(毕业论文)化工原理课程设计

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化工原理课程设计
设计题目:业:级:号:学生姓名:指导教师:
甲苯混合液浮阀塔设计过程装备与控制工程

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20130701

板式塔设计任务书
1、年处理量:苯-甲苯混合液8/小时;
2、泡点进料,进料苯含量为41%(质量分率,下同)3、塔顶苯含量不低于96%;塔底苯含量不高于4%
4、塔顶压力4Kpa(表压);单板压降≤0.7Kpa;常压操作(101.325kpa5、回流比R/Rmin:自取
一、设计题目-甲苯混合液浮阀精馏塔设计二、设计条件
三、设计任务
完成精馏塔工艺设计,运用最优化方法确定最佳操作参数;精馏设备设计,有关附属设备的设计和选用;绘制生产工艺流程图,塔板结构简图和塔板负荷性能图;编制设计说明书。
1、设计方案的确定及工艺流程的说明;2、精馏塔的物料衡算;3、塔板数的确定;
4、精馏塔的工艺条件及有关的物性数据的计算。5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算;6、塔板主要工艺尺寸的计算;7、塔板流体力学的验算;8、塔板负荷性能图;9、精馏塔接管尺寸计算;
10、塔顶冷凝器、塔底再沸器选型计算;11、绘制生产工艺流程图;12、绘制塔板结构简图;13、绘制精馏塔设计条件图;
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14、对设计过程的评述和有关问题的讨论;
四、设计要求
1、设计步骤详细清楚,每项设计结束后列出计算结果明细表;2、选用的计算公式、图表、数据正确并注明来源,符号和单位要统一。3、要求能用计算机软件来辅助设计及绘图。4、设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
五、设计时间:两周
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化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先
修课程(《物理化学》《化工制图》等)所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学,是理论联系实际的桥梁,在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计,要求更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及方法,锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力,问题分析能力,思考问题能力,计算能力等。
精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作,在化工,炼油,石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下(有时加质量剂),使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分的挥发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特殊的物系还可采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计,即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其分离。




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目录
1、设计方案的确定与说明......................................................7
1.1-甲苯物性..........................................................71.2操作条件的确定.......................................................71.2.1操作压力.........................................................71.2.2进料状态.........................................................81.2.3加热方式.........................................................81.2.4冷却剂与出口温度.................................................81.2.5热能的利用.......................................................91.3确定设计方案的原则...................................................91.3.1满足工艺和操作的要求.............................................91.3.2满足经济上的要求................................................101.4本设计方案的流程和概述..............................................102、塔板的工艺设计...........................................................11
2.1塔物料衡算..........................................................112.1.1原料液及塔顶、塔顶产品摩尔分率的计算............................112.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量............................112.1.3物料衡算........................................................112.2塔板数的确定........................................................122.2.1挥发度的确定....................................................122.2.2回流比R的求取..................................................122.2.3实际板数的求取..................................................12
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性的计算....................................132.3.1操作压力计算....................................................132.3.2操作温度的计算..................................................142.3.3平均摩尔质量的计算..............................................142.3.4平均密度的计算..................................................142.3.5液体的平均表面张力的计算........................................152.3.6液体平均粘度计算................................................16
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算............................................162.4.1塔径的计算......................................................162.4.2精馏塔有效高度的计算............................................172.5塔板工艺结构尺寸的计算..............................................172.5.1溢流装置计算....................................................17
2.5.2浮阀数目、浮阀排列及塔板布置....................................192.6塔板流体力学验算....................................................202.6.1计算气相通过浮阀塔板的压降......................................202.6.2液泛............................................................222.6.3计算雾沫夹带量..................................................23
2.7精馏段塔板负荷性能图................................................242.7.1雾沫夹带上限线..................................................242.7.2液泛线..........................................................252.7.3液相负荷上限线..................................................27

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2.7.4气体负荷下限线(漏液线)..................................................................................272.7.5液相负荷下限线......................................................................................................27
2.8浮阀塔设计结果汇总..................................................293、附属设备及主要附件的选型计算.............................................30
3.1接管尺寸计算........................................................303.1.1进料管..........................................................303.1.2回流管..........................................................303.1.3塔底出料管......................................................303.1.4塔顶蒸汽出料管..................................................303.1.5塔底进气管......................................................323.1.6筒体和封头......................................................313.1.7除沫器..........................................................313.1.8裙座............................................................333.1.9人孔............................................................33
3.2塔总体高度的设计....................................................343.2.1塔的顶部空间高度................................................343.2.2塔的底部空间高度................................................343.2.3塔立体高度..............................................................................................................34
3.3冷凝器的设计........................................................343.3.1确定物性参数....................................................343.3.2计算总传热系数..................................................343.3.3工艺结构尺寸计算................................................343.3.4换热器核算......................................................343.3.5计算总传热系数..................................................343.3.6工艺结构尺寸计算................................................343.4再沸器的设计........................................................403.4.1前期数据准备....................................................343.4.2估计设备尺寸....................................................343.4.2传热系数的校核..................................................343.4.3换热器核算......................................................343.4.4计算总传热系数..................................................343.4.5工艺结构尺寸计算................................................34设计小结....................................................................43参考文献.....................................................错误!未定义书签。


