丙烯—丙烷板式精餾塔設(shè)計1詳解

1、過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計 丙烯一一丙烷精微塔設(shè)計 課程名稱：化工原理課程設(shè)計 班級： 姓名： 學(xué)號： 指導(dǎo)老師：完成時間:、人 刖百 本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精微塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共 7 章。 說明中對精儲塔的設(shè)計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助 設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的說明。 鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄 第一節(jié)：標題丙烯一丙烷板式精儲塔設(shè)計 第二節(jié)：丙烯一丙烷板式精儲塔設(shè)計任務(wù)書 第三節(jié)：精帽方案簡介 第四節(jié)：精儲工藝流程草圖及說明 第五節(jié)：精儲工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計 第六節(jié)：輔助設(shè)備的計算

2、及選型 第七節(jié)：設(shè)計結(jié)果一覽表 第八節(jié)：對本設(shè)計的評述 第九節(jié)：工藝流程簡圖 第十節(jié)：參考文獻 第一章任務(wù)書 設(shè)計條件 1、 工藝條件： 飽和液體進料 進料丙烯含量xF=65%（摩爾百分數(shù)）。 塔頂丙烯含量xD_98% 釜液丙烯含量xw2% 總板效率為0.6 2、 操作條件： 塔頂操作壓力1.62MPa（表壓） 加熱劑及加熱方法：加熱劑熱水 加熱方法間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2 3、 塔板形式：浮閥 4、處理量：F=50kml/h 4、 安裝地點：煙臺 5、 塔板設(shè)計位置：塔頂 安裝地點：煙臺。 處理量：64kmol/h 6、 質(zhì)量：進料65% 塔頂產(chǎn)品98%

3、 塔底產(chǎn)品2% 1、工藝條件：丙烯一丙烷 飽和液體進料 進料丙烯含量65%（摩爾百分數(shù)） 塔頂丙烯含量98% 釜液丙烯含量98%,釜液丙烯含量xw2%，總板效率為0.6 2、操作條件： (1)塔頂操作壓力1.62MPa(表壓) 加熱劑及加熱方法：加熱劑熱水 加熱方法間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 第三章 精儲塔工藝設(shè)計 第一節(jié) 設(shè)計條件 回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2 3、塔板形式：浮閥 4、處理量：F=50kml/h 5、安裝地點：煙臺 6、塔板設(shè)計位置：塔頂 第二節(jié)精儲過程工藝計算 1、全塔物料衡算 qnDh+qnW=qnFh qnDhXd+QnWlXw=qnFhXf 解得：qnDh=32

4、.81kmol/h;qnWh=17.19kmol/h 2、塔頂、塔底溫度確定 、塔頂壓力Pt=1620+101.325=1721.325KPq 假設(shè)塔頂溫度Tto=316K經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=316.145K 查P-T-K圖得KA、KB因為YA=0.98 n W=Xi-1=YA/KA-(1-YAyKB-1=0.0006 結(jié)果小于10-3。 所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為316.145。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。 a1=KA/KB=1.15 、塔底溫度 設(shè)NT=120(含塔釜)WJNP=(NT-1)/0.6=198 按每塊阻力降100液柱計算pL=470kg/m3 WJP=P頂

5、+120X100X9.8+1000=1838.925KPa 假設(shè)塔頂溫度Tto=324K經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度T=324.37K 查P-T-K圖得KA、KB因為XA=0.02 n E=yi-1=XAMKA-d-XA)/KB-1=0.0004 結(jié)果小于10-3。 所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為324.37。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。 a2=KA/KB=1.116 所以相對才發(fā)度/=(a1+a2)/2=1.133 3、回流比計算 泡點進料：q=1 q線：x=xf=65%y二 1（：-1）x10.131x Rmin= XD-ye0.98-0.677 ye-xe0.677-0.65 =11.

