化工原理课程设

1、化工原理课程设计碳八分离工段立式热虹吸再沸器学 院：环境与化学工程学院专业班级：高材111指导老师：王卫京学生姓名：陈应龙学 号：11416025日 期：2013.7.5目录化工原理课程设计任务书3第一章 前言41.1 课程设计基本要求41.2 立式热虹吸再沸器41.3 设计方法简介及步骤61.3.1 设计方法61.3.2 设计步骤61.4 再沸器壳程与管程的设计条件61.5 物性数据7管程流体在定性温度144下的物性数据：8第二章 工艺结构设计92.1 估算再沸器尺寸92.1.1 再沸器的热流92.1.2 计算传热温度差tm92.1.3 假定传热系数K92.1.4 计算实际传热面积Ap102

2、.1.5 工艺结构设计102.2 传热能力核算112.2.1 显热段传热系数KL112.2.2 蒸发段传热系数132.2.3 显热段及蒸发段长度132.2.4 计算平均传热系数KC142.3 面积裕度核算142.4 循环流量的校核14计算循环推动力PD142.4.2 循环阻力Pf162.4.3 循环推动力PD与循环阻力Pf的比值计20设计自我评价21附表122参考文献23化工原理课程设计任务书学生姓名 _陈应龙_ 班级 _高材111_设计题目：碳八分离工段立式热虹吸再沸器设计1.工艺条件（1）工艺物流组成：乙苯1.99%，对二甲苯21.5%，间二甲苯47.7%，邻二甲苯28.8%，（以上均为摩

3、尔分率）（2）操作温度 188，（3）操作压力 塔顶压力为常压（4）塔底部压力 0.12Mpa（5）加热水蒸气压力 25kg/cm2，（6）加热负荷 1240000kJ/h，（7）加热方式 间接蒸汽加热（8）要求管程和壳程压差均小于50kPa，试设计标准立式热虹吸再沸器。第一章 前言1.1 课程设计基本要求化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经

4、济合理性。因此,学生在进行设计时，应该以严谨、认真的态度对待，经过精密演算，得出所设计设备的各项参数。1.2 立式热虹吸再沸器如右图所示，立式热虹吸再沸器是利用塔底单相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，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种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。但是由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或者较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。立式热虹吸再沸器是利用热介质在壳侧提供热量将管侧工艺流体加热沸腾的管

5、壳式换热器，它是自然循环的单元操作，动力来自与之相连的精馏塔塔釜液位产生的静压头和管内流体的密度差。与卧式相比其循环速率高传热膜系数高。但是工业上应用的立式热虹吸再沸器其加热督要有一定高度才能获得较高的传热速率而塔底液面与再沸器上部管板约为等高这样就提高了塔底的标高使设备安装费增加并且设备的清洗和维修也困难。立式热虹吸再沸器的不稳定性往往是由于两相流的不稳定流型所致。在立式热虹吸管内蛇两相流沸腾流型自下而上相继出现鼓泡化工原理基础强化训练流、弹状流、环状流及环雾流等。弹状流的大汽抱的不断出现与破裂激发了操作的不稳定性。立式热虹吸再沸器与卧式相比虽有较好的防垢性能但对于粘度大的物料例如石按化工中

6、一些高分子聚合物也常因结垢堵塞管道而要定期清除垢物。严重的情况下运转一年就会将再沸器中绝大部分管子堵死垢物的清除费力费时十分困难。改善立式热虹吸再沸器的操作性能强化其传热具有十分重要的意义。 1.3 设计方法简介及步骤 设计方法 立式热虹吸式再沸器的流体流动系统式有塔釜内液位高度、塔釜底部至再沸器下部封头的管路、再沸器的管程及其上部封头至入塔口的管路所构成的循环系统。由于立式热虹吸再沸器是依靠单相液体与汽液混合物间的密度差为推动力形成釜液流动循环，釜液环流量，压力降及热流量相互关联，因此，立式热虹吸再沸器工艺设计需将传热计算和流体力学计算相互关联采用试差的方法，并以出口气含率为试差变量进行计算

