—摘要5脫丁烷塔塔板結(jié)構(gòu)工藝設(shè)計(jì)5.1塔設(shè)備選型精餾塔是化工及煉油生產(chǎn)過程中進(jìn)行精餾的一種塔式氣液接觸裝置，主要分為板式塔和填料塔兩種，兩者適用范圍及條件不同，要根據(jù)具體操作情況和條件選擇，塔型及塔板的比較及選用見表5-1和表5-2。表5-1精餾塔的主要類型及特點(diǎn)項(xiàng)目填料塔板式塔散堆填料規(guī)整填料空塔氣速較小大比散堆填料大壓降較小小一般比填料塔大塔效率小塔效率高高（對大直徑無放大效應(yīng)）較穩(wěn)定，效率較高液氣比對液體噴淋量有一定要求范圍大適應(yīng)范圍大持液量較小較小較大材質(zhì)可用非金屬耐腐蝕材料適應(yīng)各類材料金屬材料造價(jià)小塔較低較板式塔高大直徑塔較低安裝檢修較困難適中較容易表5-2塔板性能比較序號內(nèi)容泡罩條形泡罩S形泡罩溢流式篩板導(dǎo)向篩板圓形浮閥條形浮閥柵板穿流式篩板穿流式管排波紋篩板異孔徑板條孔網(wǎng)板舌形板文丘里式板1高氣液負(fù)荷CBDEEEEEEEEEEEE2低氣液負(fù)荷DDDCDFFCDCDDEDB3操作彈性小EBEDFFFBBBCDEDD4壓降小AAADCDCEDEDDECE5霧沫夾帶少BBCDDDEEEEEEEEF6板上持液少AAADEDDEDECDDFF7板間距小DCDEFEEFFEEFFEE8效率高EDEEEFEEEDEEEDE9生產(chǎn)能力大CBDEFEEEEEEEEEF10氣液負(fù)荷的可變性DCEDEFFBBACCDDD11價(jià)格低廉CBDEDEDDFCDEEEE12金屬消耗量小CCDEDEEFFCEFEFF13易于裝卸BBDECBEFFCDFFEE14易于清洗和檢修CBDDCDDFEEEEDDD15有固體時(shí)清洗BAABABBEDFEEECC16方便開停工EEECDEFCDCDDDDD17加熱和冷卻的可能BBBDACCDDFDDCAA18使用腐蝕介質(zhì)BBCDCCCEEDCEDCC表中符號說明：A—不合適，B—尚可，C—合適，D—較滿意，E—很好，F(xiàn)—最好脫丁烷塔處理的是脫乙烷塔底料液，塔頂餾出物主要為丙丁烷混合物，塔底餾出C5和C5+構(gòu)成的輕油。脫丁烷塔為加壓操作，且處理量較大，操作彈性要求也較大，浮閥塔板優(yōu)勢較多，應(yīng)用廣泛，故優(yōu)先考慮采用板式塔中的浮閥塔。5.2脫丁烷塔的塔板設(shè)計(jì)計(jì)算5.2.1塔板設(shè)計(jì)基礎(chǔ)條件塔板設(shè)計(jì)計(jì)算需選擇氣液負(fù)荷最大的塔板，根據(jù)表3-11可知，脫丁烷塔內(nèi)氣液負(fù)荷最大的塔板為第2塊塔板，該塔板的設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)見表5-3。表5-3第2塔板基礎(chǔ)數(shù)據(jù)項(xiàng)目數(shù)值液相溫度/℃54.24質(zhì)量流量/(kg/h)11308.2體積流量/(m3/h)23.39平均密度/(kg/m3)483.505表面張力/(mN/m)6.345粘度/cP0.0096氣相溫度/℃58.82質(zhì)量流量/(kg/h)23538.8體積流量/(m3/h)798.33平均密度/(kg/m3)29.559粘度/cP0.00965.2.2塔體設(shè)計(jì)計(jì)算（1）利用Smith法估算塔徑氣液流動(dòng)參數(shù)可由式(5-1)算得FP式中Lh、Vh——液、氣相的體積流率，m3/h；ρL、ρV——液、氣相的密度，kg/m3；HT——塔板間距，m；hL——板上液層高度，m。代入數(shù)據(jù)：

FP初選板間距為HT=0.50m，取板上液層高度hL=70mmHT圖5-1塔的泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖根據(jù)圖5-1數(shù)值查得C20=0.092。氣相負(fù)荷因子需按式（5-2）進(jìn)行表面張力修正C式中L——液體表面張力，mN/m。即C液泛氣速按（5-3）計(jì)算u式中C——?dú)庀嘭?fù)荷因子，m/s；ρv，ρL——?dú)庖合嗝芏?，k即u取泛點(diǎn)率為0.7，則空塔氣速u塔徑可由式（5-4）計(jì)算D式中D——塔徑，m；Vs——?dú)庀囿w積流量，m3/s；u——空塔氣速，m/s。D對其圓整，取D=1.2m塔截面積：