6、22 代入數(shù)據(jù)，解得xe=0.65;ye=0.677; R=1.2Rmin=13.47 Nm xdln|-d 1-xw _Xw1-Xd力=62.33 (1)精儲塔的物料衡算； (2)塔板數(shù)的確定： (3)精儲塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計算; (4)精儲塔的塔體工藝尺寸計算； (5)塔板主要工藝尺寸的計算； (6)塔板的流體力學(xué)驗算： (7)塔板負荷性能圖； (8)精微塔接管尺寸計算； (9)繪制生產(chǎn)工藝流程圖； (10)繪制精儲塔設(shè)計條件圖； (11)對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。 設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至 84c 后送入連續(xù)板式精儲塔

7、 流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至 采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。 (篩板塔)，塔頂上升蒸汽 25c 后送至產(chǎn)品槽；塔釜 第四節(jié)：精儲工藝流程草圖及說明 、流程方案的選擇 1 .生產(chǎn)流程方案的確定: 原料主要有三個組分：C2、C3=、C3,生產(chǎn)方案有兩種：（見下圖A,B）如任務(wù)書規(guī)定： C2C3=C30iC4 iC4= W%5.0073.2020.800.520.48100 圖（A）為按揮發(fā)度遞減順序采出，圖（B）為按揮發(fā)度遞增順序采出。在基本有機化工生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的順序依次采出儲分的流程較常見。因各組分采出之前只需一次汽

8、化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖（B）所示方法中，除最難揮發(fā)組分外。其它組分在采出前需經(jīng)過多次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品，能量（熱量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的內(nèi)循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)選用圖（A）所示的是生產(chǎn)方案。 2 .工藝流程分離法的選擇： 在工藝流程方面，主要有深冷分離和常溫加壓分離法。脫乙烷塔，丙烯精制塔采用常溫加壓分離法。因為C2,C3在常壓下沸點較低呈氣態(tài)采用加壓精儲沸點可提高，這樣就無須冷凍設(shè)備，可使用一般水為冷卻介質(zhì)，操作比較方便工藝簡單，而且就精儲過程而言，獲得高壓比獲得低溫在設(shè)備和能

9、量消耗方面更為經(jīng)濟一些，但高壓會使釜溫增加，引起重組分的聚合，使姓的相對揮發(fā)度降低，分離難度加大?？墒巧罾浞蛛x法需采用制冷劑來得到低溫，采用閉式熱泵流程，將精儲塔和制冷循環(huán)結(jié)合起來，工藝流程復(fù)雜。綜合考濾故選用常溫加壓分離法流程。 二、工藝特點： 1、 脫乙烷塔：根據(jù)原料組成及計算：精儲段只設(shè)四塊浮伐(B) 塔板，塔頂采用分凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精儲法進行分離時它的難易程度取決于混合物的沸點差即取決于他們的相對揮發(fā)度丙烷一丙烯的沸點僅相差56C所以他們的分離很困難， 在實際分離中為了能夠用冷卻水來冷凝丙烯的蒸氣經(jīng)常把C3儲分加壓到20大氣壓下操作， 丙烷-丙烯相對揮發(fā)度幾

10、乎接近于1在這種情況下，至少需要120塊塔板才能達到分離目的。建造這樣多板數(shù)的塔，高度在45米以上是很不容易的，因而通常多以兩塔串連應(yīng)用，以降低塔的高度。 、操作特點: 1、壓力：采用不凝氣外排來調(diào)節(jié)塔內(nèi)壓力，在其他條件不變的情況下，不凝氣排放量越大、塔壓越低：不凝氣排放量越小、塔壓越高。正常情況下壓力調(diào)節(jié)主要靠調(diào)節(jié)伐自動調(diào)節(jié)。 2、塔低溫度：恒壓下，塔低溫度是調(diào)節(jié)產(chǎn)品質(zhì)量的主要 手段，釜溫是釜壓和物料組成決定的，塔低溫度主要靠重沸器加熱汽來控制。當(dāng)塔低溫度低于規(guī)定值時，應(yīng)加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低溫度高于規(guī)定值時，操作亦反。 四、改革措施: 丙烯精制塔頂冷卻器由四臺串聯(lián)改為兩臺并聯(lián)，

