化工原理設(shè)計(jì) 丙烯 塔頂 篩板 1.2 80

1、前言 本設(shè)計(jì)說明書包括概述、流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計(jì)和控制方案共七章。 說明中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了正確的說明。 鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄第一章 概述1第二章 流程簡(jiǎn)介3第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)5第四章 再沸器的設(shè)計(jì)19第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)26第六章 管路設(shè)計(jì)34第七章 控制方案35設(shè)計(jì)心得及總結(jié) 36附件一 C程序 138附件二 matlab程序250附錄一 主要符號(hào)說明51附錄二 參考文獻(xiàn)54第一章 概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要

2、包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1 精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡(jiǎn)單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。2 再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化

3、后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn)：循環(huán)推動(dòng)力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。3 冷凝器 （設(shè)計(jì)從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第二章 方案流程簡(jiǎn)介1 精餾裝置流程 精餾就是通過多級(jí)蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合

4、接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如下： 原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2 工藝流程1） 物料的儲(chǔ)存和運(yùn)

5、輸 精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。2） 必要的檢測(cè)手段 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)維修。3） 調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。3 設(shè)備選用 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。4 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 80kmol/h產(chǎn)品質(zhì)

6、量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì) 第一節(jié) 設(shè)計(jì)條件1 工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙稀含量xf65（摩爾百分?jǐn)?shù)）塔頂丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 xw2，總板效率為0.6。 2操作條件：1）塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓）2）加熱劑及加熱方法：加熱劑水蒸氣 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2 3塔板形式：篩板 4處理量：qnfh=80kmol/h 5安裝地點(diǎn)：大連 6塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂 第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算一 物料衡算1換算將摩爾百分?jǐn)?shù)換算成質(zhì)量百分?jǐn)?shù)：W=XMA/XMA

7、+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 將摩爾流量換算成質(zhì)量流量：進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量：（MA為丙稀摩爾質(zhì)量 MB為丙烷摩爾質(zhì)量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol進(jìn)料狀態(tài)下的質(zhì)量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.948kg/s精餾段1.00000.98290.01700.99000.0100256.48761.00720.58891.7103精餾段2.00000.97320.02670.98420.0158256.66481.01130.59161.7095精餾段3.00000.9602

8、0.03970.97640.0236256.90331.01690.59521.7084精餾段4.00000.94270.05720.96570.0343257.22111.02440.60011.7070精餾段5.00000.91990.08000.95150.0485257.63831.03430.60661.7051精餾段6.00000.89090.10900.93290.0671258.17511.04720.61501.7027精餾段7.00000.85480.14510.90920.0908258.84741.06360.62581.6997精餾段8.00000.81190.188

9、00.87990.1201259.66151.08370.63901.6961精餾段9.00000.76300.23690.84490.1551260.60821.10740.65451.6919精餾段10.00000.70990.29000.80510.1949261.65901.13410.67211.6873精餾段11.00000.65520.34470.76180.2382262.76731.16270.69101.6825精餾段12.00000.60180.39810.71720.2828263.87621.19180.71031.6778提餾段13.00000.53840.4615

10、0.66110.3389265.23001.22790.73431.6721提餾段14.00000.46490.53500.59140.4086266.84741.27210.76381.6654提餾段15.00000.38620.61370.51060.4894268.64241.32220.79741.6581提餾段16.00000.30860.69130.42420.5758270.48191.37480.83281.6508提餾段17.00000.23770.76220.33890.6611272.22271.42580.86731.6440提餾段18.00000.17740.8225

11、0.26110.7389273.75301.47160.89841.6381提餾段19.00000.12910.87080.19490.8051275.01551.51000.92451.6332提餾段20.00000.09200.90790.14180.8582276.00461.54040.94531.6295提餾段21.00000.06460.93530.10110.8989276.74941.56360.96121.6267提餾段22.00000.04490.95500.07100.9290277.29411.58050.97281.6247提餾段23.00000.03100.9689

12、0.04930.9507277.68451.59270.98121.6233提餾段24.00000.02120.97870.03400.9660277.96061.60130.98711.6223提餾段25.00000.01450.98540.02330.9767278.15451.60720.99121.6216提餾段26.00000.00990.99000.01590.9841278.29021.61130.99401.62112求質(zhì)量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.600kg/s ; qmws= 0.33

13、25kg/s 塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =RD; V =(R+1)D;2）提餾段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 熱量衡算1）再沸器熱流量：QR=Vr 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三節(jié) 塔板數(shù)的計(jì)算利用程序進(jìn)行迭代計(jì)算：流程圖如下：1泡點(diǎn)計(jì)算：泡點(diǎn)初值To總壓PAntoinec常數(shù)outputy-1p0A p0BKA KB2塔板數(shù)計(jì)算：假設(shè)初值Tto、Tbo、2并輸入Pt(絕)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L計(jì)算1計(jì)算=(1

