精馏塔及辅助设备设计化工单元过程及设备课程设计(编辑修改稿)

精馏塔及辅助设备设计化工单元过程及设备课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

沫层高度Hd/216。 (mm) 筛孔个数 3557 降液管液体停留时间 ι（ s） 筛孔直径（ mm） 7 底隙流速 ub（ m/s） 开孔率（ %） 气相负荷上限（ m3/h） 气相负荷下限（ m3/h） 操作弹性 第四章 再沸 器的设计 设计任务与设计条件 1．选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力： 压力降： Nphf=18010－ 3= 塔底压力 =+= 2．再沸器壳程与管程的设计 22 壳程（蒸汽） 管程 温度（ ℃ ） 100 压力（ MPa 绝压） 蒸发量： Db= q,mVs =物性数据 壳程凝液在温度（ 100℃ ）下的物性数据： 潜热： rc=热导率： λc =(m*K) 粘度： μc =*s 密度： ρc =管程流体在（ ℃ ， ）下的物性数据： 潜热： rb=液相热导率： λb =(m*K) 液相粘度： μb =*s 液相密度： ρb =460kg/m3 液相定比压热容： Cpb= (kg*k) 液相表面张力： ζ=气相粘度 ： μv =*s 气相密度 ： ρv =28kg/m3 蒸气压曲线斜率（ Δt/ΔP） = m2 K/kg 估算设备尺寸 热流量： =*278182= 2500911w ccbbR VDQ   23 估算传热温差： == 假设传热系数： K=900W/( m2 K) 估算传热面积 Ap = m2 拟用传热管规格为 ： Ф38,管长 L=4000mm 则传热管数： =120 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1。 b=2a+1 得： a==8,b=17 管心距：查《课程设计》 P50 表 37 得： t= 则 壳径： = 取 D= 900mm L/D=（在 4~6 之间，合适） 取 管程进口直径： Di= 管程出口直径： Do= 传热系数的校核 1．显热段传热系数 K 假设传热管出口汽化率 Xe=（对于丙烯－丙烷取 左右） 则循环气量： =（ 1）计算显热段管内传热膜系数 hi 传热管内质量流速： di=382=33mm =***120= =( m2• s)=雷诺数： = *（ *） =10000 bm tTt mRtKQLdAN pT 00)3~2()1( dbtD S ebt xDW0sWG tTi Nds 20 40sWG tbiGdRe 24 普朗特数： =460*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 ho 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： =(**120)= kg/(m• s) = 管外冷凝表 面传热系数： = w/ (m2 K) （ 3）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧： Ri= w/m2• K 冷凝侧： Ro=• K 管壁热阻： Rw= w/m2• K （ 4）显热段传热系数 =( m2• K) bbPbCPrniii dh  crQmTNdmM03102 8 0 5 0  M3/13/123323/13/1 )())((322/    gRh eoo) 9 5 010 0 0 0 380 0 0 0 5 33380 0 0 1 7 5 5 438/(1110000hRddRddRdhdKOmwiiiiL 25 2. 蒸发段传热系数 KE 计算 传热管 内的质量流量： Gh=3600 G =3600*=1635912 kg/( m2• h) Lockhutmartinel 参数： Xe= 时：在 X=Xe 的情况下 = 则 1/Xtt= 再查《课程设计》 P71 图 3－ 29，得 αE= X= Xe=*= 时 = 查《课程设计》 P71 图 3－ 29 得： α’= (1)泡核沸腾压抑因数： α=(αE+α’)/2=（ +） /2= (2)泡核沸腾表面传热系数 : )* *101324()128460()*** *2500911( * =( 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    dPrA dQPdh ivbbbPiribnb        bvvbxxX tt        vbbvxxX tt   )]0 7 (2 1 4 4 0 9[0 3 0 0 * 2 0 2 1  PxRdh ribi e 26 对流沸腾因子 ： = 两相对流表面传热系数 : =* ( m2• K) 沸腾传热膜系数： =+* = w/( m2• K) = w/( m2• K) ＝ 显热段 LBC == 蒸发段 LCD =L LBC = 4．传热系数 =（ *+*） /4= w/( m2• K) 实际需要传热面积： = 5．传热面积裕度： = %30%   )4 3 ( 1  XF tttphFh itptp nbtPV ahhh   3338/111hddRddRdhdKomowioiivoE Ro . 1 40 . 0 0 0 0 2 6 60 . 0 0 0 0 2 6 6tLP w LmLTissBCWCtKNdptptLL  LLKLKK CDEBcLC tKA mCC Q   )(  AAA CCPH 27 所以，传热面积裕度合适，满足要求 循环流量校核 1．循环系统推动力 PD ： 1）当 X=Xe/3= 时 = 两相流的液相分率： = 两相流平均密度： =28*（ ） +460* = 2）当 X=Xe= = 两相流的液相分率： 两相流的液相分率： = 两相流平均密度： =28*（ ） +460* = 根据《课程设计》 P72 表 3－ 19 得： L=, 则循环系统的推动力 PD ：        vbbvxxX tt   ) 2121   XX XR tttt ttL       vbbvxxX tt 39。   ) 39。 2121   XX XR tttt ttL  RR LbLvtp   139。 _  RR LbLvtp   1_gL tptpbCDD LP     _ 28 = [*()*]* = 2．循环阻力 △ Pf： ① 管程进出口阻力 △ P1 进口管内质量流速： =(m2s) 釜液进口管内流动雷诺数： = 进口管内流体流动摩擦系数： = 进口管长度与局部阻力当量长度： = 管程进出口阻力 : = 460*2 2= ② 传热管显热段阻力 △ P2 釜 液在传热管内的质量流速 (m2s) 釜液在传热管内流动的雷诺数 传热管内流体流动摩擦系数 = 传热管显热段阻力 △ P2 = 8 8 2  ii DWG0 8  bi GD iei R)19 (34 )02 (2 iiDDLbiii GDLP  2 21 * *  bi GD  eR4602 222  biBC GdLP  22 Tii NdWG 29 ③ 传热管蒸发段阻力 △ P3 a 气相流动阻力 △ Pv3 釜液总质量流速 G=(m2s) 取 X=2/3Xe= 则 气相质量流速 =(m2s) 气相雷诺数 = 气相摩擦系数 = 气相流动阻力 △ Pv3 b 液相流动阻力 △ PL3 液相质量流速 GL=GGv==(m2s) 液相雷诺数 = 液相摩擦系数 = 液相流动阻力 △ Pv3 = 传热管蒸发段阻力 △ P3 = ② 管内动能变化产生阻力 △ P4 釜液总质量流速 G=(m2s)  xGG V  V ViV Gd  VeV RpaGdLPVViCDVV 223    b LiL Gd  LeL R4602 223  bLiCDLL GdLP 41 / 41 / 441 / 4L1 / 4V3 )2 0 . 6 8 84 ( )P P(P 33  30 动量变化引起的阻力系数 : 管内动能变化产生阻力 △ P4 =**⑤ 管程出口段阻力 △ P5 a 气相流动阻力 △ Pv5 气液总质量流速 G = (m2s) 气相质量流速 VG =(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： 气相雷诺数 =3300000 气相摩擦系数 = 气相流动阻力 △ Pv5 = b 液相流动阻力 △ PL5 液相质量流速 = kg/(m2s) 液相雷诺数。