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1、设计方案的确定与说明
1.1-甲苯物性
苯的沸点为80.1℃,熔点为5.5℃,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体,易挥发。苯比水密度低,密度为0.88g/ml,但其分子质量比水重。苯难溶于水,1升水中最多溶解1.7g苯;但苯是一种良好的有机溶剂,溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单,最重要的芳烃化合物之一。在空气中,甲苯只能不完全燃烧,火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95℃,沸点为111℃。甲苯带有一种特殊的芳香味(与苯的气味类似),在常温常压下是一种无色透明,清澈如水的液体,密度为0.866/厘米3,对光有很强的折射作用(折射率:1,4961。甲苯几乎不溶于水(0.52g/l,但可以和二硫化碳,酒精,乙醚以任意比例混溶,在氯仿,丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6mPas,也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940kJ/kg闪点为4℃,燃点为535℃。分离苯和甲苯,可以利用二者沸点的不同,采用塔式设备改变其温度,使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型,可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
1.2操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。面结合课程设计的需要,对某些问题作些阐述。1.2.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时,必须根据所处理物料的性质,兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如,采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料,但压力降低将导致塔径增加,同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料,则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时,一般是在稍高于大气压下操作。
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但在塔径相同的情况下,适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因,则在于提高平衡温度后,便于利用蒸汽冷凝时的热量,或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝,从而减少蒸馏的能量消耗。1.2.2进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种,但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中,主要是由于此时塔的操作比较容易控制,不致受季节气温的影响。此外,在泡点进料时,精馏段与提馏段的塔径相同,为设计和制造上提供了方便。1.2.3加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水,而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(酒精与水的混合液,便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是:可以利用压力较低的蒸汽加热;在釜内只须安装鼓泡管,不须安置庞大的传热面。这样,可节省一些操作费用和设备费用。然而,直接蒸汽加热,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液,当残液的浓度稀薄时,溶液的相对挥发度很大,容易分离,故所增加的塔板数并不多,此时采用直接蒸汽加热是合适的。
值得提及的是,采用直接蒸汽加热时,加热蒸汽的压力要高于釜中的压力,以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液,一般采用0.4~0.7KPa(表压)
饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系,其温度可通过压力调节。同时,饱和水蒸汽的冷凝潜热较大,价格较低廉,因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180℃时,应考虑采用其它的加热剂,如烟道气或热油。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时,选用较高的蒸汽压力,可以提高传热温度差,从而提高传热效率,但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾,温度差过大,形成膜状沸腾,反而对传热不利。1.2.4冷却剂与出口温度
冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低,可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂,是最经济的。水的入口温度由气

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温决定,出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些,冷却剂的消耗可以减少,但同时温度差较小,传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定,但一般不宜超过50℃,否则溶于水中的无机盐将析出,生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。1.2.5热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程,耗能较多,如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。
选取适宜的回流比,使过程处于最佳条件下进行,可使能耗降至最低。与此同时,合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。
若不计进料、馏出液和釜液间的焓差,塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量,其数量是相当可观的。然而,在大多数情况,这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料,塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料,可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。
此外,通过蒸馏系统的合理设置,也可以取得节能的效果。例如,采用中间再沸器和中间冷凝器的流程,可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器,可以利用温度比塔底低的热源,而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热
1.3确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下,尽量采用科学技术上的最新成就,使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求,符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此,必须具体考虑如下几点:1.3.1满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备,首先必须保证产品达到任务规定的要求,而且质量要稳定,这就要求各流体流量和压头稳定,入塔料液的温度和状态稳定,从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性,各处流量应能在一定范围内进行调节,必要时传热量也可进行调整。因此,在必要的位置上要装置调节阀门,在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时,应考虑到生产上的可能波动。再其次,要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强

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计,流量计等及其装置的位置,以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常,从而帮助找出不正常的原因,以便采取相应措施。1.3.2满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗,减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热,就能节约很多生蒸汽和冷却水,也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低,一方面影响到冷却水用量,另方面也影响到所需传热面积的大小,即对操作费和设备费都有影响。同样,回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
降低生产成本是各部门的经常性任务,因此在设计时,是否合理利用热能,采用哪种加热方式,以及回流比和其他操作参数是否选得合适等,均要作全面考虑,力求总费用尽可能低一些。而且,应结合具体条件,选择最佳方案。例如,在缺水地区,冷却水的节省就很重要;在水源充足及电力充沛、价廉地区,冷却水出口温度就可选低一些,以节省传热面积。1.3.3保证安全生产
例如酒精属易燃物料,不能让其蒸汽弥漫车间,也不能使用容易发生火花的设备。又如,塔是指定在常压下操作的,塔内压力过大或塔骤冷而产生真空,都会使塔受到破坏,因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中,对第一个原则应作较多的考虑,对第二个原则只作定性的考虑,而对第三个原则只要求作一般的考虑。
1.4本设计方案的流程和概述
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究,已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中,塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及三废处理和环境保护等各个方面,都有非常重大的影响。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下,各组分的饱和蒸汽压不同这一性质,使液相中的轻组分转移到汽相中,汽相中的重组分转移到液相中,从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。拟设计一台年处理苯-甲苯混合液3.0万吨(开工率300/的浮阀精馏塔,要求塔顶馏出液中苯含量不低于98%

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塔底釜液中含苯量不高于2%先设计苯-甲苯混合液经预热器加热后,用泵送入精馏塔;塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流,其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽;塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见附图1。操作压力为常压101.3kPa,采取泡点进料。(流程图见附图)
2、塔板的工艺设计
2.1塔物料衡算
2.1.1原料液及塔顶、塔顶产品摩尔分率的计算
苯的摩尔质量:MA78kg/kmol甲苯的摩尔质量:MB92kg/kmol
x41/78
F41/7859/920.45
x0.96/78
D
0.96/780.04/92
0.97

x0.04/78
W
0.04/780.98/92
0.046
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.45×78+(1-0.45×92=85.70kg/kmolMD=0.97×78+(1-0.97×92=78.42kg/kmolMW=0.046×78+(1-0.046×92=91.36kg/kmol
2.1.3物料衡算
原料液的处理量F
8103
85.70
93.35kmol/h总物料衡算FDW93.35kmol/h苯物料衡算F×0.45=0.97D+0.046W
联立得D40.82kmol/hW52.53kmol/h
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2.2塔板数的确定

