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1、化工过程与设备课程设计丙烯丙烷精镭装置设计XX刖百本设计说明书包括设计任务书、概述、精储塔工艺设计、再沸器设计、辅助设备的设计、管路设计、控制方案和设计心得和总结共8章。说明中对精镭塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。鉴于设计者的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正！感谢老师的指导和参阅！关键词：化工原理，课程设计，精储塔，再沸器目录1 .设计任务书11.1 过程工艺与设备课程设计任务书（二）丙烯一一丙烷精微设计1111设计条件1112工艺设计要求1113其它要求1114参考资料22 .概述32.1 方案的确定和论证31.
2、1.1精僧塔32. 1.2再沸器33. 1.3冷凝器（设计从略）34. 1.4加热剂和冷却剂的选择45. 1.5回流比R的选取42.2工艺流程说明42.2.1精微装置流程42.2.2工艺流程42.2.3调节装置52. 3装置处理能力及产品质量53. 4设计的目的及意义53.精微塔工艺设计63.1 设计条件61. 1.1工艺条件63. 1.2操作条件64. 1.3其他条件63. 2物料衡算及热量衡算63. 2.1物料衡算63. 2.2热量衡算74. 3塔板数计算（试差法）73. 3.1相对挥发度计算74. 3.2回流比计算85. 3.3精微段操作方程86. 3.4提微段操作方程87. 3.5逐板
3、计数法求塔板数83.4板式塔的化工设计设计计算93.4.1精微塔物性参数（以塔底查取）93.4.2初估塔径103.4.3塔高的估算113.5溢流装置的设计113.5.1降液管（弓形）113.5.2溢流堰123.5.3受液盘和底隙123.6塔板布置和其余结构尺寸的选取123.6.1塔板及其布置123.6.2筛孔的尺寸和排列123.7塔板流动性能校核133.7.1液沫夹带量的校核133.7.2塔板阻力的计算和校核133.7.3降液管液泛校核133.7.4液体在降液管中的停留时间143.7.5严重漏液校核143.8塔板性能负荷图143. 8.1过量液沫夹带线144. 8.2液相下限线145. 8.3
4、严重漏液线156. 8.4液相上限线157. 8.5降液管液泛线158. 8.6设计点159. 8.7塔板负荷性能图164.再沸器设计174.1 设计任务与设计条件174.1.1 选用立式热虹吸式再沸器174.1.2 再沸器壳程与管程的设计174. 1.3物性数据174. 2估算设备尺寸184. 3传热能力校核184. 3.1显热段总传热系数KL184. 3.2蒸发段传热系数KE194. 3.3显热段及蒸发段长度204. 3.4传热系数214. 3.5传热面积裕度214. 4循环流量校核214. 4.1循环系统推动力2110. 4.2循环阻力APf215.辅助设备的设计245.1 辅助容器的设
5、计2411. 1.1进料罐（常温贮料，20）2412. .2回流罐（40）245.1.3播出产品罐（25C）245.1.4釜液罐（25C）245.2传热设备的设计255.2.1进料预热器255.2.2塔顶冷凝器255.2.3塔顶产品冷却器255.2.4釜液冷却器265.3泵的设计265. 3.1进料泵（两台，一用一备）266. 3.2回流泵（两台，一开一用）277. 3.3釜液泵（两台，一开一用）276 .管路设计291. 1进料管线296. 2塔顶蒸汽管297. 3塔顶产品管298. 4回流管299. 5釜液流出管3010. 6仪表接管3011. 7塔底蒸汽回流管307 .控制方案318 .