14、+2)/2計(jì)算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N計(jì)算2計(jì)算并輸出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2將2代入YN注：下標(biāo)t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)。 計(jì)算過程包括：假設(shè)塔頂溫度Tto=316K 經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度Tt=316.13K塔頂壓力Pt=1620+101.3=1721.3KPa 代入公式 計(jì)算并換算得：PAo=1726.955KPa ; PBo=1444.432KPa又 得：KA=1.003 ; KB=0.839BAKK=a1 1.1956設(shè)2 1.1888=(1+2)/2 1.1922計(jì)算過程包括：泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 q線：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得

15、 xe=0.65;ye=0.6889 =7.489 R=1.2 Rmin=8.99為逐板計(jì)算過程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板進(jìn)入提餾段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）（具體程序見附件一）迭代結(jié)果：進(jìn)料板Nf=i/0.6+1=72實(shí)際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6+1=145則塔底壓力Pb=Pt+0.980.47Np= 1788KPa同可算得：塔底溫度Tb=325.52K 2 1.18885 符合假設(shè) 所以假設(shè)成立，上述計(jì)算結(jié)果均為正確結(jié)果。塔內(nèi)氣、液相流量： 精餾段： qmLs=RqmD

16、s=5.400kg/s qmVs=(R+1)qmDs=5.9994kg/s 提餾段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=6.345kg/s q,mVs= qmVs =5.9994kg/s 計(jì)算結(jié)果精餾段1.00000.98290.01700.99000.0100256.48761.00720.58891.7103精餾段2.00000.97320.02670.98420.0158256.66481.01130.59161.7095精餾段3.00000.96020.03970.97640.0236256.90331.01690.59521.7084精餾段4.00000.94270.05720.96

17、570.0343257.22111.02440.60011.7070精餾段5.00000.91990.08000.95150.0485257.63831.03430.60661.7051精餾段6.00000.89090.10900.93290.0671258.17511.04720.61501.7027精餾段7.00000.85480.14510.90920.0908258.84741.06360.62581.6997精餾段8.00000.81190.18800.87990.1201259.66151.08370.63901.6961精餾段9.00000.76300.23690.84490.1

18、551260.60821.10740.65451.6919精餾段10.00000.70990.29000.80510.1949261.65901.13410.67211.6873精餾段11.00000.65520.34470.76180.2382262.76731.16270.69101.6825精餾段12.00000.60180.39810.71720.2828263.87621.19180.71031.6778提餾段13.00000.53840.46150.66110.3389265.23001.22790.73431.6721提餾段14.00000.46490.53500.59140.4

19、086266.84741.27210.76381.6654提餾段15.00000.38620.61370.51060.4894268.64241.32220.79741.6581提餾段16.00000.30860.69130.42420.5758270.48191.37480.83281.6508提餾段17.00000.23770.76220.33890.6611272.22271.42580.86731.6440提餾段18.00000.17740.82250.26110.7389273.75301.47160.89841.6381提餾段19.00000.12910.87080.19490.8

20、051275.01551.51000.92451.6332提餾段20.00000.09200.90790.14180.8582276.00461.54040.94531.6295提餾段21.00000.06460.93530.10110.8989276.74941.56360.96121.6267提餾段22.00000.04490.95500.07100.9290277.29411.58050.97281.6247提餾段23.00000.03100.96890.04930.9507277.68451.59270.98121.6233提餾段24.00000.02120.97870.03400.9

21、660277.96061.60130.98711.6223提餾段25.00000.01450.98540.02330.9767278.15451.60720.99121.6216提餾段26.00000.00990.99000.01590.9841278.29021.61130.99401.6211第四節(jié) 精餾塔工藝設(shè)計(jì)1 物性數(shù)據(jù)常壓43下，丙稀的物性數(shù)據(jù)：氣相密度：V =28kg/ m3液相密度：L =470kg/ m3液相表面張力：=4.5mN/m2 初估塔徑氣相流量：qmVs=5.9994kg/s qVVs=qmVs/v=0.214m3/s液相流量：qmLs=5.400kg/s qVLs

