化工原理课程设计-- 丙烯——丙烷精馏装置设计.docx

化工原理课程设计丙烯一一丙烷精饵装置设计前百化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科,是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。本设计说明书包括概述、方案流程简介、精储塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。说明中对精储塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。在设计过程中，得到了肖武老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，避免了不少错误。鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正感谢老师的指导和参阅！目录前言2任务书5第一章概述91.1 精窗塔91.2 再沸器91.3 冷凝器9第二章方案流程简介102.1 精储装置流程102.2 工艺流程102.3 设备选用102.4 处理能力及产品质量10第三章精储过程系统设计113.1 设计条件113.2 物料衡算及热量衡算113.3 塔板数的计算123.4 塔高及塔径的计算133.5 溢流装置的设计143.6 6塔盘布置153.7 塔板流动性能校核1638负荷性能图18第四章再沸器的设计214.1 设计任务与设计条件214.2 估算设备尺寸214.3 传热系数的校核224.4 循环流量校核24第五章辅助设备的设计285.2 其它换热设备285.3 容器295.4管路设计及泵的选择30第六章管路设计32第七章控制方案35设计心得及总结36附件一程序及运行结果37附录一主要符号说明38附录二参考文献40过程工艺与设备课程设计任务书（二）丙烯一一丙烷精微装置设计表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。一、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量=65%（摩尔百分数）塔顶丙烯含量Xd=98%,釜液丙烯含量XH.2%,总板效率为0.60操作条件：建议塔顶操作压力L62MPa（表压）。安装地点：大连。其他条件见表1。表1设计方案序号12345678塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmolh)5050506060607070回流比系数R%n1.21.41.61.21.41.61.21.4续表1序号910111213141516塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmolh)7080808050505060回流比系数R%n1.61.21.41.61.21.41.61.2续表1序号1718192021222324塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmolh)6060707070808080回流比系数RRin1.41.61.21.41.61.21.41.6续表1序号2526272829303132塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmolh)5050506060607070回流比系数R%n1.21.41.61.21.41.61.21.4续表1序号3334353637383940塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmolh)7080808050505060回流比系数R/Qn1.61.21.41.61.21.41.61.2续表1序号4142434445464748塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmolh)6060707070808080回流比系数R1.41.61.21.41.61.21.41.6二、工艺设计要求1完成精镭塔的工艺设计计算;（1）塔高、塔径（2）溢流装置的设计（3）塔盘布置（4）塔盘流动性能的校核（5）负荷性能图2完成塔底再沸器的设计计算；3管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4其余辅助设备的计算及选型；5控制仪表的选择参数；6用于图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备（精懦塔或再沸器）的工艺条件图各一张；（塔板设计位置为塔顶的同学完成精微塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。）7编写设计说明书。三、其它要求1 .本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。