精馏塔再沸器工艺计算

精馏塔再沸器工艺设计 精馏塔再沸器工艺设计 1目录 2精馏塔再沸器工艺课程设计 21.设计任务及设计条件 22.方案论证 33.估算设备尺寸 34.传热系数校核 75.循环流量校核 116.设计结果汇总 127.工艺流程图 128.带控制点的工艺流程图 精馏塔再沸器工艺设计 1.设计任务及设计条件 (1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器 (2) 再沸器壳层和管层的设计条件： 壳层 管层 温度/℃ 85~115 83 压力（绝压）/MPa 0.15 1.12 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100℃下的物性数据： 潜热γ0=812.24kJ/kg 热导率λ0=0.023W/(m•K) 粘度=0.361mPa•s 密度ρ0=717.4kg/m3 管层流体83℃下的物性数据： 潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m•K) 液相粘度=0.41 mPa•s 液相密度=721 kg/m3 液相定压比热容=2.094kJ/(kg•K) 表面张力=1.841×10-2N/m 汽相粘度=0.0067 mPa•s 汽相密度=0.032 kg/m3 蒸汽压曲线斜率 (Δt/Δp)s=2.35×10-3m2•K/kg 2.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 为 计算传热温差 为 假设传热系数K=XX，估算传热面积Ap为 拟用传热管规格 ，管长L=3000m，计算总传热管数NT NT= 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)+（2~3）d0计算壳径D为 D=32×(37-1)+3×30≈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KCL 设传热管出口处汽化率xe＝0.048，则可计算循环流量qmt： ① 显热段管内表面传热系数 则计算传热管内质量流速G为 雷诺数Re为 普朗特数为 计算显热段传热管内表面传热系数 为 ② 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 qm0= 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为 M= 计算冷凝液膜的Re0为 Re0= 计算管外冷凝表面传热系数h0为 其中0.75为修正因子。 ③ 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri=1.8×10-4 m2•K/W，冷凝侧R0=1.4×10-4 m2•K/W，管壁热阻RW=4.299×10-5m2•K/W。 计算显热段传热系数KCL为 （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=3600×65.03=2.34×105kg/(m2•h) 当xe=0.048时，计算Martinelli参数Xtt为 1/0.148=6.76 由Gh=2.34×105 kg/(m2•h)及 6.76，查图3-29得aE=0.8。当x=0.8xe=0.8×0.048=0.0384时 由Gh=2.34×105 kg/(m2•h)及 5.48，查图3-29得a´=1.0。 计算泡核沸腾修正因数a为 计算泡核沸腾表面传热系数hnb为 计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数hi 计算对流沸腾因子Ftp为 计算两相对流表面传热系数htp 计算沸腾传热膜系数为 计算蒸发段传热系数KCE为 （3）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 （4）平均传热系数 计算传热系数KC为 需要传热面积为 AC= （5）面积裕度 实际传热面积 A=3.14×0.03×3×1006=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 0.016时，计算Martinelli参数Xtt为 计算两相流的液相分率RL 计算 0.016处的两相流平均密度 为 = 当x=xe=0.048时，计算Martinelli参数Xtt为 计算两相流的液相分率RL为 计算x=xe=0.048处的两相流平均密度ρpt为 参照表3-19并根据焊接需要取 1.26，于是可计算循环推动力 （2）循环阻力 ① 管程进口管阻力 的计算 计算釜液在管程进口管内的质量流速G为 计算釜液在进口管内的流动雷诺数Rei为 计算进口管长度与局部阻力当量长度Li为 计算进口管内流体流动的摩擦系数 为 计算管程进口管阻力 = ②传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速G为 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re为 Re= 计算进口管内流体流动的摩擦系数 为 计算传热管显热段阻力 为 ③ 传热管蒸发段阻力 计算汽相在传热管内的质量流速GV为 GV= =（2×0.048/3）×65.03=2.08[kg/(m2•s) 计算汽相在传热管内的流动雷诺数Rev为 计算传热管汽相流动的摩擦系数 为 计算传热管内气相流动阻力ΔΡV3为 液相流动阻力 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=62.95[kg/(m2•s)] 计算液相在传热管内的流动雷诺数ReL为 计算传热管内的液相摩擦系数 为 计算传热管内的液相流动阻力 为 计算传热管内两相流动阻力 为 ④ 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 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 为 ⑤ 管程出口阻力 计算管程出口管中汽、液总质量流速G为 G= 计算管程出口表中汽相质量流速GV为 GV 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 为 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数ReV为 计算管程出口管汽相流动的摩擦系数 为 计算管程出口管汽相流动阻力 为 计算管程出口管中液相质量流速GL为 GL= =122.87-5.898=116.97[kg/(m2•s)] 计算管程出口管中液相流动雷诺数ReL为 ReL 计算管程出口管中液相流动摩擦系数为 计算管程出口液相流动阻力为 为 计算管程出口管中两相流动阻力 为 计算循环阻力 为 循环推动力 与循环阻力 的比值为 1.01 循环推动力 略大于循环阻力 ，说明所设的出口汽化率 0.048基本正确，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。 