11、且每臺冷卻器設(shè)計時采用的材質(zhì)較好，管束較多，傳熱效果好。 者一目了然，可以達到集中管理，分散控制的目的能夠使信息反饋及時，使裝置平穩(wěn)操作，提高工作效率。為了降低能耗丙烯塔可以采用空冷。 第五節(jié)：精儲工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計 精儲塔的工藝設(shè)計計算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設(shè)計計算，塔板的布置，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能負荷圖。 1物料衡算與操作線方程 通過全塔物料衡算，可以求出精儲產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成之間 的關(guān)系。物料衡算主要解決以下問題： (1)根據(jù)設(shè)計任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及分離要求(塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度)五、設(shè)想： 若本裝置采用DCS空制操作系統(tǒng)，這

12、樣可以使操作 計算出每小時塔頂、塔底的產(chǎn)量； (2)在加料熱狀態(tài)q和回流比R選定后，分別算出精儲段和提儲段的上升蒸汽量和下降液體量； (3)寫出精儲段和提儲段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精儲塔中各股物料的流量和組成情況，塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計算理論板數(shù)以及塔徑和塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)提供依據(jù)。 通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或噸/年來表示，但在理想板計算時均須轉(zhuǎn)換為kmol/ho在設(shè)計時，汽液流量又須用m3/s來表示。因此要注意不同的場合應(yīng)使用不同的流量單位。 2、塔物料衡算 F=D+W FXf=DXD+WXw 則代入數(shù)據(jù)為 64=D+W 64*65%=D*98%+W*2% 解得

13、D=42.09375kmol/h,W=21.90625kmol/h 塔內(nèi)氣、液相流量 精微段：L=RD,V=L+D 提留段：L=L+F,V=V 3.熱量衡算 再沸器熱流量：qr=V，rv 再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量：Gr=Qr/rR 冷凝器熱流量： Qc=Vrv 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2) 塔板數(shù)的計算 相對揮發(fā)度 利用試差法求相對揮發(fā)度 1,塔頂揮發(fā)度火 H 利用 Antoine 方程小 pj 二 4 一旦計算丙烯和丙烷的飽和蒸汽悵 表3T表toine常數(shù) 表壓 P=1620kpa 則塔頂絕壓 Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpa LnPA=1

14、5.7027-1807.53/316.1-26.15 PA=12948.48mmHg=1726.373kpa 同理得 PB=10830.29mmHg=1443.921kpa YA=P-PB/(PA-PB)=0.982 KA=PA/P=1.002933 XA=yA/KA=0.982/1.002933=0.977 同理得 yB=0.02,KB=0.838842,XB=yB/KB=0.024 EX=yA/KA+yB/KB=1.000977 Ey-1=1.000977-1=0.0009776mm 滿足 E 取 1 的條件 取 Hw=0.05m,清夜層高度 Hl由選取的堰高 Hw確定 Hl=Hw+How

15、=0.05+0.028=0.078m 液流強度 Lh/lw=31.5946/1.022=30.91100 降液管底隙液體流速 u=Ls/lwhb=0.191m/s0.5m/s 符合要求 8,塔板流動性能的校核 為控制液沫夾帶量舁過大，胸便泛點耳 40.8052,浮閥塔板泛點率由以卜兩式計算， V/Pv+1.36AZrV一八一 H 二 Ni 或耳= Kg40.78KJ4 由塔板上氣相密度 R2 機 03 及塔板間距 HT3.45m,查圖 5795 泛點負荷因數(shù)圖 得 G=0.119,根據(jù)表 5Tl所提供數(shù)據(jù)，本物系的 K 值可選取 L 塔板上流道長圖 Z,=D-2/h=L4-2X0.222=0.

