精馏塔再沸器工艺
设计
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精馏塔再沸器工艺设计
目录
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
气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载
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
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图
128.带控制点的工艺
流程图
破产流程图 免费下载数据库流程图下载数据库流程图下载研究框架流程图下载流程图下载word
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
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