【正文】 正確，因此所設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 s) =(m2 s) = = = b. 液相流動阻力△ PL3 GL=GGv=(m2 s) = = = 3）傳熱管蒸發(fā)段阻力△ P3 a. 氣相流動阻力△ Pv3 G=(m2 ??? XX XR tttt ttL? ? RR LbLvtp ??? ??? 139。 s) nbtPV a??? ?????????? ????? ?? om owi oiiv oE Rod dRddRddK 11tLP w LmLTissBCWCtKNdptptLL?? ???????????????????? ???? ? LLKLKK CDEBcLC ??tKA mCC Q ?? ? ?AAA CCPH ??? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt ??? ?1212 ??? XX XR tttt ttL? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt 39。 rb s 氣相密度：ρ v =28kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（Δ t/Δ P） = m2 K/kg . 估算設(shè)備尺寸 熱流量： 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 19 = Mw s 液相密度：ρ b =460kg/m3 液相定比壓熱容： Cpb= kJ/kg s 密度：ρ c =2） 管程流體在（ ℃ ）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rb=330 kJ/kg 液相熱導(dǎo)率：λ b =(m 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 18 4. 再沸器的設(shè)計 . 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件 ．選用立式熱虹吸式再沸器 其殼程以水蒸氣為熱源，管程為塔底的釜液。39。39。 降液管流速 Ub=Ht/T=. 嚴重漏液校核 Ho’ =+（ hw+how） ha =+*= m 液柱 , 穩(wěn)定系數(shù) k=0,hhuu ooo ?=～ ,故 不會發(fā)生嚴重漏液。 . 塔板阻力計算 干板阻力 ho： 據(jù) d0/δ =7/4=,查《化工原理》（下冊） P118 的圖 ，得 C0= 故 22 ) (*2 1)(2 1 ???? CouoLVgho ??= 液柱 塔板清液層阻力 hL： dT AAsqVua 2? ?? =(*)=氣體動能因子 Fa= ??Vua? = 查《化工原理》（下冊） P118 的圖 ，得β =，故 hL=β（ hw+how） =*(+)= 液柱 表面張力阻力 ha： ha=*28*7 26 *104104 30 3 ?? ??? Lgd ? ? = m 液柱 所以 hf=ho+hL+ha=++= 液柱 . 降液管液泛校核 由 hdhfhowhwHd ?????? ,取 ? =0，則 hf =0 其中 ud是底隙流速 282 )()(3 hblw lqvgudhd ? ???? ?= m 液柱，于是 hdhfho whwHd ???? = 液柱 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 15 取降液管中泡沫層密度Φ =，則 Hd’ =Hd/= m 液柱 ,而 Ht+hw=+= Hd’ ,故不會發(fā)生降液管液泛。 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸 的選取 ．塔板布置及其他結(jié)構(gòu)尺寸的選取 由于 D(～ ),采用分塊式塔板； 取塔板厚度 t=4mm。 進料處兩板間距增大為 設(shè)置 20個人孔，人孔所在處兩板間距增大為 裙座取 5m,塔頂空間高度 ,釜液上方氣液分離高度取 4m. 設(shè)釜液停留時間為 30min 釜液高度：22 **4 6 0 3 2 1 *4*1 8 0 04*60*30 ??? DqHlvw ?? = 所以，總塔高 h=81+()+5++4++20*()≈ 100m 溢流裝置的設(shè)計 . 降液管 （弓形） 由上述計算可得：降液管截面積： Ad=AT = 由 Ad/AT=,查《化工原理》（下冊） P113 的圖 可得： lw/D=， Bd/D= 所以，堰長 lw==，堰寬 Bd==，降液管面積 = m2 ．溢流堰 溢流強度 qvlh’ /lw=*3600/=(100130).合格 收縮系數(shù) E近似為 1 3/233/2,3 ) ( ????????????? ??Wn L how lqEh丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 13 則堰上液頭高： = 合適 取堰高 hw=。 kg/s 提餾段液相流量 qnl39。 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 10 結(jié)論：理論進料為 51 塊板，理論總板數(shù)為 109 塊（包括釜） 實際進料第 85 塊板，實際總塔板數(shù)為 180 塊。 帶入程序，得理論進料為 51塊板，理論總板數(shù)為 109 塊（包括釜） ,則實際板數(shù)為（ 1091） /=180 塊。 再通過精餾線與 q 線的交點。 第二次：實際板為 塊。 計算出 w1=， w2=。 利用 excel 計算出塔底壓力 ，插值出α = 計算出 d1=， d2=。 } 其中 a,d1,d2,w1,w2 分別為 相對揮發(fā)度，精餾線斜率，精餾線截距，提餾線斜 率，提餾線截距。 else continue。amp。 x=y/(a(a1)*y)。 for(。} printf(in=%d\n,n)。()) break。 WnWnFnL nWnnWnFnL nFnLn xqqqq qxqqqq qqqy ????? ??? 1丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 9 if(xamp。n++) { y=d1*x+d2。 n++。 y=。w1,amp。d1,amp。 scanf（“ %f%f%f%f%f\n” ,amp。 其中 N是假設(shè)實際塔板數(shù)， P 單位為 Mpa ，進行迭代： 具體為： 假設(shè)實際板數(shù) —— 確定塔頂塔底壓力 —— 根據(jù)壓力和組成算出相對揮發(fā)度 —— 平均相對揮發(fā)度 —— 理論板數(shù) —— 實際板數(shù) —— 與假設(shè)比較 其中：eeeD xy yXR ???min RR? q線方程 ey = 平衡關(guān)系 eee yyx )1( ??? ?? 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 8 精餾 線方程 11 ???? RxRRy D 提餾線 流程圖： 計算程序： include main(){ float x,y,a,d1,d2,w1,w2。 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量： Mr= qnr/Rr 2）冷凝器熱流量： qc=V?Cp?(t2t1) 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量： Mc= qc/(Cl?(t2t1)) 塔板數(shù)的計算 . 相對揮發(fā)度的計算： 通過對給定的溫度 — 組成表格，計算相對揮發(fā)度α α =Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa) 計算后平均，算得， （絕）下α = （絕）下α = 平衡關(guān)系： x=y/(α (α 1)y). . 估算塔底的壓力： 已知塔頂?shù)膲毫?（表） 即 （絕） 工程經(jīng)驗每塊塔板壓降 100mm 液柱，丙烷 丙烯：密度 460。 qnV’ =qnV . 熱量衡算 1）再沸器熱流量： qnr=qnV39。+qnW。 qnL39。 qnV39。 2）提餾段： qnL39。 qMW = xW?MW/3600 = qMF=xF?MF/3600= kg/s . 塔內(nèi)氣、液相流量： 1）精餾段： qnL =R?qnD。 MW=*42+*44= kg/kmol。 操作條件： 1）塔頂操作壓力： P=（表壓） 2）加熱劑及加熱方法：加熱劑 —— 水蒸氣 加熱方法 —— 間壁換熱 3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水 4）回流比系數(shù)： R/Rmin=。 . 設(shè)備選用 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。 . 工藝流程 . 物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行?；亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆颠^程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸分離。氣相沿塔上升至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計任務(wù)書 5 2. 方案流程簡介 . 精餾裝置流程 精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。 ▲ 立式安裝，增加了塔的裙座高度。 ▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。 立式熱虹吸特點： ▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式 換熱器。 . 再沸器 再沸器是精餾裝置的重要附屬設(shè)備，其作用是使塔釜液部分汽化，