7、。假设传热系数，估算传热面积。 设计步骤1、初选传热系数，估算传热面积2、依据估算的传热面积，进行再沸器的工艺结构设计；3、假设再沸器的出口气含率，进行热流量核算；4、计算釜液循环过程的推动力和流动阻力，核算出口气含率 。1.4 再沸器壳程与管程的设计条件 壳程混合气体的定性温度为131。表1 混合物各纯组分物性数据（t=131）物性组分黏度（g）Pas黏度（l）Pas热容（g）J热容（l）J密度（l）Kg汽化焓J乙苯8.7000.0002461172.844228.084765.4343.599对二甲苯8.5160.0002305169.440220.355760.4663.639间二甲苯8

8、.6930.0002315169.743222.411764.5833.673 壳程 管程温度/ 131 188压力/Mpa 2.45 2.4蒸发量/(kg/h) 72001.5 物性数据壳程水蒸汽在定性温度200下的物性数据：潜热rc=1943.5kJ/kg 热导率c=0.663W/(m.k)黏度c=0.136mPa.s 密度 c=863.0kg/m3管程流体在定性温度144下的物性数据：液相潜热 rb=361.14 kJ/kg 液相热导率b=0.124 W/(m.k)液相黏度 b=0.24 mPa.s 液相密度 b=791 kg/m3表面张力 =0.0173N/m 液相比热容Cpb=1.6

9、 kJ/(kg.k)汽相密度 v=5.81 kg/m3 汽相黏度 v=0.009 mPa.s蒸汽压曲线斜率（t/p）=0.00303 m2.K/kg第二章 工艺结构设计2.1 估算再沸器尺寸 再沸器的热流根据任务书所给热流量为 Q = 1.24×106 = 3.44×105w×平均汽化潜热361有机液体蒸发量=Q/=260000/36.1=7200(kg/h)2.1.2 计算传热温度差tm饱和水蒸气温度t188操作压力下液体沸腾温度t144传热温差tt188144442.1.3 假定传热系数K表21 传热系数K值大致范围壳程管程K/（W/(m2·K)）备

10、注水蒸气液体1390垂直式短管水蒸气液体1160水平管式水蒸气水2260-5700垂直管式水蒸气有机溶液570-1140水蒸气轻油450-1020水蒸气重油（减压下）140-430假定传热系数K值为600 W/（m·K）。2.1.4 计算实际传热面积Ap = 3.44×105/(600×44) = 13.03（m2） 2.1.5 工艺结构设计（1）选定传热管长度L=500mm（2）传热管规格为45×3.5mm（3）管子排列方式：正三角形排列则 总传热管数NT为 = 13.03/(3.14×0.038×0.5) =217排管构成正六边形

11、的个数a、最大正六边形内对角线上管子数目b和再沸器壳体内径D可分别按下式计算。NT = 3a（a+1）+ 1则 a = 8 b = 2a+1则 b = 17 D = t（b-1）+（2-3）d0则 D = 32×（17-1）+ 2×38 = 588mm取管程进口管直径Di=250mm, 出口管直径Do=300mm 正三角形排列L/Ds应合理，一般在46左右，不符合则应修改。卷制壳体内径以600mm为基数，以100mm为进档级。接管尺寸，查表2.2 传热能力核算 显热段传热系数KL1、计算循环量设传热管出口处气含率xe=0.10（25%） = 7200/（3600×

12、0.10） = 20（kg/s）2、计算显热段管内传热膜系数i = 3.14/4×0.0382×217 = 0.246 = 20/0.246 = 81.3kg/（m2·s） 管内Re和Pr数： = （0.038×81.3）/ 0.00024 = 1.3×104 >104 = （1600×0.00024）/0.124 = 3.1Re >104, 0.6<Pr<160, LBC/di>50、壳程冷凝传热膜系数a0计算 = 3.44×105/(1938.2×103) = 0.18（kg/s）

13、 = 0.18/（3.14×0.038×217） = 0.007 = （4×0.007）/（0.136×10-3） = 206 < 2100a0 = 1.88Re-1/3 2gc3/u21/3 = 1.88×206-1/3×8632×9.81×0.6633/（0.136×10-3）21/3 = 15394污垢热阻R查表 沸腾侧R=1.76×10-4m2·K/W 冷凝侧R=5.2×10-4m2·K/W管壁热阻R=4.299×10-5m2·K/

14、W所以有 = 1/38/(1244×20)+1.76×10-4×(25/20)+4.299×10-5×(38/22.5)+5.2×10-4+1/7989 = 388W/m2·K 蒸发段传热系数设计思路：Xe<25% 控制在第二区：饱和泡核沸腾和两相对流传热 双机理模型：同时考虑两相对流传热机理和饱和泡核沸腾传热机理 Ke=887W/m·K 显热段及蒸发段长度 计算平均传热系数KC= （388×0.0935+887×0.4065）/0.5 = 794 W/m·K2.3 面积裕度核算