22、=qmLs/L=0.0114 m3/s兩相流動(dòng)參數(shù)： =0.218初選塔板間距 HT=0.45m,查化工原理（下冊(cè)）P107篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.061所以，氣體負(fù)荷因子： =0.04526 液泛氣速： 0.1798m/s 取泛點(diǎn)率0.7 操作氣速：u = 泛點(diǎn)率 uf=0.1259 m/s 氣體流道截面積： =1.6994 m2 選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.15; 則A / AT=1- Ad / AT =0.85 截面積: AT=A/0.85=1.9997 m2 塔徑： =1.596m 圓整后，取D=1.6m 符合化工原理書P108表6.10.1及P110表6

23、.10.2的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián) 實(shí)際面積： =2.01 m2 降液管截面積：Ad=AT0.15=0.302 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.709 m2實(shí)際操作氣速： = 0.1252 m/s 實(shí)際泛點(diǎn)率：u / uf =0.69643 塔高的估算 Np=145 有效高度：Z= HT Np=62.25m 釜液高度（略），進(jìn)料處兩板間距增大為0.7m設(shè)置8個(gè)人孔，每個(gè)人孔0.8m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.5m.設(shè)釜液停留時(shí)間為30min釜液高度：Z =0.44m 取其為0.5m 所以，總塔高h(yuǎn)=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=69.5m第五節(jié) 溢流裝置的設(shè)

24、計(jì)1 降液管（弓形）由上述計(jì)算可得：降液管截面積：Ad=AT0.15= 0.302 m2由Ad/AT=0.15,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖6.10.24可得：lw/D=0.82所以，堰長(zhǎng)lw=0.82D=1.312m2 溢流堰 取E近似為1則堰上液頭高： =0.028329m取堰高h(yuǎn)w=0.04m,底隙hb=0.045m液體流經(jīng)底隙的流速：ub =0.193m/sub0.5m/s 符合要求第六節(jié) 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度=3mm 進(jìn)出口安全寬度bs=bs=80mm 邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad/AT=0.15,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖6.10.24可得：bd/D=0.

25、21所以降液管寬度：bd =0.21D=0.336m =8.542mr= =0.85m有效傳質(zhì)面積： = 1.4320 m2 取篩孔直徑：do=7mm,取孔中心距：t=3.6do= 0.0252m開孔率： = =0.07 篩孔面積： = 0.1002 m2 篩孔氣速： =2.4817m/s篩孔個(gè)數(shù)： =2604第七節(jié) 塔板流動(dòng)性能校核1 液沫夾帶量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.1736m質(zhì)量夾帶率ev ： =0.000076kg液/kg氣ev5s 滿足要求 5 嚴(yán)重漏液校核 =0.0141m 滿足穩(wěn)定性要求 1.1257m/s第八節(jié) 負(fù)荷性能圖1 過量液沫夾帶線規(guī)定：ev = 0.1

26、（ kg 液體 / kg氣體） 為限制條件得： = 10671-167qVLh2/3 由上述關(guān)系可作得線2 液相上限線 整理出：qVLh=3.07lw=4.034 與y軸平行 由上述關(guān)系可作得線3 嚴(yán)重漏液線 將下式分別代入 近似取Co為前面計(jì)算的值 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =4843.3 b=0.0056+0.13hw-h=0.01024 c= =0.000285得：qVVh =4843.3(0.01024+0.000285qVLh2/3)1/2 由上述關(guān)系可作得線4 液相上限線令 =5s 得： =90.693由上述關(guān)系可作得線5 漿液管液泛線Hd=HT+

27、hW令 將 =0以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關(guān)系全部代入前式整理得： 式中：a= =37.643109 wenzhiyaogaiya b= =0.167 c= =286.9646108 d= =0.003124得： 上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點(diǎn)為：qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s負(fù)荷性能圖： 可見，線的位置偏上，所以它對(duì)操作的影響很小。放大后的負(fù)荷性能圖：設(shè)計(jì)點(diǎn)位于四條線包圍的區(qū)間中間稍偏下，操作彈性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本滿足要求（程序見附件二）第四章

28、 再沸器的設(shè)計(jì)一 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件 1選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：1.7213MPa 壓力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底壓力=1.7213+0.0604=1.7817MPa2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度（）100525壓力（MPa絕壓）0.10131.7817蒸發(fā)量：Db= q,mVs =6.9639kg/s3 物性數(shù)據(jù)1） 殼程凝液在溫度（100）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2257kj/kg熱導(dǎo)率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流體在（52.5 1.7817M

29、Pa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=278.182kj/kg液相熱導(dǎo)率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =441.3kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面張力：b0.00377N/m氣相粘度：v =0.071mPa*s氣相密度：v =441.3kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg 二 估算設(shè)備尺寸 熱流量： = 1937235.522w 傳熱溫差： =100-52.5=47.5K 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =47.98 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：

30、382.5mm,管長(zhǎng)L=3000mm 則傳熱管數(shù)： =134 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=13.552 管心距：t=0.048m 則 殼徑： =0.7165m 取 D= L/D= 取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.25m 管程出口直徑：Do=0.3m 三 傳熱系數(shù)的校核1顯熱段傳熱系數(shù)K假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.19則循環(huán)氣量： =36.6522kg/s1) 計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-22.5=33mm =0.118 = 310.687kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 144403.9 普朗特?cái)?shù)： =2.