2.2.1挥发度的确定
苯的沸点为80.1甲苯的沸点为110.6
当温度为80.1℃时:P°6.0231206.35
A80.1220.242.006
P1343.94
B°6.07880.1219.58
1.593
解得PA°=101.39kPaPB°=39.17kPa
当温度为110.6℃时:㏒P°=6.023-1206.3
A80.1220.24
2.337
P1343.94
B°=6.078110.6219.582.008
解得PA°138.23kPaPB°101.86kPa
则有a1101.39/39.172.588a2238.23/101.862.339
aa1a22.5882.3392.46
2.2.2回流比R的求取
由于是饱和液体进料得q=1q线为一直线,故xq=xF=0.45
yaxqq
1a1x
2.460.44
11.460.440.67
q
最小回流比为RxDyq0.980.66
min
yqx
q
0.660.44
1.36
取回流比为最小回流比的1.5R1.5Rmin2.04操作线方程的确定L=RD=2.04×40.82=83.27kmol/hV=(1+RD=3.04×40.82=124.09kmol/h
L=LqF=176.62kmol/hV=V=124.09kmol/h即精馏段操作线方程yR
n1
R1xxnDR1
0.67xn0.32提馏段操作线方程yLm1
V
xm
WxV
W
1.42xm0.01912

气液相平衡公式y
yax
x
2.461.46y1(a1x
理论塔板数的确定
0.970.92929680.94262890.86977500.90274090.79049960.84963470.69668840.78678120.60000120.72200080.51355000.66408400.44556320.61369970.39239150.53819590.32145800.43747040.24019770.32208070.16186810.21085390.09797350.12012230.05257860.05566170.0233998

理论板(不包括再沸器)=14

进料板
再沸器
2.2.3实际板数的求取
由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知xw0.046对应的温度为塔底温度,查得为tW110.6℃。
1211t220.8
由它们的安托因方程[2]
13450
甲苯:logpB6.08
t219.5
0
苯:logPA6.031
0
ppB
xD00.970
PAPB
假设一个泡点t,代入上式检验,可知只有tD80.24℃时,算出的xD0.97tD80.24t80.24110.6
/295.42℃。由经验式[3]ET0.49(0.245

式中,μ—相对挥发度;
—加料液体的平均粘度;
及μ为塔顶及塔底平均温度时的数值。

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95.42℃苯的粘度:0.268厘泊。甲苯的粘度:0.276厘泊。
0.2680.276
加料液体的平均粘度:0.272厘泊
2
ET0.49(0.2722.460.2450.547
实际精馏段板数N=
N611ET0.547N815ET0.547
实际提馏段板数N=
实际板数=11+15=26
进料位置为第7块板
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
2.3.1操作压力计算
塔顶操作压力:PDP0P101.34105.3kPa每层塔板压降:P0.7kPa
进料板操作压力:PF105.30.71114.4kPa
精馏段平均压力:Pm(PDPF/2(105.3114.4/2109.85kPa塔底压力:Pw105.30.728124.9kPa

塔底平均压力:Pm(105.3124.9/2115.1kPa2.3.2操作温度的计算
塔顶由查手册经内插法可得:塔顶温度tD80.24进料温度tf94.09塔底温度tW109.9
精馏段平均温度:tm(80.2494.09/287.17

提馏段平均温度:tm(94.09109.9/21022.3.3平均摩尔质量的计算塔顶:xDy10.97x1=0.929
MVDM0.9778(10.979278.42kg/kmol
MLDM0.92978(10.9299278.994kg/kmol

14

进料板:Yf=0.62Xf=0.45
MVFM0.627810.629282.70kg/kmol
MLFM0.4578(10.459285.76kg/kmol
精馏段:MVM(78.4282.70/280.56kg/kmolMLM(78.9985.76/282.375kg/kmol
塔底:MVWM0.055778(10.05579291.220kg/kmol
MLWM0.023478(10.02349291.672kg/kmol
提馏段:MVMMLM
(91.22082.70/286.96kg/kmol

(85.7691.90/291.672kg/kmol
2.3.4平均密度的计算精馏段:
(1气相平均密度Vm计算
理想气体状态方程计算,即
精馏段气相密度:

VM

PM1Mvm1109.8580.56
2.954kg/m3
RTml8.314(87.17273.15
vm2

(2液相平均密度Lm计算
Pm2Mvm2115.186.96
3.209kg/m3
RTm28.314(102.05273.15

由式1iAB求相应的液相密度。
LmiLALB
tD=80.24℃时,用内插法求得下列数据
A814.73kg/m3B810.10kg/m3
LDM
13
814.54kg/m0.960.04
814.73810.10
aAD
0.9678
0.953
0.9678(10.9692
15

对于进料板:tF94.09℃时用内插法求得下列数据A799.15kg/m3B795kg/m3
aAF
0.4178
0.37
0.41780.5992
LFM
1
796.70kg/m3
0.41/799.150.59/795
对于塔底:tw109.9
A780.2kg/m3B780.15kg/m3
aAW
0.0478
0.034
0.04780.96892
1
780.15kg/m3
0.04/780.20.96/780.15
LWM
lm1精馏段平均密度:lm2
提馏段平均密度:
814.54796.70
805.62kg/m3
2796.70780.15
788.43kg/m3
2
2.3.5液体的平均表面张力的计算
td80.24A21.73mN/mB21.65mN/m
LDM0.9621.7321.650.0421.25mN/m
进料位置tF94.09℃时A19.51mN/mB20.25mN/m
LFM0.4119.510.5920.2519.95mN/m
LM(21.2519.95/220.60mN/m精馏段液相平均表面张力:
LM219.06mN/m同理提馏段的平均表面张力:2.3.6液体平均粘度计算
塔顶tD80.24℃查手册得A0.310mPasB0.312mPas
LDM0.310mPasLDM0.96lg0.310+0.04lg0.312lg
16

进料tF94.09查手册得:A0.295mPasB0.247mPas
LFM0.286mPasLFM=0.41lg0.295+0.59lg0.247可得:
lm(0.3100.289/20.298mPas精馏段液相平均粘度为:
塔底tw109.9查手册:A0.245mPasB0.247mPas
LWM0.247mPasLWM=0.04lg0.245+0.96lg0.247可得:同理可求提馏段的液相平均密度:lm0.266mPas
2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.4.1塔径的计算
精馏段的气、相体积流量为:VS1VMVm1124.0980.56
36000.940m3/svm136002.954
LLM183.27S1
LM360082.3750.00237m3/s
LM13600805.6
同理可求提馏段的V3S20.934m/sLS20.00552m3/s
uVmaxC
L(由式CCL
20(
V