2 .1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注：应用化学专业只进行工艺设计）。3 .图纸一律用计算机（电子图板）出图。4 .本课程要求独立完成,发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试（核）情况综合给定。四、参考资料1 .化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社,2002年。2 .化学化工物性数据手册（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。3 .化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4 .石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。5 .石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6 .石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师任务书下达日期2010年6月28日塔计算结果表(1)操作条件及物性参数操作压力：塔顶MPa(绝压)塔底MPa(绝压)操作温度：塔顶塔底名称气相密度(Kg?)液相密度(Kgm3)气相体积流率(/h)液相体积流率(m7h)液相表面张力(dyncm)(2)塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名称名称塔内径D(m)空塔气速U(ms)板间距HT(m)泛点率U/Uf液流型式动能因子Fo降液管截面积与塔截面积比VAt孔口流速Uo(ms)出口堰堰长L(m)降液管流速Ub(ms)弓形降液管宽度b,(m)稳定系数k出口堰堰高人(mm)溢流强度S(mynh)降液管底隙h(mm)堰上液层高度1(mm)边缘区宽度be(mm)每块塔板阻力hf(mm)安定区宽度bs(mm)降液管清液层高度Hd(mm)板厚度b(mm)降液管泡沫层高度H0(mm)浮阀(筛孔)个数降液管液体停留时间I(三)浮阀(筛孔)直径(mm)底隙流速Ub(ms)开孔率(%)气相负荷上限(m3h)气相负荷下限(m7h)操作弹性再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程物料名称进口出口流量Kg/h进口出口操作温度进口出口操作压力MPa定性温度°C液体密度kgm3导热系数WnI°C热容kJkg°C粘度PaeS表面张力N/m气化潜热kj/kg气体密度kgm3导热系数Wm°C热容kJkg°C粘度PaS气化潜热kj/kg设备结构参数形式台数壳体内径mm壳程数管径mm管心距mm管长mm排列方式管数目（根）折流板数（个）传热面积/折流板间距mm管程数材质接管尺寸mm进口出口主要计算结果管程壳程流速m/s传热膜系数W11VC污垢热阻in?.葭/w阻力损失MPa热负荷kW传热温差°C总传热系数Wm2jC裕度%备注第一章概述精储是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作,所用设备主体核心设备是精储塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器1 .精储塔精微塔是精像装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精微塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移;气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。常规或简单精储塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精储段和提馀段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精偏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2 .再沸器再沸器是精馈装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精储塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 .冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器.小型精馈塔的冷凝器可安装在塔顶。大型的，冷凝器则单独安装，并设有回流槽,回流液用泵送至塔顶。第二章方案流程简介1 .