16、957miLw 液流面積 4 4 二 424=L539-2X0.1539=L231m- 0.1367J 受色+L36so087*0.957 F=也二次 01 二 0356 1 l*0J)9*L23l 所得泛點率低于 0.8,故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶 計算干板阻力 u2K,O3*2,O772 534* 471253529*1 2 .塔塔板液層阻力丸 取=0.50,ht=0.5%=0.5*0.0780=0.0390m 3 .克服液體表面張力阻力 4*10%4*103*47055 h二土？一絲出一二 0.00010562.一般可忽略 0g4470.2535*9,81*0X)39 由以上 3 個阻力之

17、和求塔板阻力=0.109m 12 .塔板負荷性能圖 1 .過量液沫夾帶線 +L364 乙 ，令人:0.& 4Kg 帶入物系參數(shù) 0=28.03 電/”，N7L2535 幅/,及已計算出的數(shù)據(jù) 4=0.956&1,K=0.119,4= 得匕=T.034+1146,此式為一宜線，由兩點即可確定。當(dāng) L/。加必 時，%二 167652/,與=50 也，人時，匕=1409.91/“人由此網(wǎng)點作過顯液沫夾帶線. 2 .液相下限線 =5.34*包上PL-S =0.0699m How=2.84*0.001E(Lh/lw)2/3=0.006 取 E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h 此為

18、液相下限線 3 嚴重漏液線 因動能因子冗%+%+A4%+% 將上式中兒/%，也均表示為 4.9 的函數(shù)關(guān)系，整理即獲得降液管液泛線的關(guān)系式上 %=%+%+% fV 品=1.18x10 甘 ( (L丫=2.X4xlQ-3,E=1 3/ htJ=1.18*10盒 y 由前面的校核可知，由表面張力影響所致的阻力在加中所 3 比例很小,在整理中可忽略不計.將%,代入整理得 3,40 與莊(&r+4.26*10-仕+L1S*1O()z=#丹丁+0-1.5)%. Pi皿44% 代入數(shù)據(jù)整理得 L784X10L784*1O-7F；J+4.199+5.579*101=0.225 計算出降液管液泛線上 6 點得

19、表 3-3 表 3-3 降液管液泛線數(shù)據(jù) (/h) 0 10 20 30 40 50 1123.04 107LM4 1036,97 1002.97 967.43 929,31 山表 3-3 中數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線， 3.7.6 塔板負荷性能圖 將以上 5 條線標繪在同一心直知坐標系中，塔板的負荷性能圖如網(wǎng) 37 所示. 4、精儲塔主體設(shè)備設(shè)計計算 4.1、 再沸器 精儲塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強制循環(huán)再沸器。 (1)釜式式再沸器 如圖6-2(a)和(b)所示。(a)是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進入底液池中，再進入再沸器的管際空間被加熱而部分

20、汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留810分 鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管束直徑的1.31.6倍。 (b)是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精儲中。 (2)熱虹吸式再沸器 如圖6-2(c)、(D)、(e)所示。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動從塔底流入

21、再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于40%, 否則傳熱不良。 (3)強制循環(huán)再沸器 如圖6-2中(f)所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。 原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多， 可按傳熱原理計算。 圖 6-2 再沸器的型式 4.2、 管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇 接管直徑 各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即： (6-7)式中：VS流體體積流量，m3/s； u流體流速，m/s； d管子直徑，m。 (1)塔頂蒸氣出口管徑DV 蒸氣出口管

22、中的允許氣速UV應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表6-1。 表 6-1 蒸氣出口管中允許氣速參照表 操作壓力(絕壓) 常壓 14006000Pa 6000Pa 蒸汽速度/m/s 1220 3050 5070 (2)回流液管徑DR 冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.20.5m/s,速度 太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取1.52.5m/s。 (3)進料管徑dF 料液由高位槽進塔時，料液流速取0.40.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.5 2.5m/s。 (4)釜液排除管徑dW 釜液流出的速度一般取0.51.0m/s。 (5)飽和水蒸氣管 飽和水蒸氣壓力在295k