20
0.2
C20由手册查图的横坐标为F1/2
LV
LhV(L1/20.00237805.62.940(2.954
0.042
hV0取板间距HT=0.45m板上液层高度H1=0.06m查图可知C20=0.084可得C=0.084(
20.59820
1/2
0.0852max0.085(806.622.954/2.9541.401m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为
0.7max0.71.4010.981m/s
17

塔径D=
40.94
0.110m
3.140.981
按标准塔径圆整后D=1.2m
19.0631/2
同理可得提馏段塔径C0.084(0.082
20
max0.082(788.433.209/3.2091.28m/s
max0.71.280.896m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为塔径D=
40.934
1.15m
3.140.896
,'
按标准塔径圆整后D=1.2m塔截面积At0.785D1.1304m22.4.2精馏塔有效高度的计算
精馏段的有效高度为ZN1HT1110.454.5m
N1HT(1510.456.3m提馏段的有效高度为为Z
2
在进料板上方开一人孔,气高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为:ZZZ0.84.56.30.811.6m
2.5溢流装置计算
因塔径D=1.0可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰,不设进口堰。各项计算如下:1)溢流堰长lw
取堰长lw0.66D,即lw0.661.00.789m2)溢流堰堰高hw
hwhLhow
查图得,取E=1.0,则精馏段:hOW
Lh2/336000.002372/3
2.8410E(2.841031(0.0139m
lW0.789
3
取板液层高度hL60mm

18

hWhLhOW0.060.01390.0461m提馏段:
hOW2.84103E(
Lh2/336000.005522/3
2.841031(0.0244mlW0.789
hW2hLhOW0.060.02440.0356m

3)降液管的宽度Wd和降液管的面积Af
AfWdlw
0.66,查图得0.124,0.0722DDAt
1.20.1488mWd0.124D0.124
Af0.0722Af0.07221.13040.0816m
计算液体在降液管中停留时间精馏段:1
3600AfHT
Lh1

AfHTLS1

36000.08160.45
15.49s5s故降液管设
0.02373600
计合理。提馏段:2
3600AfHT
Lh2

AfHTLS2

36000.08160.45
6.652s5s故将液管
0.005523600
设计合理。
4)降液管底隙高度h0
取液体通过降液管底隙的流速u'00.11m/s依式156计算降液管底隙高度h0,即:
LS10.002373600
0.0273m精馏段:h010.7890.113600lw0提馏段:h02
LS20.005523600
0.0636m0.7890.113600lw0
因为h0不小于18mm,故降液管底隙高度设计合理
'
选用凹形受液盘,深度hW50mm
19

2.5.2浮阀数目、浮阀排列及塔板布置
(1塔板的分块
本设计塔径为D=1.2m,因800mmD,故塔板采用分块式。由文献(一)查表得,塔板分为3块。(2边缘区宽度确定
WsWs0.065mWc0.035m(3开孔区面积计算Aa2(xr2x2
x
r2sin1180r

其中:

D1.0xWdWs0.14880.0650.3862m
22D1.2rWc0.0350.565m
22
3.140.56520.338622210.799m2Aa20.38620.5650.3862sin1800.565
(4浮阀数计算及其排列
精馏段:预先选取阀孔动能因子F10,F0=u0v可求阀孔气速uu0
F0
v

102.945
5.82m/s
Vs4d0u0
2
每层塔板上浮阀个数为N


0.944
(0.03925.82

136
浮阀的排列,考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积,阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按t75mmt'65mm的等腰三角形叉排方式排列,则设计条件下的阀孔气速为:

VS0.94
05.789m/s22
(/4(d0N1360.785(0.039
阀孔动能因数为
F00V5.7892.9549.9500
所以阀孔动能因子变化不大,仍在9~12的合理范围内,故此阀孔实排数适用。

20

d020.0392
A0/ATN(136(1000014.3600
D1.2
此开孔率在5%~15%范围内,符合要求。所以这样开孔是合理的提馏段预先选取阀孔动能因子F10,F0=u0v可求阀孔气速uu0
F0
v

103.209
5.582m/s
Vs4d0u0
2
每层塔板上浮阀个数为N


0.9344
(0.0395.58
2

141
浮阀的排列,考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积,阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按t75mmt'65mm的等腰三角形叉排方式排列,则设计条件下的阀孔气速为
VS0.934
05.548m/s22
(/4(d0N1410.785(0.039
阀孔动能因数为
F00V

5.5483.2099.93800
所以阀孔动能因子变化不大,仍在9~12的合理范围内,故此阀孔实排数适用。
d020.0392
2A0/ATN(141(1000013.300
D1.2
此开孔率在5%~15%范围内,符合要求。所以这样开孔是合理的
2.6塔板流体力学验算
2.6.1计算气相通过浮阀塔板的压降每层塔板压降可按式hPhchlh计算。精馏段:(1计算干板压降hc由式Uc1.825
73.1
vv
可计算临界阀孔气速Uoc,即
Uoc1.825
73.1
1.825
73.1
5.802m/s2.954
21


U0U0c,可用hc5.34
U0cv
算干板静压头降,即
2gL
(5.80222.954
hc5.340.0336m
29.8805.62
2)计算塔板上含气液层压降hf
由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物,可取充气系数00.5,已知板上液层高度hL0.06,所以依式hl0hL
hl0.50.060.03m
3)计算液体表面张力所造成的压降h
由于采用浮阀塔板,克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小,所以可忽略不计。样,气流经一层,浮阀塔板的静压头降hf
hfhchlh0.03360.030.0636m
换算成单板压降Pfh805.629.8502.12Pa0.7KpafLg0.0636提馏段:(1计算干板压降hc由式Uc1.825
73.1
vv2
可计算临界阀孔气速Uoc,即
Uoc21.825
73.1
1.825
73.1
5.54m/s3.209
U0cv
算干板静压头降,即2gL
U0U0c,可用hc5.34
(5.5423.209
hc5.340.034m
29.8788.425
(2计算塔板上含气液层静压头降hf
由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物,可取充气系数00.5,已知板上液层高度hL0.06,所以依式hl0hL
hl0.50.060.03m
(3计算液体表面张力所造成的静压头降h
由于采用浮阀塔板,克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小,所以可忽略不计。
22