精馈装置流程精储就是通过多级蒸储，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递,使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精储塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精微操作；当釜中的料液建立起适当液位时，塔底设再沸器加热釜液中的液体，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，塔顶设冷凝器将其进行全部或部分冷凝。一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。将塔顶蒸气凝液其余部分作为塔顶产品取出，称为你出物。2 .工艺流程1）物料的储存和运输精馈过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。3 .设备选用主要设备为精馀塔且选用筛板塔，并配以立式热虹吸式再沸器和冷凝器。4 .处理能力及产品质量处理量：50kmolh进料：xf=65%（饱和液体进料）塔顶产品：Xd=98%塔底产品：x*2%第三章精储过程系统设计第一节设计条件1 .工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量X1=65%（摩尔分数），塔顶丙烯含量Xd=98%,釜液丙烯含量x,W2%,总板效率为0.6。2 .操作条件：(D塔顶操作压力：P=1.62MPa(表压)(2)加热剂及加热方法：加热剂水蒸气加热方法间壁换热(3)冷却剂：循环冷却水(4)回流比系数：RRmin=l.4o(5)塔板形式：筛板塔(6)处理量：50kmolh(7)安装地点：大连(8)塔板设计位置：塔顶第二节物料衡算及热量衡算一、物料衡算1 .单位换算(1)将摩尔百分数换算成质量百分数W=XMXM+(I-X)M1JXf=65%AWf=63.93%Xd=98%wd=97.91%x2%ww1.91%(2)将摩尔流量换算成质量流量进料状态混合物平均摩尔质量：(MA为丙稀摩尔质量蛇为丙烷摩尔质量)M=xfM+(l-1)Mb=O.65×42+0.35×44=42.7kgkmol进料状态下的质量流量：qmls=Mqn3600=0.5931kgs2 .全塔物料衡算：qF=QnD+QnWJQnFXF=cInDXD+QnWXWqnp=0.5931kgs,Wr=63.93%,Ww=L91%wd=97.91%解得：QnD-0.383kgs,QnW-0.210kgs二、塔内气、液相流量塔内气、液相流量：1 .精微段：L=RD,V=(H+1)。2 .提微段：U=L+qF;V'=V+-l)F;L'=V'+W'三、热量衡算L再沸器加热蒸气的质量流量：GR=QRlrR2.冷凝器热流量:QC = Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC=Qje-r2)第三节塔板数的计算相对挥发度W的计算假设塔顶温度t=42.5oC塔顶压力Pt=L72MPaSP-K-TlSW:kA=l.03；k=0.94则顶=%/履=1.03/0.94=1.131；假设精储塔的实际塔板数是169块，每块板的压降为IoOmInH塔底压力为P=L88Mpa;查图得kA=l.18；k=1.05;则nK=kA/kB=l.18/1.05=1.145a=1.138；利用程序进行迭代计算：流程图如下：输出：Nf N Rmin RXnYn计算 Rmin R QtDh qwhX<Xq蕾问段操作线、翁着段操作线方程Nfj+1一 j-i÷ <计算过程包括：给定平均相对挥发度：=l.138饱和液体即泡点状态进料：q=l代入数据,解得xe=O.65;ye=0.6788Rmn=10.454纥一乙R=l.4Rmin=14.636为逐板计算过程:XnYi=Xd=O.98a-(-l)ynRxd2EF直至Xi<Xf理论进料位置：第i块板进入提馈段：(-(-l)ynv_qi+qqF_%wr_r+1.52380.5238yn,一4人W-"1XwQnL+QQnF-QnWQnL+QQnF-QnWR+1R+1直至x<Xw计算结束。理论板数：Nt=n(含釜)(具体程序见附件一)迭代结果：进料板Nf=iO.6+1=49,理论塔板数=102,实际板数Np=(NtT)/0.6+1=169(取整数)塔内气、液相流量：精储段:qms=RqmDs=5.8695kgsqmvs=(R+l)qml)s=5.9855kgs提偏段：qmLs=qmLs+q1nis=6.4626kgsq'mvs=qmvs=5.9855kgs第四节塔高、塔径计算1 .物性数据常压43下，丙稀的物性数据：气相密度：Pr=36.2kgm3液相密度：P,.=482kgm3液相表面张力：o=5.0mNm2 .初估塔径气相流量：qmvs=5.9855kgsqws=qmvs/Pv=0.1653m7sW互相流量：qmLs=5.8695kgsqvLs=qmLs/Pl=0.01218m7s初选塔板间距=0. 