6、设计心得及总结32参考文献33附录134附录235附录336附录4381 .设计任务书1.1 过程工艺与设备课程设计任务书(二)丙烯一丙烷精储设计1.1.1 设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量号=65%(摩尔百分数)塔顶丙烯含量与=98%,釜液丙烯含量2%,总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力1.62MPa(表压)。安装地点：大连。塔板设计位置：塔底。塔板形式：筛板。处理量：60kmol/ho回流比系数R/Rmin：1.2。2 .1.2工艺设计要求1完成精储塔的工艺设计计算；(1)塔高、塔径(2)溢流装置的设计(3)塔盘布置(4)塔盘流动性能的校核(5)负荷性能图2完成塔底再
7、沸器的设计计算；3管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4其余辅助设备的计算及选型；5控制仪表的选择参数；6用3图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精储塔或再沸器)的工艺条件图各一张；(塔板设计位置为塔底，完成再沸器的工艺条件图)7编写设计说明书。113其它要求(1)本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。(2)1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导老师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计。(3)图纸一律用计算机(电子图板)出图。(4)本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩，最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况
8、和最后的考试(核)情况给定。1.1.4参考资料(1)化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社,2009年。(2)化学化工物性数据手册(有机卷)，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。(3)化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社,2002年。(4)石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。(5)石油化工基础数据手册(续篇)，马沛生，化学工业出版社，1993年。(6)石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师：吴雪梅、潘艳秋任务书下达日期2014年6月23日2.概述精储是分离过程
9、中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精微塔，再沸器和冷凝器。2.1 方案的确定和论证2.1.1 精储塔精储塔是精储装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精微塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。对于双组分精储用一个精储塔，分别从塔顶、塔底获得轻、重组分产品显然分离序列是唯一的。当n个组分的混合物通过精储方法获取n个产品，则需要(nT)个精储塔，通过不同的组合可得到2(n-l
10、)!/n!(11-1)!个分离序列。常规或简单精储塔设有一个进料口,进料位置将塔分为精储段和提储段两段,而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精僧塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2.1.2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精储塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜
11、液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。2.1.3 冷凝器(设计从略)用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。2.1.4 加热剂和冷却剂的选择加热剂：水蒸气加热方法：壁间换热冷却剂：循环冷却水丙烯一一丙烷系统在精馈过程中，塔底温度大约为53C,加热剂可选用热水或蒸汽，而热水比蒸汽节省能耗，故加热剂选择热水，而塔顶温度大约为42,冷却剂可选用循环冷却水。2.1.5 回流比R的选取根据任务书给定比
12、例RRmin=l.2,确定回流比R。2.2工艺流程说明2.2.1精储装置流程精储就是通过多级蒸储，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。其流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精储塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精储操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馈出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流
