martinelli参数Xtt为xtt = 1(1 - x)/ xI*p / p )0.5 /门)0.1=(1 - 0.016)/0.0

13、160.9(0.032/721)0.5(0.41/0.0067)0.1 =0.41计算两相流的液相分率rlXtt0.41=0.1312 + 21Xtt + 逆5(0.412 + 21x 0.41 +1)0.5计算x = X6/3 = 0.016处的两相流平均密度Ptp为p = p (1 - Rl ) +p bRL = 0.0032(1 - 0.131) + 721 x 0.131 = 94.5( kg / m 3)x=xe=0.048 时，计算 Martinelli 参数 Xtt 为Xtt = 1(1 - x)/xl.9(p / p)0.5(门 /门)0.1=(1 - 0.048) / 0.0

14、480.9 (0.032 / 721)0.5 (0.41/0.0067)0.1=6.766.76Xtt计算两相流的液相分率rl为=0.4922 + 21Xtt +1 人5(6.762 + 21 x 6.76 +1)0.5计算x=xe=0.048处的两相流平均密度P pt为p =p (1 - Rl ) + pR = 0.0032(1 - 0.131) + 721x 0.131 = 354.9( / m3)参照表3-19并根据焊接需要取l = 1.26，于是可计算循环推动力询DApD = LD (pb -pt ) - lpt g = 1.7(721 - 94.5) -1.26 x 354.9 x

15、9.81 = 6104.02(Pa)(2)循环阻力管程进口管阻力Ap1的计算计算釜液在管程进口管内的质量流速G为=707.71kg /(m2 s)c = q ,=34.72兀二.=3.14 x Di 2 x 0.252 44计算釜液在进口管内的流动雷诺数Rei为R = DG 尚 b = 0.25 x 707.71/(0.41 x 10 -3) = 431533计算进口管长度与局部阻力当量长度Li为L _(D / 0.0254)2i 0.3426( D/0.0254 - 0.1914)(0.25/0.0254)20.3426(0.25 / 0.0254 - 0.1914)=29.30(m)计算进

16、口管内流体流动的摩擦系数人i为0.75430.7543人 i = 0.01227 += 0.01227 += 0.018R 0.384315330.38ei计算管程进口管阻力VAp =人 L x = 0.018 x 2930 x 707.712 = 721.23(Pa)1 i D 2pb0.252 x 721传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速G为兀一 一 3.14 一一一 一一 一一一G = q /(-d 2七)=34.72/(丁 x 0.0262 x 1006) = 65.03kg /(m3 s) 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re为蒙二。.26 x 65.3 =4123.9n0

17、.41 x 10 -3b计算进口管内流体流动的摩擦系数人为0.75430.7543人=0.01227 += 0.01227 += 0.044Re0.384123.90.38计算传热管显热段阻力询为2Ap = Xbc x = 0.044 x L3 x = 6.44( Pa) 2 di2 p b0.026 2 x 721传热管蒸发段阻力 兀3.14一G = q /(-d 2N ) = 34.72/( x0.0262 x 1006) = 65.03 mt 4 i T4计算汽相在传热管内的质量流速GV为GV= xG = (2X0.048/3)X65.03=2.08kg/(m2s) 计算汽相在传热管内的

18、流动雷诺数Rev为ReV=dG = 0.026 x 2.08 = 8075.46 n0.0067 x 10-3V计算传热管汽相流动的摩擦系数人为V0.75430.7543X = 0.01227 + r= 0.01227 + 8075 46一 = 0.037V计算传热管内气相流动阻力apv3为Ap = X gd x= 0.037 x L7 x=164.26(Pa)v3v d 2p0.026 2 x 0.032液相流动阻力Ap的计算，计算液相在传热管内的质量流速Gl为GL=G-GV=65.03-2.08=62.95kg/(m2s) 计算液相在传热管内的流动雷诺数ReL为ReL=dG = 0.026

19、 x 62.95 = 3991.94 n0.41 x 10 -3b计算传热管内的液相摩擦系数X为L0 75430 7543X = 0.01227 += 0.01227 += 0.045L计算传热管内的液相流动阻力为 L3L G 21.762.95Ap =X cd x = 0.045 x x= 8.04( Pa)i P b计算传热管内两相流动阻力Ap 3为Ap3 = (Ap 31/4 +ApL31/4)4 = (164.261/4 + 8.041/4)4 = 767.76(Pa)管程内因动量变化引起的阻力管程内流动的质量流速G=XX，计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数&为(1 - x )2

20、p X 2、1(1 0.048)2 721 , 0.0482G = e+ b (e)1 =+() = 103.07Rl p 1 Rl0.4920.032 1 0.492计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力Ap 4为Ap4 = G2& / pb = 65.03 x 103.07/721 = 604.57(Pa)管程出口阻力计算管程出口管中汽、液总质量流速G为G=qmt34.72兀-D 23.14Tx 0.62=122.87伙g /(m2 s)计算管程出口表中汽相质量流速GV为GV = x G = 0.048 x 122.87 = 5.898kg /(m2 s)计算管程出口管的长度与局部阻力的当量

21、长度之和/为(Di / 0.0254)2(0.6/0.0254)2l=-，厂= 厂=69.51m0.3426( Di / 0.0254 0.1914)0.3426(0.6/0.0254 0.1914)计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数ReV为ReVd_G_ 0.026x5.898 门 一 0.0067 x 10-3v=528144.84计算管程出口管汽相流动的摩擦系数人v为0.75430.7543力 = 0.01227 + r= 0.01227 + 盥 84 = 0.017v计算管程出口管汽相流动阻力Ap为v 5Ap =X x = 0.017 x 9 x 5.898 = 1090.23( Pa

22、) v5v d2p0.026 2 x 0.032计算管程出口管中液相质量流速Gl为Gl= G - G =122.87-5.898=116.97kg/(m2s)计算管程出口管中液相流动雷诺数ReL为ReLdG = .026 X116.97 = 171174.75门0.41 X10 -3b计算管程出口管中液相流动摩擦系数为人，L0.75430.7543人 l = 0.01227 += 0.01227 + 171174 75 = 0.02L计算管程出口液相流动阻力为APL5为Ap =X x x Gl2 = 0.02 x 6951 x 116.972 = 22.00( Pa)l5l d 2 p b0.026 2 x 721计算管程出口管中两相流动阻力Ap 5为Ap5 = (Ap51/4 +Ap51/4)4 = (1090.231/4 + 22.001/4)4 = 3918.46( Pa)计算循环阻力Ap寸为Ap = Ap + Ap + Ap + Ap + Ap=721.23 + 6.44 + 67.