45m,查图得：C20=O. 058(C2所以，气体负荷因子：C=Co(六J二°04396液泛气速：Uf=CFLPPV=0.1542ms取泛点率0.75(取值为O.60.8)操作气速：u=泛点率×=0.1157m/s气体流道截面积：A=-1.4292m2U选取单流型弓形降液管塔板，取Ad/AT=O.12;(0.6-0.12)则A/AT=I-Ad/AT=0.88截面积:AT=AO.88=1.6241m2塔径：D =¼AT=1.4381m取整，取D=L4m实际面积：AT=-D2=1.539m24降液管截面积:Ad=ATXO.12=O.1847m2气体流道截面积：A=AT-Ad=L3546m2实际操作气速：=%攻=0.1220m/sA实际泛点率：u/uf=0.7913(0.6-0.8)3 .塔高的估算Np=169初选塔板间距H=0.45m有效高度：Z=H1×Np=76.05m进料处两板间距增大为O.7m设置6个人孔，人孔所在处两板间距增大为O.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m.设釜液停留时间为30min釜液高度：AZ=30×60×一"叱=0.40mPg所以，总塔高h=76.05+(0.7-0.45)+5+1.5+1.5+0.4+6*(0.8-0.45)=88.8m第五节溢流装置的设计L降液管(弓形)由上述计算可得：降液管截面积：Ad=ATXO.12=0.1847m2由AdAT=0.12,查化工原理(下册)P113的图6.10.24可得:lwD=0.77所以，堰长IW=0.77D=LO78m2.溢流堰取E近似为1/3则tlS上液头高：how=2.84×10'3dM=0.0326m>0.006mIAv>取堰高hw=0.04m,底隙hb=O.040m液体流经底隙的流速：疝=皿=0.270msub<O.5ms符合要求卬”第六节塔板布置由于D>(0.80.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度=4mm;整个塔板面积：受液区和降液区面积2Ad=0.322m2入口安定区和出口安定区bs=70mm=0.07m边缘区bc=50mm=0.05m选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=2x7÷r2sin-,(一)r堰长lw=D*0.735=1.029堰宽bd=o.255mX=T-也+bd)求得Aa=O.9802n2筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开空率夕二4A=0907*(=0.057取do=4m,t=4*d0,得夕=5.7筛孔总截面积A。=*A4=0.056m2气速O=匕/0=l976ms筛孔个数n=0(-*J02)=4460个第七节塔板流动性能校核=0. 327<0. 81 .液沫夹带量校核I/3>v4"o-p、,O.78ArKUk由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图得系数Cf=0.120根据表5T1所提供的数据，K可取K=1。故不会产生过量的液沫夹带。Z=D-2bd=089m?=Ar-2Ad二Li7口Qnvs+L36x,小XZ=0.436<0.8百NPlP，=AbKCF2 .塔板阻力hf的计算和核对塔板阻力hf=h0+h+h(1)干板阻力h。临界气速.uok-=1.469w/ s <1. 570PvJ因阀孔气速大于其临界气速，所以在浮阀全开状态计算干板阻力(2)塔板清液层阻力h液相为碳氢化合物£o=0.5hl=8qhw+how)=0-0363m(3)克服表面张力阻力h.,4×103cPlS ' 4)h=二O.000109m很小，一般忽略不计以上三项阻力之和求得塔板阻力hf=ho+h1+ht,=0.052+0.0398+0.000111=0.103m3 .降液管液泛校核Hd=%,+hOW+/+h(i可取=0液体通过降液管的阻力主雪集中于底隙处，近似臀J=3则得IWhb= 1.18×108JWhb)二0.01IlnI液柱则Hd=w+/ZoW+A+%/+4,二0/81m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.5则Hcr=区=0.372m液柱HT+hw=O.45+0.04=0.49m>Hd,所以不会发生液泛。4 .液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于35sr=CL=7.15s>5s满足要求,则可避免严重的气泡夹带。5 .严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取片)=5的相应孔流气速“0K=-=2.16>1.5满足稳定性要求第八节负荷性能图1 .过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式:R=%/c力+L36XqMXZAbKCF由此可得液沫夹带线方程：Qfivc=0.3941-4.263qns此线记作线（D2 .液相下限线对于平直堰，其堰上液头高度/lC必须大于00°6m,OW/3=2.84 × IO"3 E 如=0.006hu）=0.006m,即可确定液相流量的下限OW取E=I,代入Iw,可求得IW的值，则qnLh=3.07*lw=3.30mh此线记作线（2）一与纵轴平行3 .