1、化工原理課程設計 立式熱虹吸再沸器設計化工原理課程設計碳八分離工段立式熱虹吸再沸器學 院：環境與化學工程學院專業班級：高材111指導老師：王衛京學生姓名：陳應龍學 號：11416025日 期：2013.7.5目錄化工原理課程設計任務書3第一章 前言41.1 課程設計基本要求41.2 立式熱虹吸再沸器41.3 設計方法簡介及步驟61.3.1 設計方法61.3.2 設計步驟61.4 再沸器殼程與管程的設計條件61.5 物性數據71.5.2管程流體在定性溫度144下的物性數據：8第二章 工藝結構設計92.1 估算再沸器尺寸92.1.1 再沸器的熱流92.1.2 計算傳熱溫度差tm92.1.3 假定傳

2、熱系數K92.1.4 計算實際傳熱面積Ap102.1.5 工藝結構設計102.2 傳熱能力核算112.2.1 顯熱段傳熱系數KL112.2.2 蒸發段傳熱系數132.2.3 顯熱段及蒸發段長度132.2.4 計算平均傳熱系數KC142.3 面積裕度核算142.4 循環流量的校核142.4.1計算循環推動力PD142.4.2 循環阻力Pf162.4.3 循環推動力PD與循環阻力Pf的比值計20設計自我評價21附表122參考文獻23化工原理課程設計任務書學生姓名 _陳應龍_ 班級 _高材111_設計題目：碳八分離工段立式熱虹吸再沸器設計1.工藝條件（1）工藝物流組成：乙苯1.99%，對二甲苯21.

3、5%，間二甲苯47.7%，鄰二甲苯28.8%，（以上均為摩爾分率）（2）操作溫度 188，（3）操作壓力 塔頂壓力為常壓（4）塔底部壓力 0.12Mpa（5）加熱水蒸氣壓力 25kg/cm2，（6）加熱負荷 1240000kJ/h，（7）加熱方式 間接蒸汽加熱（8）要求管程和殼程壓差均小于50kPa，試設計標準立式熱虹吸再沸器。第一章 前言1.1 課程設計基本要求化工原理課程設計是培養學生化工設計能力的重要教學環節，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計

4、過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性。因此,學生在進行設計時，應該以嚴謹、認真的態度對待，經過精密演算，得出所設計設備的各項參數。1.2 立式熱虹吸再沸器如右圖所示，立式熱虹吸再沸器是利用塔底單相釜液與換熱器傳熱管內汽液混合物的密度差形成循環推動力，構成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流動循環。這種再沸器具有傳熱系數高，結構緊湊，安裝方便，釜液在 加熱段的停留時間短，不易結垢，調節方便，占地面積小，設備及運行費用低等顯著優點。但是由于結構上的原因，殼程不能采用機械方法清洗，因此不適宜用于高粘度或者較臟的加熱介質。同時由于是立式安裝，因而增加了塔的裙座高度。立式熱虹吸

5、再沸器是利用熱介質在殼側提供熱量將管側工藝流體加熱沸騰的管殼式換熱器，它是自然循環的單元操作，動力來自與之相連的精餾塔塔釜液位產生的靜壓頭和管內流體的密度差。與臥式相比其循環速率高傳熱膜系數高。但是工業上應用的立式熱虹吸再沸器其加熱督要有一定高度才能獲得較高的傳熱速率而塔底液面與再沸器上部管板約為等高這樣就提高了塔底的標高使設備安裝費增加并且設備的清洗和維修也困難。立式熱虹吸再沸器的不穩定性往往是由于兩相流的不穩定流型所致。在立式熱虹吸管內蛇兩相流沸騰流型自下而上相繼出現鼓泡化工原理基礎強化訓練流、彈狀流、環狀流及環霧流等。彈狀流的大汽抱的不斷出現與破裂激發了操作的不穩定性。立式熱虹吸再沸器與

6、臥式相比雖有較好的防垢性能但對于粘度大的物料例如石按化工中一些高分子聚合物也常因結垢堵塞管道而要定期清除垢物。嚴重的情況下運轉一年就會將再沸器中絕大部分管子堵死垢物的清除費力費時十分困難。改善立式熱虹吸再沸器的操作性能強化其傳熱具有十分重要的意義。 1.3 設計方法簡介及步驟1.3.1 設計方法 立式熱虹吸式再沸器的流體流動系統式有塔釜內液位高度、塔釜底部至再沸器下部封頭的管路、再沸器的管程及其上部封頭至入塔口的管路所構成的循環系統。由于立式熱虹吸再沸器是依靠單相液體與汽液混合物間的密度差為推動力形成釜液流動循環，釜液環流量，壓力降及熱流量相互關聯，因此，立式熱虹吸再沸器工藝設計需將傳熱計算和