样,气流经一层,浮阀塔板的静压头降hf
hfhchlh0.0340.030.064m
2
换算成单板压降Pfh788.4259.8494.52Pa0.7KpafLg0.064
2
2.6.2液泛
前式Hdhfhwhdhhow(1计算气相通过一层塔板的静压头降hf已计算hf0.064m
(2计算溢流堰(外堰)高度hw前已计算hw0.0461m
(3液体通过降液管的静压头降hd
Ls
因不设进口堰,所以可用式hd0.153Lh
w0

2
式中Ls0.00237m,Lw0.789m,h00.0273m
2
0.00237hd0.1530.00185m0.7890.0273
(4塔板上液面落差h
由于浮阀塔板上液面落差h很小,所以可忽略。(5堰上液流高度how
前已求出how0.0139m

Hdhfhwhdhhow0.0640.04610.001850.01390.12295m为了防止液泛,按式:Hd(HThw,取校正系数0.5,选定板间距
(HThw0.5(0.450.04610.248mHT0.45,hw0.0461m
(HThw0.248m,符合防止液泛的要求。从而可知Hd0.12295m
(6液体在降液管内停留时间校核
应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

AfHTLS

0.08160.45
15.49s>5s
0.00237
23


可见,所夹带气体可以释出。
2.6.3计算雾沫夹带量精馏段:
1)雾沫夹带量eV
判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内,是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式:
Vs
F1
vLv
1.36LsZL
100%F1
Vs
vLv
100%
KcFAp0.78KcFAT
塔板上液体流程长度
ZLD2Wd1.220.14880.9024m
塔板上液流面积
ApAT2Af1.130420.08160.9672m2
苯和甲苯混合液可按正常物系处理,取物性系数K值,K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.127,将以上数值分别代入上式,得泛点率F1
0.940F1
2.954
1.360.002370.9024
805.622.95
100%62.1%
10.1270.9672
2.954805.622.954
F1100%50.9%
0.781.00.12711304
0.94
为避免雾沫夹带过量,对于大塔,泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可
知,其泛点率都低于80%,所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg(液)/kg(干气)要求。提馏段:1)雾沫夹带量eV
判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内,是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式:
Vs
F1
vLv
1.36LsZL
100%F1
Vs
vLv
100%
KcFAp0.78KcFAT
塔板上液体流程长度
ZLD2Wd1.220.14880.9024m
塔板上液流面积
24

ApAT2Af1.130420.08160.9672m2
苯和甲苯混合液可按正常物系处理,取物性系数K值,K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.127,将以上数值分别代入上式,得泛点率F1
0.934
F2
3.209
1.360.0055200.9024
788.4253.209
100%77.1%
10.1270.9672
3.209788.4253.209
F2100%76.0%
0.781.00.1271.1304
0.934
为避免雾沫夹带过量,对于大塔,泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可
知,其泛点率都低于80%,所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg(液)/kg(干气)要求。

2)严重漏液校核
当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液,前面已计算F010.39,可见不会发生严重漏液。
2.7精馏段塔板负荷性能图
2.7.1雾沫夹带上限线
对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构,雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值eV0.1kg(液)/kg(干气)所对应的泛点率F1(亦为上限值,利用式
Vs
F1
vLv
1.36LsZL
100%F1
Vs
vLv
100%便可作出此线。
KcFAp0.78KcFAT
由于塔径较大,所以取泛点率F180,依上式有
精馏段:
Vs
2.954
1.36Ls0.9024
805.622.954
0.8
1.00.1270.9672
整理后得0.4939Vs+9.99127Ls=0.8
0.4939Vs+9.99127Ls=0.8即为负荷性能图中的线(1此式便为雾沫夹带的上限线方程,对应一条直线。所以在操作范围内任取两个Ls值便可依式0.4939Vs+9.99127Ls=0.8算出相应的Vs。利用两点确定一条直线,

25

便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。
Ls0.0010.003
0.0050.007
Vs1.6001.5591.05191.478
Vs2
提馏段:
3.209
1.36Ls0.9024
788.4253.209
0.8
1.00.1270.9672
整理后得0.5204Vs2+9.9912Ls2=0.8
0.5204Vs2+9.9912Ls2=0.8即为负荷性能图中的线(1
此式便为雾沫夹带的上限线方程,对应一条直线。所以在操作范围内任取两个Ls值便可依式0.5204Vs2+9.9912Ls2=0.8s算出相应的Vs利用两点确定一条直线,便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。
Ls0.0010.003
0.0050.007
Vs1.0631.0300.9980.9662.7.2液泛线
由式Hd(HThwHdhfhwhdhhowhfhchlh联立。即
(HThwhfhwhdhhowhchlhhwhdhhow
vU02
式中,干板静可用hc5.34,板上液层静压头降hl0hL
2Lg
精馏段:
从式hLhwhow知,hL表示板上液层高度,how
3
Ls2.954。所以板上E1000lw
23LsElw
2
2.954层层静压头hl0hL0(hwhow0hw1000

张力所造成的静压头h和液面落差h可忽略。
LS
液体经过降液管的静压头降可用式hd0.2lh
w0
10hL(HThwhc0hLhLhdhchd

26
2


22LS3vU3600L2.954S5.340.15310hw2Lglh1000lww0
2
0
式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系
U0
VS4d0N
2


0.940
5.789m/s2
0.0391364
式中各参数已知或已计算出,即
0.5;HT0.45m;hw0.049m;00.5;v2.954kg/m3;l805.62kg/m3;N136;U0=5.789m/sh0=0.018md00.039m代入上式。
2
整理后便可得VsLs的关系,即VS24.7208701.055LS232.164LS3线Ls
VS24.7208701.055LS232.164LS
2
3