严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取）=5时，计算相应气相流量则为M=36OO><Ao"o5=275.263/此线记作线（3）一与横轴平行4 .液相上限线qMh=360°XAdHT/5=59.由上述关系可作得线（4）5 .降液管液泛线令Hd=HT+hw=$将Hd=hw+how+÷hf+hd其中=o为避免降液管液泛的发生，应使Hd<（H+hw）（*）。其中hw=005m儿卬=2.84x1。-hr= h,+h+h。其中h0可忽略不记将各式代入（*）式可得液泛方程线:+hw)1.87*IO8*2=0.2087-2.701*10-3*qLh2z3-6.35*1(6*qLh?nvh液相流量1020304050气相流量10239989739459241 .液沫夹带量校核I2,液相下限线Il3.严重漏液线|qnvl m3第四章再沸器的设计一、设计任务与设计条件1 .选用立式热虹吸式再沸器其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）丙烯=0.02,丙烷二0.98塔顶压力：1.88MPa塔底压力Pw=1720+NpXhfhf取100mm水柱=1720+1000*100/1000*9.8/1000*169=2045.6KPa2 .再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（C）10049.6压力（MPa绝压）0.10131.886物性数据（1）壳程凝液在温度（100-C）下的物性数据:潜热：rc=2319.2K热导率：c=0.683w(m*K)粘度：Uc=0.283mPas密度：Pc=958.4kgm3(2)管程流体在(49.61.788MPa)下的物性数据:潜热：rb=330KJ液相热导率：b=0.082w(mK)液相粘度：Ub=0.07mPaS液相密度：Pb=442.8kgm3液相定比压热容：Cpb=3.19KJ/KgK表面张力：Ob=O.00394Nm气相粘度V=0.0088mPas气相密度：PV=37.7kgm3蒸气压曲线斜率(tP)=0.000244m2K/kg二、估算设备尺寸热流量：Qr=Dbyb=dc7c=MwV,rb-1000/3600=1936945.945w传热温差：Zm=50.4假设传热系数：K=100OW/(m2K)估算传热面积Ap=QR=38.4m2拟用传热管规格为：G25X2mm,管长L=3mD5=31)+(23)4则传热管数：N=164就OL若将传热管按正三角形排列，按式N=3a(a÷l)+1;b=2a+l得：b=14. 09管心距：t=32mm壳径：DS=t(b-1)+(2-3)Jo=500mD=O.600m管程进口直径：Di=O.30m管程出口直径：Do=O.45m三、传热系数的校核I.显热段传热系数K假设传热管出口汽化率Xe=O.23(对于丙烯一丙烷取0.25左右)则循环气量：W1=25.52kgsXe(1)计算显热段管内传热膜系数Qi传热管内质量流速：di=252X2=21mmSoWdiGRe = -G=-449.3kg(ms)%雷诺数:134779. 8>10000普朗特数：Q=Cg=2.72显热段传热管内表面系数：%=0.023。1°8匕"=1702w（m2K）（2）壳程冷凝传热膜系数计算Q。蒸气冷凝的质量流量：m=0.84kgsrC传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：M=二0.065kg（ms）TrdoNTRe=也=916（2V'3管外冷凝表面传热系数：1=1.88R）Y=6381w（m2K）"I。g到（3）污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=O.000176m2K/w冷凝侧：Ro=0.00009m2K/w管壁热阻：Rw=0.000051m2K/w（4）显热段传热系数=825. 8w( m2 K)K=J'%+RoJ4'dm%2 .蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：Gh=3600G=1617357kg(m2h)Lockhut-martinel参数：Xe=O.25时：在X=Xe的情况下Xw=(l-)4v/PJJ=L065则lXtt=O.939再查图329,E=0.1X=0.4Xe=O.1时1/X.=(l-x)W=0.304728查设计书P96图3-29得：Q'=0.5(1)泡核沸腾压抑因数:Q=(QE+Q')/2=0.3(2)泡核沸腾表面传热系数：OL b0.225 4 p°68di(QdiX 0.69(X 0.33Pb JPdi0.31APYbNb )=10411w( m2 K)(3)单独存在为基准的对流表面传热系数：8=0023夕风(Ir)J)R4=1576w(m2K)沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子：F7)=35(1XJ5=2.08两相对流表面传热系数：a中=FtPai=3285.4w(m2K)沸腾传热膜系数：av=atp+aanb-6408.8w/(m2K)KE=/%+Rid。