过程工艺与设备课程设计任务书_丙烯-丙烷精馏装置设计(编辑修改稿)

过程工艺与设备课程设计任务书_丙烯-丙烷精馏装置设计(编辑修改稿)内容摘要：

得线③ . 液相上限线 令 =5s， 得： =720**= 由上述关系可作得线 ④ . 降液管液泛线  3/222 39。 39。 39。 39。 V LhV LhVVh qdqcbqa 式中： a’ = =  *28/（ 460**） = 10－ 9 b’ = =*+（ ） *= c’ = =315 810 d’ = = = 310   3/22829 V L hV L hV V h qqq 上述关系可作得降液管液泛线⑤ 上五条线联合构成负荷性能图 作点为： q’ VLh =’ VVh = m3/h 如图： VLsTdq HA  dTVLh AHq 72029 )/(1093 A oC oLV hwH T )1( 2828 ) 2 ()/(   hblw)/()1( 3/23 lw  )()( 3/23  丙烯 —— 丙烷精馏装置设计任务书 17 负荷性能图020204000600080001000012020140000 50 100 150 200ql（m 3/h ）qv（m3/h） 局部放大后 负荷性能图0500100015002020250030003500400045000 50 100 150 200ql(m3/h)qv(m3/h) 设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下 操作弹性操作弹性： qv’ max/ qv’ min=所以基本满足要求。 丙烯 —— 丙烷精馏装置设计任务书 18 4. 再沸器的设计 . 设计任务与设计条件 ．选用立式热虹吸式再沸器 其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。 釜液的组成为（摩尔分数）丙稀 =，丙烷 = 塔顶压力 PD = 塔底压力 PW = ．再沸器壳程与管程的设计 壳程 管程 温度（℃） 100 压力（ MPa 绝压） 物性数据 1） 壳程凝液在温度（ 100℃）下的物 性数据： 潜热： rc= KgKJ/ 热导率：λ c =(m*K) 粘度：μ c = s 密度：ρ c =2） 管程流体在（ ℃ ）下的物性数据： 潜热： rb=330 kJ/kg 液相热导率：λ b =(m K) 液相粘度：μ b = s 液相密度：ρ b =460kg/m3 液相定比压热容： Cpb= kJ/kg K 表面张力：σ b＝ 气相粘 度：μ v = s 气相密度：ρ v =28kg/m3 蒸气压曲线斜率（Δ t/Δ P） = m2 K/kg . 估算设备尺寸 热流量： 丙烯 —— 丙烷精馏装置设计任务书 19 = Mw V’ rb 1000/3600= 2633400w 传热温差： =℃ 假设传热系数： K=850W/( m2 K) 估算传热面积 Ap = m2 拟用传热管规格为：Ф 25 2mm,管长 L=3m 则传热管数： =271 若将传热管 按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1 b=2a+1 得： a=9 b=19 管心距： t=32mm 则 壳径： =638m 取 D = 取 管程进口直径： Di= 管程出口直径： Do= . 传热系数的校核 ．显热段传热系数 K 假设传热管出口汽化率 Xe= 则循环气量： =1) 计算显热段管内传热膜系数 α i 传热管内质量流速： di=252 2=21mm = ( m2• s) 雷诺数： = 10000 普朗特数： = 显热段传热管内表面系数： = ( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算 α o 蒸气冷凝的质量流量： = 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： = kg/(m• s) ccbbR DDQ  mtmRtKQ0)3~2()1( dbtD S ebt xDW0)3~2()1( dbtD S LdAN pT 00sWG tTi Nds 20 40sWG tb bPbrCP crQmTNdmM0M4Re丙烯 —— 丙烷精馏装置设计任务书 20 = 管外冷凝表面传热系数： = (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧： Ri= m2• K/w 冷凝侧： Ro=• K/w 管壁热阻： Rw= m2• K/w 4） 显热段传热系数 =( m2• K) . 蒸发段传热系数 KE 计算 1)传热管内釜液的质量流量： Gh=3600 G = kg/( m2• h) Lockhutmartinel 参数： Xe= 时： 在 X=Xe 的情况下 = 则 1/Xtt= 再查图 3－ 29， α E= X= Xe= 时 = 查设计书 P96 图 3－ 29 得： α ’ = 2）泡核沸腾压抑因数： α =(α E+α ’ )/2= 泡核沸腾表面传热系数 : =( m2• K) 3）单独存在 为基准的对流表面传热系数 ： = ( m2• K) 沸腾表面传热系数： KE 对流沸腾因子 ： = 两相对流表面传热系数 : = ( m2• K) 0000 11 OmwiiiiL RddRddRddK   dPrA dQPd ivbbbP iribnb    PxRd ribi e   XF tttp 1  itptp F       bvvbxxX tt        vbbvxxX tt    322/3/13/1 gReooM4Re丙烯 —— 丙烷精馏装置设计任务书 21 沸腾传热膜系数： = w/( m2• K) = w/( m2• K) = LBC == LCD =L LBC = ．传热系数 = 实际需要传热面积： = ．传热面积裕度： = 54%30% 所以，传热面积裕度合适，满足要求 . 循环流量校核 ．循环系统推动力： 1）当 X=Xe/3= 时 = 两相流的液相分率： = 两相流平均密度： = 2）当 X=Xe= 时 = 两相流的液相分率： = 两相流平均密度： = 根据课程设计 表 3－ 19 得： L=, 则循环系统的推动力： = ．循环阻力⊿ Pf： 1）管程进出口阻力△ P1 进口管内质量流速： =(m2 s) nbtPV a    om owi oiiv oE Rod dRddRddK 11tLP w LmLTissBCWCtKNdptptLL    LLKLKK CDEBcLC tKA mCC Q   AAA CCPH        vbbvxxX tt  1212  XX XR tttt ttL       vbbvxxX tt 39。  121239。  XX XR tttt ttL  RR LbLvtp   139。 _  RR LbLvtp   1_ iiDWGgl tptpbCDD LP     _丙烯 —— 丙烷精馏装置设计任务书。