13、至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2. 2.2工艺流程（1）物料的储存和运输精储过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。（2）必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度、液位等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。2. 2.3调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方
14、式并存，且随时进行切换。3. 3装置处理能力及产品质量处理量：60kmolh产品质量：（以两稀摩尔百分数计）进料：xf=65%塔顶产品：%d=98%塔底产品：xw2%2. 4设计的目的及意义锻炼学生的综合能力：资料查阅、知识综合应用、理论计算、设备选型、绘制图形、编写说明书等。培养工程观念：理论一小试一放大。3.精储塔工艺设计3.1 设计条件3.1.1 工艺条件饱和液体进料，进料丙烯含量勺=65%(摩尔百分数)塔顶丙烯含量XD=98%,釜液丙烯含量XW2%,总板效率为0.6。3.1.2 操作条件(1)塔顶操作压力：P=1.62MPa(表压)(2)加热剂及加热方法：加热剂水蒸气加热方法一一间壁换
15、热(3)冷却剂：循环冷却水(4)回流比系数：RRmin=l.23.1.3 其他条件(1)塔板形式：筛板(2)处理量：60kmol/h(3)安装地点：大连(4)塔板设计位置：塔底3. 2物料衡算及热衡算3.1.1 物料衡算(1)已知条件：Xf=65%；xd=98%；xw=2%；qnF=60kmolho(2)求摩尔流量：QnF=q11D+QnW解得：QnD=39.375cnoqnpF=QnDxDQnwxwQnw=20.625kmol/h(3)求质量流量：Md=XDMC346+XWMC3%=09842+0.0244=42.04kg/kmolMw=Xdc3h8+xwc3h6=9844+0.0242=4
16、3.96kg/kmolMF=XfWc3H6+(1-Xf)c3h8=06542+(1-0.65)44=42.7kg/kmol则qnnMD39.375X42.04qmD=0.4598kg/sHmD36003600qnwMw20.625X43.96qmw=:之二=0.2519kg/smw36003600qnFMF6042.7q旃=F=O7117kg/s其中：M。,MwfMF塔顶，塔底，进料物流摩尔质量kg/kmol；qmDfqmwyQmF塔顶，塔底，进料物流质量流量kg/s。3. 2.2热量衡算（1）再沸器热流量:r=q,nvr,再沸器加热剂用量：qriR=L、（2）冷凝器热流量：c=qnvr冷凝器
17、冷却剂用量：CPC（TLT2）3.3塔板数计算（试差法）3. 3.1相对挥发度计算塔顶操作压力：P顶=1.62MPa（表压）；塔顶操作压力（绝）：P15i=L62MPa+0.1013MPa=l.7213MPa按塔顶为纯组分的丙烯，查表可知，此时其饱和蒸汽温度约为41.5,所以塔顶温度约为41.5。在P-K-T图上,查得：口顶=Loo；kra=0.88；则塔顶相对挥发度顶二ka顶kB小1.00/0.88=1.136；假设精储塔的理论塔板数是120块，实际塔板数为200块，每块板的压降为100nun液柱；塔底压力二塔顶压力+全塔阻力；全塔阻力%=NpX%（此处先假设每块塔板阻力今相同）；每块塔板的
18、阻力九尸暂时估算为100mln液柱（0.pLg,Pa）,而（假设此时塔底温度为52）52C时，P=444.4cg7113,则=o.X444.4X9.8=433.16PQ=0.000436MPa。hf=Nphf=2000.000436=0.0872MPa塔底操作压力（绝）：PJK=P0i+hf=l.7213+0.0872=1.8085MPa。按塔底为纯组分的丙烷，查表可知，此时其饱和蒸汽温度约为52.1C,所以塔底温度约为52.IC（与原假设温度相符合）。在P-K-T图上，查得：kA底=L25；10；则塔底相对挥发度Q底二kA/kBft=l.25/1.10=1.136；贝JY-JJj-（顶+底）
19、/2=1.136。3.3.2回流比计算17zi-CCX1.136X平衡线：y=FG=由病；泡点进料：q=l;q线：Xq=xf=0.65;代入数据，解得：%e=065,可求解得ye=0.678。最小回流比Rmin为：Rmin=二匹=鬻第=10.61k0.678-0.65回流比为：R=L2Rmin=12.73,）3.3.3精憎段操作方程精储段操作线方程：yn+1=-xn+怒=0.927xn+0.0713.3.4提t三段操作方程qnL=RqnD-501.24cmo1/九，qnF=60kmolh,xw=0.02,qnw=20.625cmo,q=1。提储段操作线方程:ym+l =qm+q?IFQnL+Q
20、QnF-QnWqwQnL+QQnF-QnWxw = 1.038xm 0.0007633. 3.5逐板计数法求塔板数经过编程（见附件3）后进行模拟计算，可知精储过程中所需理论板数为:NT=I22（包括釜），进料板为第61块板。又已知总板效率为：E1=O.6；则实际板数为NP=二=*=202块。产ET0.63.4板式塔的化工设计设计计算3.4.1 精储塔物性参数（以塔底查取）（1）求气相、液相密度T=52oC=325K,P=1.8085Ma（绝）查表可知：液相：丙烯P=453.1kgm3丙烷P=444.2kgm3质量分率计算:wc3h6c3H6Mc3H6xMj0.02X420.0242+0.984
