大连理工大学化工课设丙烯塔顶浮阀.doc

大连理工,2013化工课程设计,丙烯丙烷精馏,塔顶,浮阀,23组,回流比1.4,流量80mol/h
文档为参考内容,顺序正确,内容精馏塔设计正确,再沸器部分数据有错误.其他部分可以参考…………

过程工艺与设备课程设计任务书
丙烯---丙烷精馏装置设计

学生姓名：
班级：
学号：
指导老师：
完成时间：2013/7/3

大连理工大学
Dalian University of Technology

前言
化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。
本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。
在设计过程中，得到了潘艳秋老师和吴雪梅老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，避免了不少错误。
鉴于本学生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！

- III -

目录
前言 I
第一章 概 述 1
1.1精馏塔 1
1.2精馏塔型选择 1
1.3板式塔板型选择 3
1.4 R的选择 4
1.5压力的选择 4
1.6再沸器的选择 4
1.7 冷却剂和冷凝器的选择（设计从略） 5
第二章 方案流程简介 6
2.1精馏装置流程 6
2.2工艺流程 6
2.3设备选用 7
2.4处理能力及产品质量 7
第三章 精馏过程系统设计 8
3.1设计条件 8
3.1.1工艺条件 8
3.1.2操作条件 8
3.2塔顶、塔底温度与压力的确定 8
3.2.1塔顶温度与压力的计算 8
3.2.2.塔底温度与压力的计算 9
3.3板数的核算、物料衡算及热量衡算 9
3.3.1单位换算 9
3.3.2回流比的计算 10
3.3.3全塔物料衡算 10
3.4精馏段气液负荷计算 13
3.4.1塔顶混合物物性数据 13
3.4.2精馏段气液负荷计算 14
3.5塔高和塔径的计算 14
3.5.1塔径的计算 14
3.5.2塔高的估算 15
3.6溢流装置的设计 16
3.6.1降液管（弓形） 16
3.6.2溢流堰 16
3.6.3浮阀数及排列方式 17
3.7塔板流动性能校核 18
3.7.1液沫夹带量校核 18
3.7.2塔板阻力的计算和核对 19
3.7.3降液管液泛校核 20
3.7.4液体在降液管中的停留时间 20
3.7.5严重漏液校核 20
3.8负荷性能图 21
第四章 再沸器的设计 24
4.1设计任务与设计条件 24
4.1.1选用立式热虹吸式再沸器 24
4.1.2再沸器壳程与管程的设计 24
4.2估算设备尺寸 25
4.3传热系数的校核 26
4.3.1显热段传热系数K 26
4.3.2 蒸发段传热系数计算 27
4.3.3显热段及蒸发段长度 28
4.3.4传热系数 28
4.3.5传热面积裕度 28
4.4循环流量校核 29
4.4.1循环系统推动力 29
4.4.2循环阻力⊿Pf 29
第五章 辅助设备的设计 33
5.1其他换热器设计 33
5.1.1塔顶冷凝器 33
5.1.2进料预热器 33
5.1.3塔顶产品冷却器 34
5.1.4釜液产品冷却器 34
5.2容器设计 35
5.2.1进料罐（常温贮料） 35
5.2.2塔顶产品罐（25℃） 36
5.2.3回流罐（43℃） 36
5.2.4釜液罐 36
第六章 管路设计及泵的选择 37
6.1管路设计 37
6.1.1进料管线 37
6.1.2塔顶蒸汽管 37
6.1.3塔顶产品接管 37
6.1.4回流管 38
6.1.5釜液流出管 38
6.1.6仪表接管 38
6.1.7塔底蒸汽回流管 38
表6.1管线设计结果表 39
6.2泵的设计 39
6.2.1进料泵(两台，一用一备) 39
6.1.2回流泵（两台，一开一用） 40
6.1.3釜液泵（两台，一开一用） 41
6.1.4塔顶产品泵 43
6.1.5料液输出泵 44
第七章 控制方案 45
设计心得及总结 47
附录一 主要符号说明 50
附录二 参考文献 53
附录三 54

- IV -

第一章 概 述
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。
1.1精馏塔
精馏塔是精馏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。
精馏塔是一圆形筒体，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。
常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，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。
1.2精馏塔型选择
按照塔的内件结构，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。

板式塔
填料塔
压力降
一般比填料塔大
适于要求压力降小的场合
空塔气速（生产能力）
小
大
塔效率
稳定，大塔比小塔有所提高
塔径在1400mm以下效率较高；塔径增大，效率会下降
液气比
适应范围较大
对液体喷淋量有一定要求
持液量
较大
较小
安装维修
较容易
较困难
造价
直径大时一般比填料塔低
直径小于800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加
表1.1 板式塔和填料塔的性能比较