Ls0.0010.003Vs
0.0050.007
2.0951.9931.48871.765
Vs负荷性能图中绘出液泛线,图中的(2
2
用上述坐标点便可在Ls
提馏段:整理后得Vs2Ls的关系:Vs224.8441553.991Ls2233.862Ls23
Ls0.0010.0030.0050.007Vs
2.2012.0311.9531.878
27

2.7.3液相负荷上限线
为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出,液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制,其最大流量必须保证满足上述条件。
0.08160.45
液体在降液管内最短15.49s35可知,
LS0.00237
停留时间为35秒。取5s为液体在降液管中停留时间的下限,所对应的则由式
AfHT

为液体的最大流量Lsmax,即液相负荷上限,于是可得
AfHT0.08160.45AfHT
Lsmax0.00734m3/s显然由式Lsmax所得到
555
的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线,即负荷性能图中的线(32.7.4气体负荷下限线(漏液线)
对于F1型重阀,因F0<5时,会发生严重漏液,故取F05计算相应的气相流量(Vs'min精馏段;
2F5
(VSmind0N00.03921360.472m3/s
4V42.954
提馏段:(VS2min


4
d0N
2
F0
V2
5
0.03921410.470m3/s43.209
2.7.5液相负荷下限线
取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件,作出液相负荷下限线,该
线为与气相流量无关的竖直线。
33600LS2.954E0.006E1.0、代入lw的值则可求出Ls1000lw
3
3
2

min

22l0.00610000.00610000.78w3Lsmin0.000634m/s2.954E36002.95436001
上式后得
按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线,见图中的线(5.精馏段负荷性能图:
28

3.5
3
2.5
雾沫夹带上限线
2
液泛线液相负荷上限线
1.5
液相负荷下限线气相负荷下限线
1
操作线
0.5
00
0.001
0.002
0.003
0.004
0.005
0.006
0.007
0.008

提馏段负荷性能图:
3
2.5
2
雾沫夹带上限线液泛线
1.5
液相负荷上限线液相负荷下限线
1
气相负荷下限线操作线
0.5
00
0.001
0.002
0.003
0.004
0.005
0.006
0.007
0.008

从塔板负荷性能图中可看出,按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置,说明塔板设计合理。
1.因为液泛线在雾沫夹带线的上方,所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制,操作下限由漏液线控制。
2.按固定的液气比,从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=1.72m3/s1.12m3/s,气相负荷下限Vsmin0.47m3/s0.29m3/s,所以可得所以精馏段操作弹性
Vsmax1.82
3.66Vsmin0.26
Vsmax1.27
3.86提馏段操作弹性
Vsmin0.17

29


2.8浮阀塔设计结果汇总
项目各段平均压强各段平均温度平均流量
气相液相
符号PmtmVSLSNNHTZDulwhwWdhohLdotnuohPτHdVS·maxVS·min
单位kPam/sm/smmmm/smmmmmmmmmm/skPasm%m/sm/s
3333
计算数据精馏段109.8587.170.9400.002371160.454.51.20.981单溢流型弓形0.7890.04610.14880.02730.0639651365.7890.06415.490.24877.91.48
0.317.00
提留段115.11020.9340.00521580.456.31.20.896单溢流型弓形0.7890.03560.14880.06360.0639651415.5820.0646.6520.12976.01.390.307.47

备注分块式塔板

等腰三角形叉排
雾沫夹带控制漏液控制

实际塔板数理论塔板数板间距塔的有效高度
塔径空塔气速塔板液流形式
溢流管型式堰长

堰高溢流堰宽度管底与受业盘距离
板上清液层高度
孔径孔间距孔数筛孔气速塔板压降
液体在降液管中停留时间
降液管内清液层高度
泛点率气相负荷上限气相负荷下限操作弹性



30


3、附属设备及主要附件的选型计算
3.1接管尺寸计算
3.1.1进料管
进料管的结构类型很多,有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管,管径计算如下:
D
4VS
uF1.6m/slp796.70kgm3uF
8103
Vs0.00279m3/s
3600796.70
D
40.00279
47.12mm
3.14161.6
查表取573.53.1.2回流管
采用直管回流管,取uR1.6m/s

Dr
40.00237
43.44mm
3.141.6
查表取573.53.1.3塔底出料管uW1.6m/s,直管出料
dw
40.00552
66.29mm
3.141.6
查表取764
3.1.4塔顶蒸气出料管
31

直管出气,取出口气速u20m/s
D
4V1
u
40.940
0.245m245mm
3.1420
查表取27310
3.1.5塔底进气管
采用直管取气速u23m/s,则
D
4V2
u4V2
u
40.934
0.227m227mm
3.1420
D
查表取27310
3.1.6筒体和封头1)筒体
塔体材料选用16MnR、设计条件下的许用应力为:t170MPa圆筒厚度为:

筒体厚度取6mm2)封头
封头采用椭圆形封头,由公称直径DN=1200mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度h1=450mm,直边高度h0=25mm,内表面积F=3.73m2容积V=0.866m3选用封头DN1200×6J13-11543.1.7除沫器
在空塔气速较大,塔顶带液现象严重,以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的

32
2
PDi
t
0.121.2
4.98mm1700.850.12P2


情况下,设置除沫器,以减少液体夹带损失,确保气体纯度,保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器,其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。
设计气速选取:
uk'
LV
k'0.107V

0.1074
805.782.954
1.764m/s
2.954
除沫器直径D
4VS40.94
0.8239mu3.141.764
选取不锈钢除沫器类型:标准型;规格:40-100;材料:不锈钢丝网
1Cr18Ni19Ti;丝网尺寸:圆丝φ0.233.1.8裙座
塔底常用裙座支撑,裙座的结构性能好,连接处产生的局部阻力小,所以它是塔设备的主要支座形式,为了制作方便,一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm基础环内径:基础环外径:圆整
Dbj(12002160.3103932mm