21、4=0.019,Wc3H8=1-0.019=0.981。混合物密度计算：2=5)；则混合物密度为PL=444.4kgm3o气相：丙烯P=M1:8Xx21500=28.1的/病。丙烷P=翳=1篙黑w=294kgm3摩尔分率：3“6xC3H6=2,yc3/xc3h8=98质量分率：IVc=ycC3H6=002X42=OOI9,yiMi0.0242+0.9844WC3/=I-019=0.981则混合物密度为PV=29Akgm30(2)求塔内气、液相体积流率：精馈段：qmL=RqmD=1273X0.4598=5.8533kgs,qmv=(R+l)q7n0=(12.73+1)0.4598=6.3131/
22、cg/s。皿L=需=013171m3s,Qw=誓=*=21473m3s提储段：qnL=q11L+QQnF,必V=9nV一(1一切血尸，QnL=QnV+QnlV其中q=1；则:QmL=QmL+QmF=5.8533+0.7117=6.565kgs,QmV=cImv=6.3131/cg/s。q%=6565=0.014773m3s,q沁=qvv=0.21473m3SoPL444.4(3)液相表面张力查表可知，52时丙烷的表面张力为。=3.963dyn/cm；所以液相表面张力取。=3.963dyncm03.4.2初估塔径提储段液相体积流量：qVLs=qVL=0.014773m3s提储段气相体积流量：qV
23、Vs=q,vv=qvv=0.21473m3s,（1）液泛气速求两相流动参数：“=口回=吧9陛=0.2675,Qvvs-PV0.21473y29.4初选塔板间距HT=O.45m,查化工原理（下册）P237筛板塔泛点关联图,得：C20=0.058OQ2气体负荷因子：C=Qo仁）=0.058X（尊严=0.04196液泛气速：Uf=C平手=0.1576ms（2）选取设计气速取泛点率为0.62,则操作气速：=泛点率X=0.09771ms所需气体流道截面积A：A=等=黑券=2.1976m2选取单流型，弓形降液管板，取华=0.12,则4=1一半=0.88,AtAtAT故塔板截面积：AT=S=2.4973n2
24、o0.88塔径D：D=席=JXj管=1.783m。圆整，取D为L8m。（3）校核圆整，取塔径D为1.8m,则实际塔板截面积：AT=学=安吏=2.54447加2,44降液管截面积：Ad=02A=0.3054m2,气体流道截面积：A=0.88AT=2.2393m2,实际操作气速：IZ=口=丝9=0.09589ms,实际泛点率l7IZf=O.608,在0.60.8之内,且选HT=O.45m,D=l.8m,符合经验关系。3.4. 3塔高的估算塔高由下式计算：H=（N-NF-NP-I）HT+NfH+NPHP+Hd+Hb式中H塔高（不包括封头、裙座）m；N实际塔板数（包括釜）；NF进料板数；NP人孔数；H
25、塔板间距，m；HF进料板处板间距，m；H1.设人孔处板间距，m；HD塔顶空间（不包括头盖部分），m；HR塔底空间（不包括底盖部分），mo实际板数为N=203,进料板数NkL初选塔板间间距HkO.45m,进料处两板间距增大为0.9m,即HE）.9m,人孔数取20个，即Np=20,人孔所在处两板间间距增大为0.8m,即Hp=0.8m,裙座取5叫塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取4m,设釜液停留时间为30mino釜液流出量:qznw=02519cgsQnw0.2519.qvw=也匕=3600=2.0406z113PL444.4釜液高度：Hw=0.5誓=0.5X4x20-=0.4010moI
26、tL/XoHB=5+4+0.4010=9.4010m,HD=1.5m0所以，塔高为H=（N-Np-I）HT+NFHF+NpHp+Hd+Hb=（203-1-20-1）0.45+10.9+200.8+1.5+9.401=109.25m。3. 5溢流装置的设计溢流装置：采用单溢流弓形降液管，不设内堰。3.1.1 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：d=Q2A=0.3054m2,而由华=0.12,查化工原理（下册）P235的图10.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：lwD=0.75,bdD=0.17o所以，堰长LW=0.76D=1.35m,堰宽加=17D=0.306m,降液管面积Ad=0.3
27、054m2o3.1.2 溢流堰溢流强度L%”=答=1136=39.39m3mh0.006m,合适。取堰高为hwz=0.04no3.1.3 受液盘和底隙平形受液盘，考虑到物料较清洁且液相流量不大，故取底隙月=0.040m0液体流经底隙流速：ub=：=0.273ms(0.80.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度8=4mm；整个塔板面积：受液区和降液区面积2Ad=0.6108m2o入口安定区和出口安定区bs=bs=60mm=0.0611o边缘区bc=50mm=0.05m。选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=2(xr2-X2+r2sin1)o其中，bd=0.306m,%=+bs)=y-(0.306+0
28、.06)=0.534m,r=-bc=-0.05=0.85m。2c2所以，4=2x(.534.852-0.5342+0.852sin-1=1.6879n203 .6.2筛孔的尺寸和排列(1)筛孔排列：按正三角形排列。(2)开孔率的确定：开孔率W=W4=磊=。.9。7(为22取盛=4mmft=4.5d0=18mm,得=0.907(V)=4.48%o开孑I所占面积Ao=nd02=Ac=0.0756n2,筛孔数n=6016个，筛孔气速：U0=T=照著=2.8403msoAq0075o3.7 塔板流动性能校核3.7.1 液沫夹带的校核H=0.45n,Hf=2.5(vv+九OW)=0.1823m,u=0.