在本次设计中采用板式塔，一方面板式塔的设计比较成形，可借鉴的数据和设计结果较多；另一方面，板式塔的造价相对低廉，安装维修都更为简便。
1.3板式塔板型选择
泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且具有较高的塔板效率，操作弹性较大，不易堵塞，对物料适应性强，长期以来应用较广。但泡罩塔板的生产能力不大，结构过于复杂，不仅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年来在许多场合已逐渐为其他型式的塔板所取代[3]。
筛板塔板：突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很容易漏液、操作弹性小，且易堵塞，应用不广。经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当，筛板仍能满足生产上所要求的操作弹性，而且效率较高。目前已成为应用日趋广泛的一种塔板。
浮阀塔板：浮阀塔板是综合了泡罩和筛板的优点研制出来的。这种塔操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减少，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔的板效率高。主要缺点是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1和V4型两种，后者用于减压塔。
本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。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。
1.4 R的选择
适宜回流比一般选择为最小回流比的1.2—2.0倍，在实际设计中，对于难分离的物系，宜选用较大回流比，而在能源相对紧张的地区，为减少加热介质的消耗量，就选取回流比较小的操作。
本设计采用1.2倍的最小回流比。
1.5压力的选择
精馏操作可在常压、减压和加压下进行，塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且还与塔顶和塔底的温度的选取有关。根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔的壁厚，导致设备费用增加；同时压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用和设备费用增加。
综合考虑，本设计采用1.62MPa（表压）。
1.6再沸器的选择
再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。
再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包括热虹吸式和强制循环式两种，卧式分为热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器、内置式再沸器四种。
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。
1.7 冷却剂和冷凝器的选择（设计从略）
冷凝器，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。
本设计塔顶温度在43。C，固，选用普通的循环水即可满足要求。

第二章 方案流程简介
2.1精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，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。
流程如下：
原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，塔底设再沸器加热釜液中的液体，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，塔顶设冷凝器将其进行全部或部分冷凝。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。将塔顶蒸气凝液其余部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。
2.2工艺流程
(1)物料的储存和运输
精馏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
为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。
另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。
(3) 调节装置
由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。
2.3设备选用
主要设备为精馏塔且选用浮阀塔，并配以立式热虹吸式再沸器和冷凝器。
2.4处理能力及产品质量
处理量： 80kmol/h
回流比系数:1.4
产品质量：（以丙烯摩尔百分数计）
进料：xf＝65％ （饱和液体进料）
塔顶产品：xD＝98％
塔底产品: xw≤2％
第三章 精馏过程系统设计
――丙烯、丙烷精馏装置设计
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xf＝65％（摩尔分数），塔顶丙烯含量xD＝98％，釜液丙烯含量xw≤2％，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——间壁换热
(3)冷却剂：循环冷却水
(4)回流比系数：R/Rmin=1.4。
(5)塔板形式：浮阀塔
(6)处理量：=80kmol/h
(7)安装地点：大连
(8)塔板设计位置：塔顶
3.2塔顶、塔底温度与压力的确定
3.2.1塔顶温度与压力的计算
塔顶压力：1.62+0.1=1.72MPa（绝压）

设塔顶的露点温度为 =43℃
由p—t—k图查得 =1.01 =0.91
所以由 =0.9898，=0.0182
+—1=0.008
由|1.004-1|=0.008，所选温度基本符合， 故假设正确，塔顶温度为316K。
所以
3.2.2.塔底温度与压力的计算
设理论板数为80块（含釜），实际板数为(80-1)/0.6=132块。
由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm水柱；
则= 132*0.1*9.81*1=1849.492 KPa
设，查p—t—k图得：=1.15 =1.00
由|1.0016-1|=0.0016，所选温度基本符合，故假设正确，塔底温度为326K.
则 =1.15
3.平均相对挥发度
=1.13
3.3板数的核算、物料衡算及热量衡算
3.3.1单位换算
将摩尔百分数换算成质量百分数：
W=X·MA/[X·MA+(1-X)·MB]
xf＝65％ wf＝63.93％
xD＝98％ wD＝97.91％
xw≤2％ wW≤1.91 ％
由得，
=0.65*42+0.35*44=42.7kg/kmol
=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol
=0.02*42+0.02*44=43.96 kg/kmol
由得
=80*42.7=3416kg/h
=52.5*42.04=2207.1kg/h
=27.5*43.96=1208.9kg/h
3.3.2回流比的计算
泡点进料：q=1
｛
q线：