A實(shí)際空塔氣速：

u（2）塔高H式中N——實(shí)際塔板數(shù)，塊；NF——NP——HT——HF——HP——HD、HBa.塔頂空間：指塔內(nèi)最上層塔板到頂部封頭切線的距離。為防塔頂出口氣夾帶液體過多，通常取HD=1.5~2.0b.塔底空間：指底層塔板到底部封頭切線間的距離，一般可表示為為塔底儲(chǔ)液高度和板間距離之和，即H塔底料液停留時(shí)間一般取3～5min，此處θ取5min，查標(biāo)準(zhǔn)系列得D為1.2m的封頭容積V封=0.2545m3。由式(5-6)、(5-7)h式中V——總儲(chǔ)液量，m3；V封——封頭的容積，m3AT——塔的橫截面面積，m2V式中W——塔底液的流量，kmol/h；Mw——θ——塔底液停留時(shí)間，min；ρw——塔底液平均密度，kg/m3已知W=29.92kmol/h，Mw=77.25kg/kmol，w=489.116kg/m3將上述數(shù)據(jù)代入式（5-7）式（5-8），得

V=h板間距離h2=1.5m，則塔底空間高度：Hc.人孔所在板間距：直徑大于1m的塔需設(shè)人孔，為方便安裝和檢修一般每個(gè)人孔間隔10～20塊板，本塔分別在塔頂位置、進(jìn)料板位置和塔釜位置各開一個(gè)人孔。取人孔直徑450mm，人孔所在板間距HP=1.2md.進(jìn)料板間距：進(jìn)料板的空間高度取決于進(jìn)料狀態(tài)和結(jié)構(gòu)型式，本塔取HF=1.2m將以上數(shù)據(jù)代入式（5-5）H5.2.3塔板結(jié)構(gòu)和板面布置對塔板的設(shè)計(jì)主要是以塔板的氣液相體積流量、操作壓力和溫度等物性數(shù)據(jù)為依據(jù)，設(shè)計(jì)出具有良好操作性能(壓降小、傳質(zhì)效率高、操作彈性好)的塔板結(jié)構(gòu)尺寸。塔板溢流裝置設(shè)計(jì)（1）確定溢流裝置①液流形式液流形式對于塔板氣液分布和操作性能至關(guān)重要，應(yīng)根據(jù)塔板結(jié)構(gòu)，板上氣液相流量選擇合適的液流形式，板上液流形式的選擇見表5-4，圖5-2。表5-4板上液流形式的選擇塔徑D/mm液相體積流量Lh/(m3/h)回流型單流型雙流型階梯流型600＜55~25--900＜77~50--1000＜7＜45--1200＜99~70--1400＜9＜70--1500＜10＜80--2000＜11＜9090~160-3000＜11＜110110~200200~3004000＜11＜110110~230230~3505000＜11＜110110~250250~4006000＜11＜110110~250250~450適用場合低液氣比一般場合高液氣比極高液氣比圖5-2塔板溢流形式參照表5-4，由于本設(shè)計(jì)塔徑D=1200mm，故采用單溢流塔板（見圖5-2）。②降液管選型由于弓形降液管的堰與壁面之間的截面均為降液空間，對塔板面積的利用率高，故本設(shè)計(jì)可采用弓形降液管（見圖5-3）。圖5-3降液管類型（a）圓形降液管；（b）內(nèi)弓形降液管；（c）弓形降液管；（d）傾斜式弓形降液管③受液盤選型對于塔徑大于800mm的塔一般采用凹形受液盤（見圖5-4），不需設(shè)進(jìn)口堰，故本設(shè)計(jì)采用凹形受液盤不設(shè)進(jìn)口堰。圖5-4凹形受夜盤1—塔壁；2—降液管；3—塔盤板；4—受夜盤；5—筋板（2）溢流裝置尺寸計(jì)算①出口堰長度對單溢流型塔板，一般溢流堰堰長為0.6～0.8D，本設(shè)計(jì)中取0.73D。l堰上液流強(qiáng)度按式（5-8）校核：L式中Lh——液相流量，m3/lw——即L符合單溢流塔板設(shè)計(jì)規(guī)范。②出口堰高度由于板上液層高度hL可按照式（5-9）表示為h式中hw——出口堰高度，mhow——堰上液頭，m選用平直堰則，用式（5-10）(弗蘭西斯公式)計(jì)算?h式中Lh——液相流量，m3/lw——E——液流收縮系數(shù)，此分離物系不易起泡，故近似取E=1代入數(shù)據(jù)得h因?yàn)?L=0.07mh③弓形降液管寬度和截面面積弓形降液管寬度Wd和降液管截面面積Af可根據(jù)通過圖5-5獲得。