6.设计结果汇总 参数 管程 壳程 流量/（kg/h） 6000 1500 进/出口温度/（℃） 85/115 83 操作压力/Pa 1.12 0.15 定性温度/（℃） 100 83 液 体 物 性 密度/（kg/m3） 721 717 定压比热容/[kJ/(kg.K)] 2.09 -- 黏度/（Pa.s） 0.41×10-3 0.361×10-3 热导率/[W/(m.K)] 0.112 0.023 表面张力/（N/m） 1.841×10-2 16.29 汽化潜热/（kJ/kg） 31227.56 812.24 气 体 物 性 密度/（kg/m3） 0.032 -- 定压比热容/[kJ/(kg.K)] -- 1.687 黏度/（Pa.s） 0.0067 10.8×10-6 热导率/[W/(m.K)] 11.69×10-3 2.3012×10-2 冷凝热/（kJ/kg） -- -- 设 备 结 构 参 数 形式 立式热虹吸 台数 1 壳体内径/mm -- 壳程数 `-- 管径/mm 1400 管心距/mm 32 管长/mm 3000 管子排列 正三角形 管数目/根 1006 折流板数 1500 传热面积/m3 284.34 折流板间距/mm 500 管程数 -- 材质 钢板 主要计算结果 管程 壳程 流速/（m/s） -- -- 表面传热系数/[W/（m2.K）] 182.98 223.01 污垢热阻/[ m2.K / W] 0.00018 0.00014 阻力/MPa -- -- 热流量/kW -- 传热温差/K 10.82 传热系数/[W/（m2.K）] 205.75 裕度/% 46.5 7.工艺流程图 8.带控制点的工艺 第 12 页 共 13 页 第 1 页 共 13 页 _1349435540.unknown _1349439796.unknown _1349441378.unknown _1349442540.unknown _1349443448.unknown _1349443673.unknown _1349444180.unknown _1349444357.unknown _1349444745.unknown _1349456506.unknown _1349444733.unknown _1349444332.unknown _1349444057.unknown _1349444126.unknown _1349443510.unknown _1349443602.unknown _1349443456.unknown _1349443101.unknown _1349443208.unknown _1349442788.unknown _1349441909.unknown _1349442361.unknown _1349442454.unknown _1349442086.unknown _1349441600.unknown _1349441827.unknown _1349441549.unknown _1349440320.unknown _1349441331.unknown _1349441352.unknown _1349440703.unknown _1349440129.unknown _1349440174.unknown _1349439824.unknown _1349438375.unknown _1349438953.unknown _1349439385.unknown _1349439784.unknown _1349439250.unknown _1349438781.unknown _1349438854.unknown _1349438396.unknown _1349437266.unknown _1349437704.unknown _1349437851.unknown _1349437332.unknown _1349436868.unknown _1349437214.unknown _1349435781.unknown _1348592032.unknown _1349431164.unknown _1349432300.unknown _1349433565.unknown _1349434257.unknown _1349432943.unknown _1349431985.unknown _1349432259.unknown _1349431544.unknown _1349431716.unknown _1349431328.unknown _1349430591.unknown _1349430730.unknown _1349430899.unknown _1349430710.unknown _1348597039.unknown _1348934988.unknown _1348596891.unknown _1348596156.unknown _1348587812.unknown _1348589831.unknown _1348590325.unknown _1348590981.unknown _1348591324.unknown _1348591873.unknown _1348591400.unknown _1348591423.unknown _1348591563.unknown _1348591361.unknown _1348591261.unknown _1348590656.unknown _1348590890.unknown _1348590406.unknown _1348590099.unknown _1348590167.unknown _1348590059.unknown _1348589020.unknown _1348589343.unknown _1348589684.unknown _1348589048.unknown _1348588252.unknown _1348588852.unknown _1348587914.unknown _1348586877.unknown _1348587601.unknown _1348587624.unknown _1348587467.unknown _1348583434.unknown _1348583529.unknown _1348580868.unknown