代入数据，解得 xe=0.65 ye=0.677
由公式 得：
=11.2 =15.7
3.3.3全塔物料衡算
= +
=+
=80 kmol/h，＝65%，
＝ 2％ ＝98％
解得：=52.5koml/h ,= 27.5koml/h.
精馏段：=0.94+0.0587
=15.7*52.5=824.25kmol/h
=(15.7+1)*52.5=876.75kmol/h
=824.25+80=904.25kmol/h
=876.75mol/h
提馏段：=1.03-0.000627
相平衡方程：
利用逐板计算法计算理论板数，用excel输出结果如下：

板数
x
y
板数
x
y
1
0.977459
0.98
41
0.718168
0.742234
2
0.974662
0.977511
42
0.709232
0.733778
3
0.971709
0.974882
43
0.700375
0.725379
4
0.968594
0.972106
44
0.691612
0.717052
5
0.965311
0.969178
45
0.682963
0.708816
6
0.961852
0.966092
46
0.674442
0.700685
7
0.958212
0.962841
47
0.666065
0.692675
8
0.954385
0.959419
48
0.657845
0.684801
9
0.950363
0.955822
49
0.649796
0.677074
10
0.946143
0.952042
50
0.64105
0.668662
11
0.941717
0.948074
51
0.631705
0.659654
12
0.937082
0.943914
52
0.621742
0.650029
13
0.932232
0.939557
53
0.611147
0.639767
14
0.927163
0.934998
54
0.599909
0.628854
15
0.921872
0.930233
55
0.588023
0.61728
16
0.916357
0.92526
56
0.575489
0.605037
17
0.910614
0.920075
57
0.562311
0.592126
18
0.904643
0.914677
58
0.548501
0.578553
19
0.898443
0.909064
59
0.534081
0.564329
20
0.892015
0.903236
60
0.519075
0.549476
21
0.885362
0.897194
61
0.503518
0.53402
22
0.878485
0.89094
62
0.487453
0.517997
23
0.871389
0.884476
63
0.470928
0.501449
24
0.86408
0.877806
64
0.454
0.484429
25
0.856563
0.870935
65
0.436731
0.466993
26
0.848848
0.86387
66
0.419191
0.449206
27
0.840942
0.856617
67
0.401451
0.431139
28
0.832856
0.849185
68
0.38359
0.412868
29
0.824603
0.841585
69
0.365684
0.39447
30
0.816195
0.833827
70
0.347814
0.376028
31
0.807646
0.825923
71
0.330059
0.357622
32
0.798972
0.817888
72
0.312494
0.339333
33
0.790189
0.809734
73
0.295195
0.321242
34
0.781313
0.801477
74
0.278228
0.303423
35
0.772364
0.793135
75
0.261659
0.285948
36
0.763359
0.784722
76
0.245544
0.268882
37
0.754317
0.776257
77
0.229933
0.252284
38
0.745257
0.767758
78
0.214869
0.236204
39
0.7362
0.759242
79
0.200387
0.220688
40
0.727164
0.750728
80
0.186514
0.205772

由上表可以看出所需的理论板数为80块（含釜），
则实际板数为132,与假设近似，可以认为假设合理.
塔压重新估算：= 132*0.1*9.81*1=1849.492 KPa=1.8MPa
3.4精馏段气液负荷计算
3.4.1塔顶混合物物性数据
1.72Mpa、43℃下，塔顶混合物质由丙烯压缩因子0.8校正后，得到塔顶混合物物性数据：
气相密度：ρV =36.2kg/ m3
液相密度：ρL =482kg/ m3
液相表面张力：σ=5.0mN/m
3.4.2精馏段气液负荷计算

3.5塔高和塔径的计算
3.5.1塔径的计算
气相流量：qmVs=10.22875kg/s qVVs=qmVs/ρv=0.2826m3/s
液相流量：qmLs=10.0742kg/s qVLs=qmLs/ρL=0.0209m3/s
两相流动参数： =0.2699
初选塔板间距 HT=0.45m,查《化工原理》（下册）P107筛板塔泛点关联图，，得：C20=0.059
所以，气体负荷因子： =0.04471