+R、d,+A。+_L=1433.8w/(m2K)/ocvdldidmOCo)3 .显热段及蒸发段长度3LBC'p)v-=7L=0.019l(I成MKLCpwlP1WiLbc=0.274872L=0.057LCDL-LBC=2.9434 .传热系数KC=(KNKeLc)L=1422.211?实际需要传热面积：4=Q/KQL”=27.Om25 .传热面积裕度：=(Ap-Ac)Mc=42.2%>30%所以，传热面积裕度合适，满足要求四、循环流量校核1 .循环系统推动力：1)当X=Xc3=0.087时Xn=(lr)xU4J=3.37X两相流的液相分率：氏=(,+4+,=0.3697两相流平均密度：一QfP=Pa-仆RR=187.5kgm32)当X=XC=O.23此需黎”)5 / IXU J 06? (%J+21zz+l0.2151两相流平均密度：-Qp'=Q,(l-R)+0,R=124.87kg/m3根据课程设计表319得：L=0.9m,则循环系统的推动力：>=Lcoph-Pll-lP二6266.3pa2 .循环阻力NPf:管程进出口阻力APlW进口管内质量流速：G=C；?=361.0kg/(m2s)0.785Dr釜液进口管内流动雷诺数：Re=Ag=1547271.6%进口管内流体流动摩擦系数：4=0.01227+=0016Rei进口管长度与局部阻力当量长度：L=一(卬°必4)2二35.Om0.3426(D,./0.254-0.1914)LG2管程进出口阻力：片=il-=268.6PaDi2ph传热管显热段阻力4P2W().785加=4493kg(m2s)CDGRe=-=134779.8Nb075434=0.01227+上芸9=0.0207AD_ZLBCXG2乙一“丁历=13.OPa传热管蒸发段阻力4P3a.气相流动阻力4Pv3G=449.27kg(m2s)取X=23Xe则Gv=XG=68.9kg(11's)Rev=L=164390.5Av075434=0.01227+=0.0201"Z>UJbA%=4与X豆=177.5Pa42Pvb.液相流动阻力4PL3GL=G-Gv=380.8kg(m2s)Rel=907721.2Rbl=0.01227+=0.016443=乙组X且=374.9Pa4SP?=(Py4+端：)4=4200.5Pa管内动能变化产生阻力AP4动量变化引起的阻力系数：RLPvAP4=G2MZpb=H61.0管程出口段阻力4P5a.气相流动阻力4Pv5U7,G=冗士卜=160.5kg(m2s)Gv=XeG=36.9kg(m2s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和:52. 3mOJo.0254)0.3426(£)J0.0254-0.1914)Rev=L=1887202Av4=0.01227+=°015外，L2z5=4×-=100pa42pvb.液相流动阻力4PL5GL=G-GV=123.6kg(m2s)ReL=794266.1Nb4=0.01227+等=0017LC1Z5=l×=33.2Pa4?PbPs=(P+Pl,4)4=305.4PaP5=5948pa所以循环阻力：APf=APl+P2+P3+P4又因APD=6266Pa所以kPdbPf=L050循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe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。第五章管路设计及泵的选择第一节管路设计1 .进料管线取料液流速：u=0.5ms体积流量V=O.001608m3/$_=0.064mu取管子规格G70X3的管材。其内径为0.064m2 .塔顶蒸汽管：取原料流速：u=12ms体积流量：V=952m3”也mu取管子规格G152X8.5.其内径为0.135m,其实际流速为4V =4. 3ms d23 .塔顶产品管取原料流速U二0.4ms,其体积流量：V=4.07mih_=0.060mu取管子规格G68X4.其内径为0.060m,其实际流速为取原料流速:5.釜液流出管取原料流速:u=0. 3ms 体积流量：V=2. 387m3则d=_ =0. 053 m4.回流管u=0.7ms体积流量："67后Ih取管子规格G152X8.5.其内径为0.135m,其实际流速为u取管子规格G60X3.5.其内径为0.053m。6 .仪表接管选管规格：G32X3.7 .塔底蒸汽回流管取原料流速：u=20ms体积流量：qnvs=738.Shnolh则d=I=0035mN3600utipl取管子规格G37X4,其内径为37mm,所求各管线的结果如下:名称管内液体流速（ms）管线规格（mm）进料管0.5070X3顶蒸气管4.30152X8.5顶产品管0.4