23、Pa(表壓)以下時，蒸氣在管中流速取為2040m/s；表壓在785kPa以下時，流速取為4060m/s；表壓在2950kPa以上時，流速取為80m/so 加熱蒸氣鼓泡管 加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)若精儲塔采用直接蒸氣加熱時，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。但太小不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為510mm,孔距為孔徑的510倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的1.21.5倍，管內(nèi)蒸氣速度為2025m/s。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保證蒸氣與溶液有足夠的

24、接觸時間。 離心泵的選擇 離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟進行： (1)確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭液體的輸送量一般為生產(chǎn)任務(wù)所規(guī)定， 如果流量在一定范圍內(nèi)波動，選泵時應(yīng)按最大流量考慮。根據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排，用柏努利方程計算在最大流量下管路所需的壓頭。 (2)選擇泵的類型與型號首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)和操作條件確定泵的類型， 然后按已確定的流量Qe和壓頭He從泵的樣本或產(chǎn)品目錄中選出合適的型號。顯然，選出的泵所提供的流量和壓頭不見得與管路要求的流量Qe和壓頭He完全 相符，且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點，但在該條件下對應(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點(Qe、H

25、e)坐標位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對應(yīng)的H-Q曲線下方。另外，泵的型號選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。 (3)核算泵的軸功率若輸送液體的密度大于水的密度時，可按N=QHfkW核102, 算泵的軸功率。 第六節(jié)：輔助設(shè)備的計算及選型 精儲裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。 回流冷凝器 按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環(huán)式 (1)整體式 如圖6-1(a)和(b)所示。將冷凝器與精儲塔作成一體。這種布局的優(yōu)點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽

26、分布均勻，缺點是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計來調(diào)節(jié)時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。該型式常用于減壓精微或傳熱面較小場合。 圖 6-1 冷凝器的型式 (2)自流式 如圖6-1(c)所示。將冷凝器裝在塔頂附近的臺架上，靠改變臺架的高度來獲得回流和采出所需的位差。 (3)強制循環(huán)式 如圖6-1(D)、(e)所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時，裝在塔頂附近對造價和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠的低處，用泵向塔提供回流液。 需指出的是，在一般情況下，冷凝器采用臥式，因為臥式的冷凝液膜較薄，故對流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和維修。 管殼式換熱器的設(shè)計與選型 管殼

27、式換熱器的設(shè)計與選型的核心是計算換熱器的傳熱面積，進而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號。 .1 流體流動阻力(壓強降)的計算 (D管程流動阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。對于多程換熱器，其阻力2Api等于 各程直管阻力、回彎阻力及進、出口阻力之和。一般情況下進、出口阻力可忽略不計，故管程總阻力的計算式為 三P=(R與2/電心 (6-1) 式中APi、AP2分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強降，Pa； Ft結(jié)垢校正因數(shù)，對25mmX2.5mm的管子取1.4;對19mmX2mm 的管子取1.5; NP管程數(shù)； Ns串聯(lián)的殼程數(shù)。 上式中直管壓強降A(chǔ)Pi可按第一章中介紹的公式計算

28、；回彎管的壓強降A(chǔ) P2由下面的經(jīng)驗公式估算，即 (6-2) (2)殼程流動阻力 殼程流動阻力的計算公式很多，在此介紹埃索法計算殼程壓強降A(chǔ)PQ的公 式，即 Ap =(Api+皿)NS (6-3), 式中APi流體橫過管束的壓強降，Pa； AP2流體通過折流板缺口的壓強降，Pa; FS殼程壓強降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取1.15,氣體可取1.Q pi=FfonJNB.1)0 2 2 P2=NB(3.5-)-0 D2 (6-4) 式中F管子排列方法對壓強降的校正因數(shù)，對正三角形排列F=Q.5,對轉(zhuǎn) 角三角形為Q.4,正方形為Q.3; fQ殼程流體的摩擦系數(shù)； Nc橫過管束中心線的管子數(shù)；Nc值可由