29、0756mSohow=0.0329n,hw=0.04n,=3.963dyn/cm=3.963mNm0塔板上的液沫夹带量可由Hunt经验公式估算：=史上(_2二史(,。坐J?=2516X10-sk液体vH-HfJ3.9630.45-0.1823/&kg气体V0.1kg液体kg气体，故不会产生过量的液沫夹带。3.7.2塔板阻力的计算和校核干板阻力坛=*二点,：根据B=；1,查图得，C0=0.82,故工”（巴丫=X空L（*）2=00405m液柱。U2gpLcqJ29,81444.40.82）（2）液层阻力瓦=B（JIW+九。W），由=产宏=244；：304=lllmS,人了一NA。Z.5444720
30、.3U54气体动能因子E=Uapvo5=0.6021,查图得塔板上液层的充气系数=0.77ohl=BQIW+九。W)=0.77(0.04+0.0329)=0.056Im液柱。表面张力阻力%=*=就黑SM=。.。所液柱。所以塔板阻力%=+砥+%=0.0975m液柱。3.7. 3降液管液泛校核由=九W+九0卬+%+%，取A=O,又%=L1810-篇Y=1.18X10-(磊耳=O-OlUmMtt,则”d=0.04+0.0329+0+0.0114+0.0975=0.1818m,取降液管中泡沫层的相对密度。=0.6,则为=奈=*5=0.303m,5s,满足要求。QVLs0.014773降液管流速：W=与
31、=篝=00484ms3.7.5 严番漏液校核h,0=0.0056+0.13（hW九0w）-h=0.0056+0.13X（0.04+0.0329）-0.0009=0.01418m。7=-=区=05916,故卜=1.691.52.0,满足稳定性要求。ku0yh0y0.0405求得漏液点气速%=V=T警=1.6807mSoK1.09各项校核均满足要求，故所设计之筛板可用，但并非适宜。3.8塔板性能负荷图3.8.1 过量液沫夹带线令%=1,且血力=8.81103132（H-2.5hw-7.1IO-3乌人/小八/4），代入相关数据，得qVVh=8.81XIO32.2393X3.963v32（0.452.
32、5X0.04-Wy）=1.062IO4-17634w3qvvh=1.062IO4-176.34qvz3,在图中作出过量液沫夹带线。3.8. 2液相下限线令%w=2.8410-3（誓）2/3=0006,得qVLh=3.07&=3.07X1.35=4.145/九，在图中作出液相下限线。3.8. 3严重漏液线由%=Cj2g鳌=啜，近似取C。为0.82不变，则Qvvh=+CqPo23)i2,式中,a 1.594 XIO4AoCo第=1.594 IO4 X 0.0756 X 0.82= 3841.8,29.4b=0.0056+0.13hW-h=0.0056+0.13X0.04-0.0009=0.0099
33、,c=3.6910-4Zvv273=3.69X10-4/1.352/3=3.021X104o所以，qvvh=3841.8(0.0099+0.0003021qvth2/3)1/2,作得严重漏液线。3.8.4 液相上限线令=外”=5,得qVLh/3600qVLh=720HtAd=7200.450.3054=98.95/九，作得液相上限线。3.8.5 降液管液泛线令HA=半=H+M而囱加=一阳然一小q常:，式中,a, =3.93410-9(oCo)2=3.934X10-9(0.0756X0.82)2=6.772X10-8,b, =H+(/)-/?-1)&=0.60.45+(0.6-0.77-1)0.
34、04=0.2232,c=1.18X10-8(m,)2=1.1810-8(1.35X0.04)2=4.047X106,d, =2.8410-3(l+)/已3=2.84X10-3(l+0.77)/1.352/3=4.115X10-3o故，6.77210-8(7=0.2232-4.047X10-6gh-4.115XIO-3o作得降液管液泛线。3.8. 6设计点qVLs=0.014773n3s,qVVs=0.21473n3s,所以q%=3600q%=3600X0.014773=53S28m3hfqVVh=360qv%=3600021473=773.028m3o在图中作出设计点。3.8.7塔板负荷性能图
35、12000100008000600040002000设计点100-2000液相流量m3h塔板负荷性能图过量液沫夹带线液相下限线严重漏液线液相上限线降液管液泛线其中，设计操作点为操作点为q%=53.1828m3,qVVh=773.028-/0在图中可见，操作点处于图形中间偏右位置（被四条曲线包围），故基本满足要求。由图可知，（lvvh,max=1200113,qVVhmin=400m3h故塔板的操作弹性：空口=3,设计比较合理。Qwl.min4.再沸器设计4.1 设计任务与设计条件4.1.1 选用立式热虹吸式再沸器塔顶操作压力（绝）：Ps=1.7213MPa;压力降：hf=NPXhf=2000.