Dbo(12002160.31031532mm

Dbj1000mmDbo1600mm

基础环厚度,考虑到腐蚀余量取1.2mm考虑到再沸器,裙座高度取1.8m地角螺栓直径取M22采用Q-235B3.1.9人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道,人孔的设置应便于人进出任何一
层塔板。由于设置人孔处塔间距离大,且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求,一般每隔10~20块板才设一个孔,本塔中共28块板,需设置2个人孔,每个人孔直径为450mm板间距为600mm,裙座上应开2个人孔,直径为450mm,人孔深入塔内部应与塔内壁修平,其边缘需倒棱和磨圆,人孔法兰的密封面形状及垫片用材,一般与塔的接管法兰相同,本设计也是如此。

33

3.2塔总体高度的设计3.2.1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离,取除沫器到第一块板的距离为600mm,塔顶部空间高度为1200mm
3.2.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离,釜液停留时间取5min
HB(tL's60Rv/AT(0.50.7
0.00552600.142/0.7851.13040.61.939m=(5
3.2.3塔立体高度
H1HTN5150450(2615150124500mm12.45m
HH1HHBHH12.452.21.9390.341.218.13m
3.3冷凝器设计确定流体流动空间:
冷却水走管程,饱和蒸汽走壳程,有利于蒸汽的散热和冷凝。选用192mm的碳钢管,管内流速取u0.8m/s
3.3.1确定物性参数
苯和甲苯:tD=80.5时,Vm2.81(kg/m3LDm814.7kg/m3LDm0.302(mPas
苯的导热系数:0.1259W/mK甲苯的导热系数:甲苯0.1221W/mK总的导热系数:
xx甲苯0.12590.9660.12210.0340.126W/mK甲苯苯的汽化潜热:395.2KJ/kg甲苯的汽化潜热:甲苯380.5KJ/kg总的汽化潜热:
xx甲苯395.20.966380.50.034395KJ/kg甲苯

34

冷却水入口温度t130,出口温度t240冷却水的定性温度:t
t1t2
352
水在定性温度下的993.95kg/m30.727mPas,Cp4.174KJ/(kgk,0.626W/mK3.3.2计算总传热系数
1)蒸汽的质量流量:V70.549(kmol/hMVDm78.349kg/kmolqm1VMVDm5527.4kg/h1.535kg/s热负荷:
Qqm15527.43952.183106KJ/h606.5kw2)有效平均传热温差
采用逆流传热方式,T80.580.5t4030tm,
(80.530(80.540
45.3
ln(80.530/(80.540
3)冷却水用量qm2
Q2.183106
14.5kg/sCpt24.174(4030
4)总传热系数K①管程传热系数雷诺数ReRe
du


0.0151.0993.95
20507.9100000(湍流)
0.727103
0.4
Cp0.8
0.023Red

33
0.6260.84.174100.7271020507.90.0230.0150.626
0.4

5081.04W/m2C
假设壳程的传热系数500W/m②污垢热阻
Rs2.0104m2/WRs0.8598104m2/W
35

管壁的导热系数w45W/m总传热系数:
b0.002m
d11bd1d
,壁厚RsRs
Kwdmdd
管平均直径dm(0.0190.015/20.017m,计算:
d11bd1d
RsRs
Kwdmdd

10.0020.0190.01910.0190.85981042.0104500450.0170.0155081.040.0152.638103
K379W/m5)计算传热面积
Q606.5103
S35.3m2
Ktm37945.3
'
考虑到15%的面积裕度SS'1.1540.6m23.3.3工艺结构尺寸计算
1管径和管内流速
选用192mm的碳钢管,管内流速取u0.8m/s2)管程数和传热管数
先确定其单程传热管数:ns
V

4

2du
14.5/993.95
103.2104
0.7850.01520.8
所需的传热管长度L'L'
S35.3
5.7mdns3.140.019104
可见按单程计算,传热管过长,所以采用多管程结构。取换热管长度L3m则该换热器管程数为NpL'/L1.92传热管总根数N10422083)传热管排列和分程方法

36

采用单壳程方式:为了最大增大传热系数,采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。
取管心距a1.25d1.251923.7524mm
隔板中心离其最近一排管中心的距离Sa/2618mm各程相邻管子的管心距为2S36mm
横过管束中心线的管数nc1.19N1.1920817.1184)壳体内径
采用多管程结构,取管板利用率0.7,则壳体内径为:D1.05aN/1.0524208/0.7434.4mm圆整可取D500mm5)支撑板
因为壳程为相变化,所以无需设折流板,但由于传热管较长需要设支撑板。
取圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为:h0.25500125mm
支撑板间距B0.7D350mm
支撑板数NB传热管长/支撑板间距-1=3000/350-1=8
支撑板圆缺水平装配6)接管
在壳程蒸汽入口处需安装防冲板,,以减少蒸汽对管束的直接冲击。其截面与蒸汽入口管截面积相同。其动压u22200kg/ms2,所以入口最大速
umax2200/2.8127.98m/s
壳程流体进出口接管:
取管程接管入口蒸汽速度u20m/s,则接管内径为:d
4V
u
41.535/2.81
0.187m187mm
3.1420
取标准管径为2196mm
壳程流体进出口接管:取接管内水流速为u1.5m/s,则接管内径为:
4V414.5/993.95
d0.111m111mm
u3.141.5取标准管径为1334mm3.3.4换热器核算

37

1)热量核算
①壳程对流传热系数
因为选取的为卧式壳程冷凝器,壳程为苯和甲苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器。可按蒸汽在水平管外冷凝的计算公式计算
2g3
0.725n2/3dt
1/4
假设管外壁温tw40,则tttw80.54040.5得:
395103814.729.810.1263
0.7252082/30.3021030.01940.5

