精馏塔再沸器工艺计算

目录

目录 (1)

精馏塔再沸器工艺课程设计 (2)

1.设计任务及设计条件 (2)

2.方案论证 (2)

3.估算设备尺寸 (3)

4.传热系数校核 (3)

5.循环流量校核 (7)

6.设计结果汇总 (12)

7.工艺流程图 (13)

8.带控制点的工艺流程图 (13)

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：

潜热γ

0=812.24kJ/kg 热导率λ

=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Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b mb ⨯=⨯⨯==Φγ

计算传热温差m t ∆为

(11583)(8583)10.82()(11583)(8583)

m t K Ln ---∆==-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为

拟用传热管规格230⨯φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N T

N T =10063

03.014.334.2840=⨯⨯=L d A p

π 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0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D 0=600mm 。

4.传热系数校核

（1）显热段传热系数K CL 设传热管出口处汽化率xe ＝0.048，则可计算循环流量q mt ：

)/(72.34048

.06000s kg x q q e mb mt === 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

)(534.01006026.0414.34)]/([03.65534

.072.342222m N di Si s m kg S q G T i mt =⨯⨯==•===π

雷诺数Re 为

9.412310

41.003.65026.0Re 3=⨯⨯==i diG

η 普朗特数为

67.7112

.010361.010094.2Pr 33=⨯⨯⨯==-i i

pi C λη 计算显热段传热管内表面传热系数i h 为

==3/13/1Pr Re 03.5i i

i d h λ

② 计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量q m 0为

q m 0=)/(42.01024.8121038.335

0s kg =⨯⨯=Φ

γ 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M 为 M=)/([0044.01006

03.014.342.0200s m kg N d q T m •=⨯⨯=π 计算冷凝液膜的Re 0为

Re 0=71.4810361.00044.04430

=⨯⨯=-ηM 计算管外冷凝表面传热系数h 0为

)]

/([47.30071.48)023.081.9721)10361.0((88.175.0Re )(88.175.023/1322

33/13220K m W g h •=⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⨯=--λρη

其中0.75为修正因子。

③ 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧R i =1.8×10-4 m 2•K/W ，冷凝侧R 0=1.4×10-4

m 2•K/W ，管壁热阻R W =4.299×10-5m 2•K/W 。

计算显热段传热系数K CL 为

)]/([98.18247

.3001104.1028.003.010229.4026.003.0108.1026.086.66103.0111

23530

0000K m W h R d d R d d R d h d K m w i i i i CL •=+⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=

++++=--- （2）蒸发段传热系数K CE 计算传热管内釜液的质量流率G h 为

G h =3600G=3600×65.03=2.34×105kg/(m 2•h)

当xe=0.048时，计算Martinelli 参数Xtt 为

()[]

()()148.0)0067.0/41.0()721/032.0(]048.0/)048.01[(///11.05.09.01.05.09.0=-=-=v b b v xe xe Xtt ηηρρ

=Xtt /11/0.148=6.76

由G h =2.34×105 kg/(m 2•h)及=Xtt /1 6.76，查图3-29得a E =0.8。当x=0.8xe=0.8×0.048=0.0384时

[]()()48

.5)41.0/0067.0()032.0/721()]0384.01/(0384.0[//)1/(/11.05.09.01

.05.09.0=-=-=b v v b e e x x Xtt ηηρρ=Xtt /1

由Gh=2.34×105 kg/(m 2•h)及=Xtt /1 5.48，查图3-29得a ´=1.0。

计算泡核沸腾修正因数a 为

9.020.18.02`=+=+=

a a a E 计算泡核沸腾表面传热系数h n

b 为