36、000436=0.0872MPa。塔底操作压力（绝）：PMP顶+hf=l.7213+0.0872=1.8085MPa04.1.2 再沸器壳程与管程的设计壳程（蒸汽）管程温度（C）10052.1压力（MPa绝压）0.10131.8085蒸发量：Db=q,mv=6.3131kgs=22727.16kg,4.1.3 物性数据（1）壳程凝液在温度（100oC）下的物性数据：潜热：rc=2258AkJkg热导率：Ac=0.683w（711K）粘度：uc=0.283TnPQS密度：Pc=958Akgm3（2）管程流体在（52.1,1.8085MPa）下的物性数据:潜热：rb=280.589kg液相热导率：
37、b=0.08181w（mK）液相粘度：ub=0.072mPas液相密度：b=444Akgm3液相定比压热容：Cpb=3.078kJ（kgK）液相表面张力：。=3.963mNm气相粘度：uv=0.0088mPs气相密度：Pv=294kg113蒸气压曲线斜率：（AtAP）=0.000284n2K/kg塔底压力下饱和温度：=52.1汽4.2估算设备尺寸热流量：Qr=Dbb=Vcc=6.3131X280.589=1771.386/clV计算传热温差：=T-%=(10。+273)-(52.1+273)=47.9K假设传热系数：K=660(m2K)估算换热器传热面积：Ap=56.03n2HKAtrn拟用传
38、热管规格为：382.5mmfL=3000mm则传热管数：NT=T7=157d0L若将传热管按正三角形排列，则b=14管心距：查课程设计P67表3-7得：t=0.048m则壳径为：DS-t(b1)(23)do=0.719m=719mm取=700nn,LDs=4.29(在46之间，合适)且取管程进口管直径Di=200mm,管程出口管直径Do=350mm.4.3传热能力校核4.3.1显热段总传热系数KL假设传热管出口汽化率Xe=0.19,则釜液循环量为Wt=粤=筌=3323kgIsXe0.19(1)计算显热段传热管内表面传热系数/Ii传热管内径：山=38-2X2.5=33mm管内流通截面积：Si=d
39、i2N=EX0.0332X157=0.1342m2传热管内质量流速：G=$=言J=247.57kg(112.s)传热管内流速：u=G/p=0.5571ns雷诺数：Re=-=S.7?=113467.98IO4eUb0.07210-3普朗特数：Pr=3078x0072=2.709,0.6Pr1600.08181显热段管长与管径之比大于50时，计算显热段传热管内表面传热系数Zli=0.023eoo4=939.80w(m2K)。(2)计算显热段管外冷凝表面传热系数上蒸气冷凝的质量流量：m=:I；：，-0.7844kgs=2823.67kgTC2258.4传热管外单位润湿周边上凝液质量流速:0.0419
40、kg(n s),M=771=07844冗(IONT0.038157雷诺数：RT= 591,80 2100管外冷凝表面传热系数:=1.88 591.80T3 X958.4QPQQQOi939.80 33 + 176 33 + 000015 X 353 + 0,00021 + 7380.809.80.683=517.07w(m2K)o 3. 2蒸发段传热系数KE1/3(-(0.283IO-3)2)=7380.80w(n2K),(3)污垢热阻及管壁热阻沸腾侧污垢热阻：Ri=0.000176u(n2K)冷凝侧污垢热阻：R0=0.00021v(n2K)管壁热阻：RW=另=黑等=0.00015w(m2K)
41、(4)显热段传热系数_1KL备+R*+R燃+R。+六1=0.225 X 2.7O9o690.081810.03317713850.033069/444.456.032805890.07210QQQRQQi5852.39 X 33 + 0000176 33 + 000015 X 353 + 0,00021 + 7380.80=IIo4.39w(72.k)729.4o33 /180 8 5 0 0 O.O33o31 3.963 IO-3 )=6785.60v(m2 K)（3）单独存在为基准的对流表面传热系数：ai=0.023/?e(l-x)0-蒸发段：Lcd = L- Lbc = 2.9O6900
42、 3. 3显热段及蒸发段长度di008181=0023xC113467.98(1-0.076)o82.709o4=882.21w(n2K)(4)计算沸腾表面传热系数：对流沸腾因子：Ftp=3.5(lXtt)0Lbc _(p)s_0.000284L - t ndiNTKLMm - 9qz1 , TT 0.033 X 157 X 517.07 X 47.9 Vp7s + CPtPLWt zb4 + 3.078 1000 444.4 33.33=0.03104显热段：Lbc = 0.03104L = 0.0931n,=3.5(O.333)o5=2.019,两相对流表面传热系数:=FtPai=1781.026w(m2K),沸腾传热膜系数：av=atp+aanb=5852.39w(n2K),沸腾表面传热系数：1KF=硝+%不+Rvv互+R。+Z14.3.4传热系数KlLbc+KeLcd517.07X0.0931+1104.39X2.