1/4
646W/m2
管程对流传热系数
Cp
Re0.80.023d
2N
管路流通截面积:Sd0.7850.01521040.0184m2
42

0.4
管程流通流速:uV/S(14.5/993.95/0.01840.793m/s雷诺数:Re
du


0.0150.793993.95
1626310000
0.727103
0.4
33
0.6260.84.174100.727100.02316263得:0.0150.626
4220.6W/m2C
③总传热系数K

d11bd1d
RsRs
Kwdmdd

10.0020.0190.01910.0190.85981042.0104646450.0170.0154220.60.0152.237103
K447W/m④传热面积S
Q606.5103
S29.95m2
Ktm44745.3
38

该换热器实际传热面积Sp
SpdLN3.140.0193(2081834m2该换热器的面积裕度为:H
SpSS
100%
3429.95
13.5%
29.95
传热面积裕度适合,该换热器能够完成生产任务。2)壁温的核算
由于传热管外侧污垢热阻叫大,会使传热管壁温升高,降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期,污垢热阻较小,壳体和传热管壁温差可能较大。计算中,应按最不利条件考虑,因此,取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。
得:
Tm/tm/
tW
1/1/
式中液体的平均温度tm35C气体的平均温度Tm80.5C传热管平均壁温:
80.5/4220.635/646
tW41.1C
1/4220.61/646
与假设壁温40摄氏度相差不多,可以接受。壳体和传热管的壁温之差为:t80.541.140.4C
此温差较大,需设补偿装置,加膨胀节。3)换热器内流体流动阻力管程压降
pp1p2FtNsNp可知:Ft1.5,Ns1,Np2
Re16263,传热管相对粗糙度0.1/15=0.007,查图的摩擦系数
0.035W/m2.C
流速u0.793m/s,993.95kg/m3
Lu23993.950.7932
0.0352188Pa计算:1
d20.0152993.950.7932
3938Pa2322
u2
得:p21889381.5129378Pa

39

如果管程压力为0.04MPa(表压),则p在允许范围内。壳程压降
壳程为恒温恒压蒸汽冷凝,可忽略压降。
3.4再沸器的设计
3.4.1前期数据准备
1)设计条件
壳程管程温度/109.1143.4压力/MPa0.4
冷凝量/kg/h6477.104蒸发量/kg/h6477.1042)物性数据
管程流体143.4下的有关物性数据:汽化热rc926.4kJ/kg蒸汽导热系数c0.225W/(m.K密度c922.4kg/m3蒸汽粘度c0.886mPa.s液相定压比热容cpc1.09kJ/(kg.K气相密度2.08kg/m3壳程流体109.1℃下的有关物性数据:临界压力P4.17MPa汽化热r362.021kJ/kg蒸汽导热系数0.12W/(m.K液相密度781.2kg/m3蒸汽粘度0.019mPa.s表面张力0.0183N/m
冷凝器形式:卧式壳程冷凝器

40

气相密度3.89kg/m3液相定压比热容cp1.8kJ/(kg.K3.4.2估算设备尺寸
1、计算热流量Q
926.46477.104
Qrcq1666.8KW
3600
2、计算传热温差t
tTt143.4109.134.3C
3、假设总传热系数K900W/(m2.K,估算传热面积AP
Q1666.8103
54m2APKt90034.3
4、拟采用传热管规格192mm,管长为L3000mm,故可得总传热管
NT
AP54
NT302(根)
d0L3.140.0193
5、将传热管按正三角形排列
NT3a(a11,可得正六边形的个数a10正六边形对角线上的管子数目b2a121t1.25d0t24mm
管心距取t24mm壁厚b0.002m,故di15mm管平均直径dm(1519/217mm,计算:Db24(191432mm
1160.51160.5
(5.46m/sumax(v3.89
壳程水汽化体积流量:
Q1666.8103
1.184m3/sqvs
1000rV1000362.0213.89
Amin
qvs1.184
0.217m2umax5.46
Amin0.217m2Db432mm查课程设计书2-14可得壳程直径950mm
3.4.3传热系数的校核
1)管内表面传热系数假设入口皆为水蒸气
GL10,GV20

41

6477.104
GL2GV10.7850.01530233.7kg/(m236002
.sGL033.7
216.85kg/(m2.s
GV033.7
216.85kg/(m2.s
GeGLLGV(
16.8516.85(922.42.08
0.5
372kg/(m2.sVRe
diGe
015372

0.c
0.886103
6281
3Pr
cpcc
1.091030.88610c
0.225
4.3
由于1000Re5104,所以计算i
i5.03c
1
10.225
11
Re3Pr3
di5.03
0.015
628134.332263W/(m2.K2)沸腾状态的确定管内、外污垢热阻:
RSi0.0000686m2.K/W,RS04.299105m2.K/W,Rw0.002/46.524.299105
m2

.K/W
1doridobdK'
o
RSoidididm
19190.00006864.299105151519174.29910522637.4104m2.K/W
t'
Q1666.81037.4104
K'A54
23C
沸腾侧传热温度差t34.32311.3C
pr
p0.p49.6102查图2-20得临界温差(tc60F16Cc4.17
t(tc,核状沸腾状态。
3)管外核状沸腾表面传热系数pc4.17MPa42.52kgf/cm2
42

Q1666.8103360026540kcal/(m2.h
AP10004.18754
00.0953pc(AP0.7(1.8Pr0.174Pr1.210Pr10
0.69
Q
0.095342.520.69(265400.7[(1.89.61020.174(9.61021.210(9.6102102728W/(m2.K4)总传热系数K
1doK'ridobdoRSo1idididm0
19272815190.0000686154.29910519174.299105
1
26701.02103m2.K/WK984W/(m2.K(5传热面积裕度H
AC
1666.8103
98434.3
49.4m2传热面积裕度H
5449.4
49.4
0.093传热面积裕度适合。6)热流密度核算
A144D54
0.433
0.29
bL144根据热通量参数值,可由图2-21查出临界热流密度(Q
A
c之值。
(Q
Ac4.1104Btu/(ft2.h111201.4kcal/(m2.h129333.9W/m2
Q1666.8103A
5430866.67W/m2(Q
A
c,所以设计再沸器是适宜的。
43


本文来源:https://www.2haoxitong.net/k/doc/4ae680e5df80d4d8d15abe23482fb4daa48d1dcc.html

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