7、流體力學計算相互關聯采用試差的方法，并以出口氣含率為試差變量進行計算。假設傳熱系數，估算傳熱面積。1.3.2 設計步驟1、初選傳熱系數，估算傳熱面積2、依據估算的傳熱面積，進行再沸器的工藝結構設計；3、假設再沸器的出口氣含率，進行熱流量核算；4、計算釜液循環過程的推動力和流動阻力，核算出口氣含率 。1.4 再沸器殼程與管程的設計條件 殼程混合氣體的定性溫度為131。表1 混合物各純組分物性數據（t=131）物性組分黏度（g）Pas黏度（l）Pas熱容（g）J熱容（l）J密度（l）Kg汽化焓J乙苯8.7000.0002461172.844228.084765.4343.599對二甲苯8.5160

8、.0002305169.440220.355760.4663.639間二甲苯8.6930.0002315169.743222.411764.5833.673 殼程 管程溫度/ 131 188壓力/Mpa 2.45 2.4蒸發量/(kg/h) 72001.5 物性數據1.5.1殼程水蒸汽在定性溫度200下的物性數據：潛熱rc=1943.5kJ/kg 熱導率c=0.663W/(m.k)黏度c=0.136mPa.s 密度 c=863.0kg/m31.5.2管程流體在定性溫度144下的物性數據：液相潛熱 rb=361.14 kJ/kg 液相熱導率b=0.124 W/(m.k)液相黏度 b=0.24 m

9、Pa.s 液相密度 b=791 kg/m3表面張力 =0.0173N/m 液相比熱容Cpb=1.6 kJ/(kg.k)汽相密度 v=5.81 kg/m3 汽相黏度 v=0.009 mPa.s蒸汽壓曲線斜率（t/p）=0.00303 m2.K/kg第二章 工藝結構設計2.1 估算再沸器尺寸2.1.1 再沸器的熱流根據任務書所給熱流量為 Q = 1.24×106 = 3.44×105w×平均汽化潛熱361有機液體蒸發量=Q/=260000/36.1=7200(kg/h)2.1.2 計算傳熱溫度差tm飽和水蒸氣溫度t188操作壓力下液體沸騰溫度t144傳熱溫差tt188

10、144442.1.3 假定傳熱系數K表21 傳熱系數K值大致范圍殼程管程K/（W/(m2·K)）備注水蒸氣液體1390垂直式短管水蒸氣液體1160水平管式水蒸氣水2260-5700垂直管式水蒸氣有機溶液570-1140水蒸氣輕油450-1020水蒸氣重油（減壓下）140-430假定傳熱系數K值為600 W/（m·K）。2.1.4 計算實際傳熱面積Ap = 3.44×105/(600×44) = 13.03（m2） 2.1.5 工藝結構設計（1）選定傳熱管長度L=500mm（2）傳熱管規格為45×3.5mm（3）管子排列方式：正三角形排列則 總傳

11、熱管數NT為 = 13.03/(3.14×0.038×0.5) =217排管構成正六邊形的個數a、最大正六邊形內對角線上管子數目b和再沸器殼體內徑D可分別按下式計算。NT = 3a（a+1）+ 1則 a = 8 b = 2a+1則 b = 17 D = t（b-1）+（2-3）d0則 D = 32×（17-1）+ 2×38 = 588mm取管程進口管直徑Di=250mm, 出口管直徑Do=300mm 正三角形排列L/Ds應合理，一般在46左右，不符合則應修改。卷制殼體內徑以600mm為基數，以100mm為進檔級。接管尺寸，查表2.2 傳熱能力核算2.2.