15、 = 3.44×105/（794×44） = 10m22.4 循环流量的校核计算循环推动力PD式中蒸发段两相流平均密度以出口气含率的1/3计算。管程出口管内两相流密度以出口气含率计算。 = 0.4065×(791-239)-1.0×143 ×9.81 = 3803Pa 循环阻力Pf1、管程进出口阻力P1 = 20/（0.785×0.252） = 408 kg/（m·s） =（0.25×408）/0.00024 = 646000 = 0.01227+0.7543/6460000.38 = 0.0169 = 0.016

16、9×29.3×3402/（2×0.25×791） = 145Pa2、传热管显热段阻力P2 = 20/（0.785×0.0382×217） = 81 kg/（m·s） = （0.038×81）/0.00024 = 12825 = 0.01227+0.7543/128250.38 = 0.0330 = 0.0330×0.0935×812/（2×0.25×791） = 0.05Pa 3、传热管蒸发段阻力P3分别计算传热管蒸发段气液两相流动阻力，再以一定方式相加。（1）气相阻力： =

17、 0.038×46.1/（0.009×10-3） = 194644 = 0.01227+0.7543/1946440.38 = 0.0196 = 0.0196×0.4095×46.12/（0.038×2×5.8）= 39Pa （2）液相阻力： =（ 0.038×530.9）/0.00024 = 84059 = 0.01227+0.7543/840590.38 = 0.0224 = （0.0224×0.4095×530.92）/（0.038×2×791） = 43Pa蒸发段阻力P3: =

18、 （391/4+431/4）4 = 656Pa4、管内动能变化产生阻力P4M：动量变化引起的阻力系数 = （0.038×271.1）/0.00024 = 429245、管程出口段阻力P5 （1）气相阻力 = 20/（0.785×0.32） = 283 = 0.08×283 = 22.64 kg kg/（m·s） =（0.038×22.64）/（0.009×10-3） = 95591 = 0.01227+0.7543/955910.38 = 0.022 =（0.022×0.5×22.642）/（0.038×

19、2×5.81） = 13Pa （2）液相阻力 = 283-22.64 = 260.36 = 0.038×260.36/0.00024 = 41224 = 0.01227+0.7543/412240.38 = 0.0256 = 0.0256×2×260.362/（0.038×2×791）=58Pa管程出口段阻力P5： =（131/4+581/4）4 = 472Pa因此，有Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 145+0.05+656+2441+472 = 3714.05 循环推动力PD与循环阻力Pf的比值计正常工作时，

20、两项数值相等设计时，推动力应略大于阻力（安全设计） 0.023上述比值太大，则应降低Xe上述比值太小，则应升高Xe总结该比值在0.010.05之间，符合设计要求，所以设计合理 在出口汽化量不变的情况下，汽化率减低，再沸器管内循环量将增加，管内传热系数增大，再沸器面积减小，再沸器热通量增大，但一般不超过最大热通量的。 对于易结垢的物系应充分考虑污垢对传热的影响。考虑再沸器的操作弹性，一般在计算基础上要留有裕量。 为保证再沸器的正常循环，出口汽化率一般在之间，出口管道压降一般不超过总压降的。设计自我评价本次课程设计为期四天，在查找资料，与同学讨论的过程中，使我受益匪浅。现总结如下：首先，通过此次课

21、程设计，使我巩固了所学知识，进一步理解了换热器的结构、计算方法以及如何选择适合的换热器。其次，通过此次课程设计，使我更加理解了理论与实践相结合，知识与生产相互结合，更进一步理解了化工原理知识体系构架，也更加明确了化工原理在化工生产中的重要性。 再次，本次课程设计与其他同学讨论，大家通过前期的方案讨论，在图书馆查阅相关资料，整理相关信息，使整个课程设计过程进行得比较顺利。在这个过程中，自己更加体会到了与人合作的重要性。最后，非常感谢老师给我们这次锻炼的机会，能够让我们在本专业的学习中了解更多工程类的知识，本次的课程设计将会对我们以后的工作有很大帮助，同时也为以后进一步的学习打下了坚实的基础。附表1立式热虹吸设计结果汇总壳层管程物料名称进口水混合蒸气出口凝液水