29、下式估算： 管子按正三角形排列：nc=1.1n(6-5) 管子按正方形排列：nc-1.19.n(6-6) 式中n換熱器總管數(shù)。 NB折流擋板數(shù)； h折流擋板間距； UQ按殼程流通截面積AQ計算的流速，m/s,而Ao=h(D-ncd。)。 2 管殼式換熱器的選型和設(shè)計計算步驟 (1)計算并初選設(shè)備規(guī)格 a.確定流體在換熱器中的流動途徑 b.根據(jù)傳熱任務(wù)計算熱負荷Q。 c.確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計算定性溫度,并確定在定性溫度下的流體物性。 d.計算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于0.8的原則，決定殼程 數(shù)。 e.依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗值范圍，或按生產(chǎn)實際情況，選擇

30、總傳熱系數(shù)K值。 f,由總傳熱速率方程Q=KSAtm,初步計算出傳熱面積S,并確定換熱器的基本尺寸(如D、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列標準選擇設(shè)備規(guī)格。 (2)計算管程、殼程壓強降 根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結(jié)果是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調(diào)整流速，在確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重新計算壓強降直至滿足要求為止。 (3)核算總傳熱系數(shù) 一一一.一一.、.、.、一一.) 計算管程、殼程對流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻Rsi和Rso,在計算總傳熱系數(shù)K, 比較K的初設(shè)值和計算值，若K/K=1.151.25,則初選的換熱器合

31、適。否則需另設(shè)K值，重復(fù)以上計算步驟。 第七節(jié)：設(shè)計結(jié)果一覽表 1、操作條件及物性系數(shù) 操作壓力：塔頂1.62MPa塔底1.69MPa 操作溫度：塔頂塔底 名稱 數(shù)值 塔頂氣相密度 28.03kg/m3 塔頂液相密度 471.2535kg/m3 氣相體積流星 590.379 液相體積流星 31.595 塔頂液相表面張力 4.761 2、塔板主要工藝尺寸水力學(xué)核算 名稱 數(shù)揖 名稱 數(shù)串 塔內(nèi)丁 D,m 板間距,E L40 0.45 富塔速率 u,m/s 迂點率 M1f 出 118 0.640 液流型式 單減型 陶孔功能因子 R 10.4 降液管覷曲與塔嬴面聯(lián)之比 OJ 灰孔氣速“刈活 1.95

32、9 ill口堰堰太。.m 1.022 塔板上液流面積 Abm1 1.230 弓形降液管施度 4,ni 0.222 糕定系斑 k 2.07 出口堰眼高 k.m 塔板上泄體流道長乙，E 0.957 降液管帙眼限.m 0.045 堰上方液頭高度 k.m 0.028 安定區(qū)寬鹿 bs.m邊建就度 bv.m 0.075_1 0.050 塔板用力 hr,m 降液冷清液柱 Ikmm 0.109 0192 腳孔直 0039 降降液泡可用高 I%E 0320 修崛個數(shù) 弟致性質(zhì)區(qū)曲樹開禮面積 加097700X36 海海計停 Wf時間 T.5底 1g謔速喝，皿 5 個相負荷下限 m1他 7.90 0J9, 加儲 孔心距.m 0.125 氣相（荷上 PBmVh 2S4.5 開孔率 0.054 操仲怦性 327 第八節(jié)：對本設(shè)計的評述 作為本學(xué)期難得的一次大型作業(yè)報告，我個人而言，收獲良多，首先是看到了自己的不足，例如一些以前學(xué)習(xí)過的內(nèi)容能夠得到復(fù)習(xí)，畢竟差不多一年過去了，CAD課程內(nèi)容所教授的內(nèi)容，許多都已經(jīng)不記得了，通過這次大型課題報告，讓我們重新學(xué)習(xí)和掌