圖5-5弓形降液管的寬度與截面面積關(guān)系圖由lWD=0.73查圖5-3得到AWA④驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間τ由式（5-11）τ式中τ——液體在降液管內(nèi)得停留時(shí)間，s；Af——降液管截面面積，m2將相關(guān)數(shù)據(jù)代入式（5-11）得τ故降液管設(shè)計(jì)合理。⑤降液管底隙高度降液管底和下一塊板間有一段距離稱為降液管底隙高度h0，一般不宜小于20mm且應(yīng)盡可能比溢流堰高度小于6mm以上。降液管底隙高度?0按照式(h式中Ls——液相流量，m3/suc——液體通過降液管底隙的流速，m/一般uc=0.07~0.25m/s在式（5-12）中代入相關(guān)數(shù)據(jù)，得hh0＞20mm且hw降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。塔板布置（1）塔板分塊因?yàn)楸驹O(shè)計(jì)中D=1200mm，根據(jù)表5-5將塔板分為3塊安裝。表5-5塔板分塊數(shù)目表塔徑/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456（2）邊緣區(qū)與安定區(qū)邊緣區(qū)Wc：又稱無效區(qū)，在靠近塔壁部分留出一用于固定塔板的環(huán)形區(qū)。分塊式塔板不同板間需設(shè)置支撐梁，Wc寬度一般為40～60mm。安定區(qū)Ws：開孔區(qū)與堰之間的區(qū)域，稱為安定區(qū)。堰與它最近一排孔的中間線之間的距離即為它的寬度。一般情況下Ws=50～80mm，對于浮閥塔，因閥孔直徑較大，Ws相對較大，對分塊式塔板Ws能取到80~110mm。本設(shè)計(jì)取Wc=60mm，Wc（3）開孔區(qū)面積由式（5-13）A由幾何關(guān)系可知xR將上述幾何參數(shù)代入式（5-13），得到A（4）浮閥個(gè)數(shù)及排列選擇浮閥形式為F-1型浮閥(圖5-6)，其閥孔直徑d0圖5-6F-1型浮閥一般正常負(fù)荷下，我們希望浮閥是在剛?cè)_時(shí)操作。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，在該狀態(tài)下的閥孔動(dòng)能因子為9~12m/s?kg/m3。設(shè)計(jì)中我們初取u式中u0——閥孔氣速，m/sF0——閥孔動(dòng)能因子，m/s?ρv——?dú)庀嗝芏?，kg/m3則閥孔的孔速為u由浮閥個(gè)數(shù)公式（5-15）n式中Vs——?dú)庀嗔髁浚琺3/su0——閥孔氣速，m/n——閥孔數(shù)，個(gè)。計(jì)算得

n浮閥排列作等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=0.075m，則可以按式(5-16)計(jì)算排間距：t式中A0——鼓泡區(qū)面積，m2n——閥孔數(shù)，個(gè)；t——同一橫排的孔心距，m。計(jì)算可得t塔板上各分塊的支撐和銜接會(huì)占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距t′應(yīng)小于計(jì)算值，故參考標(biāo)準(zhǔn)系列取排間距t′=80mm。做浮閥排列草圖5-7，實(shí)得閥孔數(shù)89個(gè)。圖5-7浮閥閥孔的排列布置重新計(jì)算各參數(shù)：閥孔氣速u閥孔動(dòng)能因子F仍在在經(jīng)驗(yàn)值范圍9～12m/s?kg/（5）開孔率開孔率可由式（5-17）計(jì)算φ式中φ——開孔率；n——閥孔數(shù)，個(gè)；d0——篩孔直徑，m；d0——篩孔直徑，m；D——塔板直徑，m。故