31、69058 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1132.89w/( m2 K) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算o 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 0.8583kg/s 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.06kg/(m s) = 848.402122 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 6547.988173w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.00005 m2 K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) dm=(di+do)/2= 0.0355m = 611.4898w/( m2 K) 2.

32、蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws = 1118474.245kg/( m2 h) Lockhut-martinel參數(shù)： =1.1838 則1/Xtt=0.85 查設(shè)計(jì)書P96圖329 得：E=0.2 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情況下 =0.2493 再查圖329，=1 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.6 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =8104.605 w/( m2 K) 3）單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 1080.925w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE 對(duì)流沸騰因子 ： = 1.7475227 兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠?/p>

33、系數(shù): = 1888.94 w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = 6751.7 w/( m2 K) = 1266.69 w/( m2 K) 3.顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度 = 0.00319LBC = 0.00272L= 0.00957mLCD =L- LBC = 2.9904m4傳熱系數(shù) = 1264.6 m2 實(shí)際需要傳熱面積： = 32.25 m25傳熱面積裕度： = 0.48780.150.2所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求四 循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力：1）當(dāng)X=Xe/3= 0.063333333時(shí)=3.6264 兩相流的液相分率： = 0.3816 兩相流平均密度： = 186.96

34、kg/m3 2）當(dāng)X=Xe=0.19 = 1.1838兩相流的液相分率： = 0.2267 兩相流平均密度： = 123.26kg/m3根據(jù)課程設(shè)計(jì)表319 得：L=1.02m, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力： = 6228.48pa 2循環(huán)阻力Pf： 管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： = 747.05kg/(m2s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)： = 2630462進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)： = 0.0150進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度： =29.30m管程進(jìn)出口阻力: =1112.343Pa 傳熱管顯熱段阻力P2 =310.687kg/(m2s) =144404 =0.0205 = 0.6512Pa

35、 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv3 =39.3537kg/(m2s) =18291.167 =0.030 =71.06Pab. 液相流動(dòng)阻力PL3GL=G-Gv=271.33 kg/(m2s) = 126112 = 0.0210 = 158.464Pa = 1732.2382Pa 管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4 動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù): = 2.58 = 564.423管程出口段阻力P5 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv5 = 518.786kg/(m2s) = 98.569kg/(m2s) 管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和： = 35.0425m = 3333797.217 = 0.014

36、775112 = 279.4712b. 液相流動(dòng)阻力PL5 =212.118 kg/(m2s) = 896273 = 0.0164 = 97.6351Pa = 2735.64Pa 所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 6145.292 又因PD=6228.4845Pa 所以 =1.0135 第五章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì) 一 輔助容器的設(shè)計(jì) 容器填充系數(shù)?。簁=0.7 1進(jìn)料罐（常溫貯料） 20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 壓力取1.818MPa 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.93% 則 =516.3 kg/m3 進(jìn)料

37、質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 取 停留時(shí)間：x為4天，即x=96h 進(jìn)料罐容積： 793.978m3 圓整后 取V=794 m3 2回流罐（43）質(zhì)量流量qmLh=3600RqmDs =23139kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 17.39 m3取V=18 m33塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =1931.04 kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為72h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 4225.98m3取V=4226m34 釜液罐取停留時(shí)間為5天，即x=120h質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =10

38、58.04 kg/h 則釜液罐的容積 404.86 m3取V=405m3二 傳熱設(shè)備 1進(jìn)料預(yù)熱器 用90水為熱源，出口約為70走殼程 料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液體焓變：H=401kj/kg 傳熱速率：Q= qmfsH=2989.08401/3600=332.99kw 殼程水焓變：H=125.6kj/kg 殼程水流率：q=9050kg/h 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650w/(m2K) 則傳熱面積： 圓整后取A=12m2 2 塔頂冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30。走殼程。管程溫度為43管程流率：qmVs=6.9639kg/s取潛熱r=302.54kj/kg傳熱速率：Q= qmVsr=2106.86kw殼程取焓變：H=125.5kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=60435.82kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=152m23 塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潛熱：r=280kj/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=150.192kw殼程焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：