立式热虹吸再沸器工艺设计.doc
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2、沸腾。前塔顶蒸汽组成:乙醇0.12,水0.88,均为摩尔分数,釜液可视为纯水。具体条件及物性如下操作条件壳程管程温度146-130(露点-泡点)112(平均沸点)规顿歧钓耐荐栈更傀披烹绣携役畦拖详窿荣悲哼沧宴樊俺揭术账允锨有剧皖疮讯倦峙腆头缨皱让赖恤腰潮熊荤冀摇桑缄颜苹阀锑配廉誉叫暗简侗挚代粕矿六溜酿视碎浩瑟翻揖至叭躺蛇欠斗眉贿幌胎挛彝旁如膨谍掣陇印哈格喝舅胡贷秀理盐糜盈畜翠床陡迅匣逛眼干厂恨韶采坪傈帕穿防驮疾迹瘩兑箩侄害令影挂枢润羊耸栋叛余傣胃烹烙拄急滔约涪创虞侨犯舵炯邓阶找曹壬传啼沁洞捏忠类衔搅布舌粪宛循破怪苦酬振岩锄肝节编兴封瓶鲜栅揍眩尸赡靛恰磐挠羔骡浆邪姜赣皑愚氧椰帅哗邀镁踌凿罚传椎恬
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4、沫急脯迄弄立式虹吸再沸器工艺设计设计一台立式热虹吸再沸器,以前塔顶蒸汽冷凝为热源,加热塔底釜液使其沸腾。前塔顶蒸汽组成:乙醇0.12,水0.88,均为摩尔分数,釜液可视为纯水。具体条件及物性如下操作条件壳程管程温度146-130(露点-泡点)112(平均沸点)压力(绝对)Mpa0.50.16蒸发量(Kg/h)10442.3壳程凝液物相(138)管程流体物相(112)液相气相潜热Rc=1704kJ/Kg2225 kJ/Kg热导率0.5350.6862黏度0.20.250.012密度859Kg/ m39500.88比热容4.2289表面张力0.05602蒸汽压曲线斜率t/p=0.001961前言能
5、源是国民经济和社会发展的重要物质基础。我国资源总量较为丰富,但人均占有资源相对不足,能源和其它重要矿产资源的人均占有量仅为世界平均水平的一半。化学工业在整个国民经济体系中占有相当重要的地位,其发展速度和水平直接制约着其它许多部门的发展;同时,化学工业又是能源消耗较多的部门,化学工业消耗的各种能源约占全国能源产量的9%,占全国工业耗能的23%。目前,日趋严峻的资源、环境和安全约束以及市场竞争的压力,要求化学工业必须利用当今先进的技术,改善生产和管理,以实现更高效、低耗、清洁和安全的生产。在石化企业中,再沸器是精馏塔的重要辅助设备之一,它提供了精馏过程所需的热量,其节能潜力非常大。再沸器设计的好坏
6、,操作正常与否,直接影响着精馏塔的分离效果。为了有效的利用能源,对再沸器正确的选择和设计就显得十分重要。流态化是一门旨在强化颗粒与流体之间接触和传递的工程技术。近年来,由于生产实际需求的推动,流态化技术得到新的发展,取得的成果越来越多,其优点越来越为人们所认识,并且己经成为引人注目的前沿研究领域。另外,在化工过程设计中,要应用到大量的基础物性数据。开发一个数据库,包含这些基本的物性数据或者计算方法,在这些化工过程的设计中,就可以直接从数据库中查取有关的数据,省去烦琐的物性查取和计算的过程,简化设计,因此也是一项十分有意义的工作。2立式热虹吸再沸器简介:热虹吸再沸器在化学工业中有非常广泛的应用,
7、它具有非常高的传热系数,并且不需要泵来推动工艺流体的循环,从而使得设备费降低。但是因为在热虹吸再沸器中流体流动和传热之间紧密相关,其设计过程十分复杂,要考虑到许多相关的因素,一般首先要根据工艺要求,同时考虑一些细节因素,选择再沸器的类型此基础上选择压力平衡计算式和传热计算式,进行工艺设计。对于立式热虹吸再沸器很难在理论上对其作出精确的计算,所以多年来人们都是根据经验进行热虹吸再沸器的设计。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
8、,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。图1-1釜内液位与再沸器上管板平齐管内分两段:LBC显热段LCD蒸发段3工艺机构尺寸的估算3.1依据工艺要求计算传热速率Q(3-1)式中(3-1)b、c分别代表蒸发和冷凝,r表示潜热,D为蒸发量则:3.2计算传热温差(3-2)式中Td、Tb、tb分别为壳程露点温度、壳程泡点温度、管程平均温度。则:3.3假定传热系数K依据壳程及管程中介质的种类,按竖直管式查表,从中选取3.4计算传热面积Ap(3-3)式中Q为传热速
9、率,K为传热系数, 为传热温差。则3.5选取传热管规格、计算传热管根数选取传热管规格为25mm2mm,L=3000mm,如图(1-2a)在相同的管板面积上可排较多的管子,而且管外表面传热系数较大,此换热器由于管外流体阻力较小不易结垢,因此不需要清洗所以选择三角形图1-2排列,传热管的根数为:(3-4)式中A为传热面积,d0为管径,L为管长。则:3.6壳体直径按三角形排列时,传热管构成如图(1-2a)正六边形排列,,排管数为a,最大正六边形内对角戏上管子数目b和再沸器壳体内径D,可分别按下式进行计算:(3-5)(3-6)(3-7)式中,为排列管子总数:a为正六边形的个数:t为管心距,mm,d0为
10、传热管外径,mm。因此由于=1800,解得a=24(a=-25舍去)。再由b=2a+1解得b=49。于是取进口管Di=250mm,出口管直径D0=600mm。4传热系数校核4.1显热段传热系数KL1、假设传热管出口气化率为xe=0.021(其值得的大致范围为:对于水的汽化一般为2%5%,对于有机溶剂一般为10%20%),釜液蒸发量Db,则循环量Wt为:(3-8)式中,Db为釜液蒸发质量流量,kg/s;Wt为釜液循环流量,kg/s。所以2、显热段传热管内传热膜系数 ,设传热管内流通截面积Si,则传热管内釜液的质量流率G为(3-9)式中Si为管内流通截面积,m2;di为传热管内径,m;NT为传热系
11、数管数。设 为管内液体的粘度,则管内流动的雷诺数及普朗特数分别为:(3-10)式中, 为管内液体粘度Pas;Cpb为管内液体定压比热容kJ/(kg K); 为管管内液体热导率,W/(mK)。因此若Re 104,0.6160,显热段长与管内径之比LBC / di 50时,则按圆形直管强制湍流公式来计算显热段传热管内表面的传热系数 即(3-11)则:3、显热段课程冷凝传热膜系数(3-12)式中怪外凝液密度、壳程凝液热导率、管外凝液粘度。则:式中,0.75是双组分按单组分计算的校正系数。 4、污垢热阻,沸腾侧: 5、显热段的传热系数(3-13)4.2蒸发段传热系数KE1、管内沸腾对流传热膜系数(3-
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