液泛气速： ＝0.1576m/s

取泛点率0.75（取值为0.6～0.8）
操作气速：u = 泛点率 ×uf=0.1182 m/s

气体流道截面积： =2.3909 m2

选取单流型弓形降液管塔板，取=0.12;（0.6～0.12）
则 =0.88
截面积: =2.7169m2
塔径： =1.860m

圆整后，取D=2.0m
符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联

实际面积： =3.14m2
降液管截面积： = 0.3768m2
气体流道截面积：=2.7632m2

实际操作气速： = 0.1023m/s
实际泛点率： =0.6491 （0.6～0.8）
3.5.2塔高的估算
Np=132
有效高度：=59.4m
进料处两板间距增大为2=0.9m
釜液流出量：=27.5kmol/h 质量流量为： =1208.9 kg/h
体积流量==2.508m3/h
釜液高度取==0.266m
每15块板设一个人孔，则共设置9个人孔，人孔所在处两板间距增大为0.8m,共9*(0.8-0.45)=3.15m
裙座取5m,塔顶空间高度1.3m, 釜液高度取2m,釜液上方气液分离高度取0.6m，封头高度取0.8m
所以，总塔高h=有效高Z+顶部+底部+ 其它
h=59.4+1.3+(0.266+0.6)+3.15+(0.9-0.45)+5+0.8=70.966m
3.6溢流装置的设计
3.6.1降液管（弓形）
由上述计算可得：降液管截面积： = 0.3768m2
由,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得：
lw/D=0.74
所以，堰长lw=0.74D=1.48m
符合要求
3.6.2溢流堰
液流收缩系数E近似取1

则堰上液头高度： =0.0390m>6mm

取堰高hw=0.04m,底隙=0.040m
液体流经底隙的流速 ：

<0.5m/s 符合要求
3.6.3浮阀数及排列方式
3.6.3.1浮阀数
入口安定区与出口安定区边缘区宽度bc=50mm
由，查化工原理(下)图10.2.23得
降液管宽度

=0.565m

= 0.95m
有效传质面积：有效传质面积：
=2.012

选取F1型浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039 m
初选阀动能因子，计算阀孔气速
=1.828
浮阀个数 =130
3.6.3.2浮阀排列方式
选择等腰三角形排列，按t=135mm进行布孔，实排阀数n=126个
重新计算塔板以下参数：
阀孔气速 =1.879m/s
动能因子 所以正确
浮阀的开孔率 4.79%<10%
所以，符合要求
3.7塔板流动性能校核
3.7.1液沫夹带量校核
=0.274<0.8
由塔板上气相密度及塔板间距查《化工单元过程及设备课程设计》书图5-19得系数=0.120根据表5-11所提供的数据，K可取K=1。
故不会产生过量的液沫夹带。
Z=D-2=1.28m
=2.3864m2
=0.408<0.8
3.7.2塔板阻力的计算和核对
塔板阻力
（1）干板阻力ho
临界气速
=1.469m/s<1.570m/s
因阀孔气速大于其临界气速，所以在浮阀全开状态计算干板阻力
=0.0722m/s
（2）塔板清液层阻力hl
液相为碳氢化合物=0.5
=0.020 m
（3）克服表面张力阻力hσ

=0.000109 m很小，一般忽略不计

以上三项阻力之和求得塔板阻力
=0.0678+0.020+0.000109=0.088m
3.7.3降液管液泛校核
可取Δ=0
液体通过降液管的阻力主要集中于底隙处，近似取=3则得

则 =0.1861 m液柱

取降液管中泡沫层相对密度：Φ=0.5
则 =0.3722m液柱

所以不会发生液泛。
3.7.4液体在降液管中的停留时间
液体在降液管中的停留时间应大于3～5s

=8.11s>5s 满足要求,则可避免严重的气泡夹带。
3.7.5严重漏液校核
当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速
=0.831 m/s
=2.19＞1.5
满足稳定性要求
3.8负荷性能图
以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标
1． 过量液沫夹带线
根据前面液沫夹带的较核选择表达式：
=0.8
由此可得液沫夹带线方程：
=0.8039 -6.1091 即=2894.04-6.1091
此线记作线（1）
2． 液相下限线
对于平直堰，其堰上液头高度必须大于0.006m，
取
=0.006m ，即可确定液相流量的下限
取E=1，代入 ，可求得的值，则

此线记作线（2）----与纵轴平行
3. 严重漏液线
当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取时，计算相应气相流量
则
此线记作线（3）—— 与横轴平行
4. 液相上限线

由上述关系可作得线（4）
5. 降液管液泛线

其中 Δ=0
发生降液管液泛时，
其中

其中可忽略不记

将各式代入可得液泛方程线：

即
操作弹性
由负荷性能图可知，设计点在负荷性能图中的位置较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度，其他性能均满足要求，故本设计较合理。