12、1 顯熱段傳熱系數KL1、計算循環量設傳熱管出口處氣含率xe=0.10（25%） = 7200/（3600×0.10） = 20（kg/s）2、計算顯熱段管內傳熱膜系數i = 3.14/4×0.0382×217 = 0.246 = 20/0.246 = 81.3kg/（m2·s） 管內Re和Pr數： = （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、殼

13、程冷凝傳熱膜系數a0計算 = 3.44×105/(1938.2×103) = 0.18（kg/s） = 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污垢熱阻R查表 沸騰側R=1.76×10-4m2·K/W 冷

14、凝側R=5.2×10-4m2·K/W管壁熱阻R=4.299×10-5m2·K/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·K2.2.2 蒸發段傳熱系數設計思路：Xe<25% 控制在第二區：飽和泡核沸騰和兩相對流傳熱 雙機理模型：同時考慮兩相對流傳熱機理和飽和泡核沸騰傳熱機理 Ke=887W/m·K2.2.3 顯熱段及蒸發段長度2.2.4 計算

15、平均傳熱系數KC= （388×0.0935+887×0.4065）/0.5 = 794 W/m·K2.3 面積裕度核算 = 3.44×105/（794×44） = 10m22.4 循環流量的校核2.4.1計算循環推動力PD式中蒸發段兩相流平均密度以出口氣含率的1/3計算。管程出口管內兩相流密度以出口氣含率計算。 = 0.4065×(791-239)-1.0×143 ×9.81 = 3803Pa2.4.2 循環阻力Pf1、管程進出口阻力P1 = 20/（0.785×0.252） = 408 kg/（m

16、83;s） =（0.25×408）/0.00024 = 646000 = 0.01227+0.7543/6460000.38 = 0.0169 = 0.0169×29.3×3402/（2×0.25×791） = 145Pa2、傳熱管顯熱段阻力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 = 0.0330×0.0935×81

17、2/（2×0.25×791） = 0.05Pa 3、傳熱管蒸發段阻力P3分別計算傳熱管蒸發段氣液兩相流動阻力，再以一定方式相加。（1）氣相阻力： = 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

18、= 0.0224 = （0.0224×0.4095×530.92）/（0.038×2×791） = 43Pa蒸發段阻力P3: = （391/4+431/4）4 = 656Pa4、管內動能變化產生阻力P4M：動量變化引起的阻力系數 = （0.038×271.1）/0.00024 = 429245、管程出口段阻力P5 （1）氣相阻力 = 20/（0.785×0.32） = 283 = 0.08×283 = 22.64 kg kg/（m·s） =（0.038×22.64）/（0.009×10-3） =

19、 95591 = 0.01227+0.7543/955910.38 = 0.022 =（0.022×0.5×22.642）/（0.038×2×5.81） = 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

20、Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 145+0.05+656+2441+472 = 3714.052.4.3 循環推動力PD與循環阻力Pf的比值計正常工作時，兩項數值相等設計時，推動力應略大于阻力（安全設計） 0.023上述比值太大，則應降低Xe上述比值太小，則應升高Xe總結該比值在0.010.05之間，符合設計要求，所以設計合理 在出口汽化量不變的情況下，汽化率減低，再沸器管內循環量將增加，管內傳熱系數增大，再沸器面積減小，再沸器熱通量增大，但一般不超過最大熱通量的。 對于易結垢的物系應充分考慮污垢對傳熱的影響。考慮再沸器的操作彈性，一般在計算基礎上要留有裕量。 為保證再

21、沸器的正常循環，出口汽化率一般在之間，出口管道壓降一般不超過總壓降的。設計自我評價本次課程設計為期四天，在查找資料，與同學討論的過程中，使我受益匪淺?，F總結如下：首先，通過此次課程設計，使我鞏固了所學知識，進一步理解了換熱器的結構、計算方法以及如何選擇適合的換熱器。其次，通過此次課程設計，使我更加理解了理論與實踐相結合，知識與生產相互結合，更進一步理解了化工原理知識體系構架，也更加明確了化工原理在化工生產中的重要性。 再次，本次課程設計與其他同學討論，大家通過前期的方案討論，在圖書館查閱相關資料，整理相關信息，使整個課程設計過程進行得比較順利。在這個過程中，自己更加體會到了與人合作的重要性。最后，非常感謝老師給我們這次鍛煉的機會，能夠讓我們在本專業的學習中了解更多工程類的知識，本次的課程設計將會對我們以后的工作有很大幫助，同時也為以后進一步的學習打下了堅實的基礎。附表1立式熱虹吸設計結果匯總殼層管程物料名稱進口水混合蒸氣出口凝液水和水蒸