第四章 再沸器的设计
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
其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）
丙烯=0.02，丙烷=0.98
塔顶压力：1.72MPa
塔底压力
取100mm水柱 =1720+0.98*132=1849.492KPa
4.1.2再沸器壳程与管程的设计

壳程
管程
温度（℃）
100
53
压力（MPa绝压）
0.1013
1.85
物性数据如下：
1） 壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据：
潜热：rc=2319.2
热导率：λc =0.683w/(m*K)
粘度： =0.283mPa·s
密度： =958.4kg/m3
2） 管程流体在（53℃ 1.85MPa）下的物性数据：
潜热：rb=310
液相热导率：λb =0.02180w/(m·K)
液相粘度：=0.07mPa·s
液相密度：=443kg/m3
液相定比压热容：=3.15·K
表面张力：＝0.00394N/m
气相粘度： =0.0103mPa·s
气相密度： =38.01kg/m3
蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.000405 m2 K/kg
4.2估算设备尺寸
热流量： 3170.9Kw
传热温差： =47℃
假设传热系数：K=800W/( m2 K)
估算传热面积 = 84.33 m2
拟用传热管规格为：Ф25×2mm,管长L=3m
则传热管数： =358
若将传热管按正三角形排列，按式
管心距：t=32mm
则 壳径： =633.65mm
圆整后，取
校核，选择合理
取 管程进口接管直径：Di=0.25m
管程出口接管直径：Do=0.30m

4.3传热系数的校核
4.3.1显热段传热系数K
假设传热管出口汽化率 Xe=0.21
则循环气量：
=48.71kg/s
1) 计算显热段管内传热膜系数
传热管内径 ：=25-2×2=21mm
管内流通截面积： =0.1239㎡
传热管内质量流速： = 393.14kg/( m2• s)
雷诺数： = 117942>10000
普朗特数： =10.115
显热段传热管内表面系数： 687.52w/( m2 K)
2) 壳程冷凝传热膜系数计算
蒸气冷凝的质量流量： = 1.37kg/s
传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：
=0.0580kg/(m• s)
= 819<2100
管外冷凝表面传热系数： = 6625.43w/ (m2 K)
3) 污垢热阻及管壁热阻
沸腾侧：Ri=0.000176 m2• K/w
冷凝侧：Ro=0.00009m2• K/w
管壁热阻：Rw =0.000051 m2• K/w
4）显热段传热系数
=447.09w/( m2• K)

4.3.2 蒸发段传热系数计算
1）传热管内釜液的质量流量：=3600 G =1415304 kg/( m2• h)
Xe=0.25时，在X=Xe 的情况下
=0.954
再查设计书P96图3－29，得=0
在X=0.4Xe=0.1时
=0.390
查设计书P96图3－29 得：=0.5
泡核沸腾压抑因数：0.25
2）泡核沸腾表面传热系数:

=4318.665w/( m2• K)
3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：
= 631.89w/( m2• K)
对流沸腾因子 ： = 2.186
两相对流表面传热系数: = 1381.31w/( m2• K)
沸腾传热膜系数： = 2245.043 w/( m2• K)

= 1123.06 w/( m2• K)
4.3.3显热段及蒸发段长度

=0.09

LBC =0.09L= 0.27
LCD =L- LBC =2.73
4.3.4传热系数
= 1062.22W/( m2• K)
实际需要传热面积： = 63.51m2
4.3.5传热面积裕度
=32.78%>30%
所以，传热面积裕度合适，满足要求
4.4循环流量校核
4.4.1循环系统推动力：
1）当X=Xe/3= 0.087时
=2.943

两相流的液相分率： = 0.348

两相流平均密度： = 178.9kg/m3
2）当X=Xe=0.23

= 1.05
两相流的液相分率： = 0.21

两相流平均密度：
= 123.06kg/m3
根据课程设计表3－19 得：l=0.9m,
则循环系统的推动力： =6988.90Pa
4.4.2循环阻力⊿Pf：
（1）管程进出口阻力△P1
进口管内质量流速： =992.8kg/(m2·s)
釜液进口管内流动雷诺数： = 3545714.3
进口管内流体流动摩擦系数：
=0.015
进口管长度与局部阻力当量长度：
=29.3m
管程进出口阻力: =1084.44Pa
（2）传热管显热段阻力△P2
=393.03kg/(m2·s)
=1403678.6
=0.016

= 35.9Pa
（3）传热管蒸发段阻力△P3
a. 气相流动阻力△Pv3
G=393.03kg/(m2·s) 取X=2/3Xe 则
=55.02kg/(m2·s)