φ得到開孔率為9.4%5.2.4浮閥塔板流體力學(xué)性能校核校核塔板總壓降每層塔板壓力降按式（5-18）計(jì)算h式中hσ——克服液體表hc——he——（1）干板壓降?對F1型浮閥可按照式（5-19）求算臨界閥孔氣速式中uoc——臨界孔速，m/ρv——?dú)庀嗝芏?，kg/m3即u因?yàn)閡0>uh式中hc——uo——閥孔氣速，m/ρL、ρv——液相、氣相密度，即h（2）氣體通過板上液層的壓降h可按式（5-21）計(jì)算h式中β——充氣系數(shù)，對于浮閥塔一般取值β=0.5hw——堰高，m；how即h（3）克服液體表面張力的壓降hσ可按式（5-22）計(jì)算h式中σ——液體的表面張力，N/m；ρL——液相密度，kg/d0——代入數(shù)值于（5-22）得h壓降過小可以忽略。（4）單板壓降將以上所得數(shù)據(jù)代入式（5-18）得單板總壓力降hΔ滿足設(shè)計(jì)要求。霧沫夾帶量校核按式（5-23）算氣相負(fù)荷因數(shù)。C式中Vs——?dú)庀嗟捏w積流率，mρv、ρL——即C泛點(diǎn)率F為間接衡量霧沫夾帶量的指標(biāo)，可由經(jīng)驗(yàn)公式（5-24）計(jì)算。F式中Z——板上液流長度，m；Ab——板上液流面積，m2；K——物性系數(shù)；CF——對單溢流塔板：板上液流長度Z板上液流面積A物性系數(shù)及泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)可通過查表5-6及圖5-6獲得。表5-6物性系數(shù)K系統(tǒng)K值無泡沫，正常系統(tǒng)1.0氟化物（如BF3、氟里昂）0.90中等起泡沫（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）0.85重度起泡沫（如胺及乙二醇吸收塔）0.73嚴(yán)重起泡塔（如甲乙酮裝置）0.60形成穩(wěn)定泡沫系統(tǒng)（如堿再生塔）0.30圖5-8泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖由表5-6查得K=1，由圖5-8查得泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)C上述數(shù)據(jù)代入式（5-24）計(jì)算泛點(diǎn)百分率F，得F比較可知，泛點(diǎn)率小于80%，故塔板霧沫夾帶量滿足ev＜0.1kg液/kg氣的要求，不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。漏液校核閥孔中的氣速太小時(shí)，部分液體會(huì)從閥孔中直接落下，該現(xiàn)象就稱為漏液。漏液會(huì)導(dǎo)致板效率下降，嚴(yán)重的漏液甚至導(dǎo)致板上不能積液。因?yàn)殚y孔的動(dòng)能因子F0<5m/s?kg/u則穩(wěn)定性系數(shù)K不會(huì)產(chǎn)生過量液漏。降液管液泛校核為避免溢流液泛，要求降液管內(nèi)清液層高度HdH式中hw——how——堰上液流高度，mhd——hf——Δ——板上液面落差，m；Φ——相對泡沫密度，量綱為1。對浮閥塔，板上液面落差Δ很小，可以忽略不計(jì)。因該塔板不設(shè)進(jìn)口堰，忽略液體流經(jīng)進(jìn)口堰壓力降，則液體通過降液管的壓降可由式（5-26）計(jì)算。h式中Ls——液相體積流率，m3/s；lw——ho——即h將相關(guān)數(shù)據(jù)代入（5-25）得HΦ比較可知Hd<5.2.5塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線霧沫夾帶上限值ev=0.1kg液/kg氣，對應(yīng)泛點(diǎn)百分率F=80%。由式（5-27）F式中Z——板上液流長度，m；Ab——單溢流塔板的液流面積，m2CF——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，由圖5-K——系統(tǒng)因數(shù)，由表5-6查??；Ls、Vs——液相流量、氣相流量，m3/s。代入數(shù)據(jù)得到F整理即可得到V取合適Ls計(jì)算相應(yīng)Vs可得霧沫夾帶線數(shù)據(jù)表5-7。表5-7霧沫夾帶線數(shù)據(jù)關(guān)系表編號1234Ls，m3/s0.00050.0030.0060.012Vs，m3/s0.35080.33990.32680.3006據(jù)此在圖5-9中做霧沫夾帶線a。降液管液泛線當(dāng)降液管內(nèi)充氣液層液高度Hd根據(jù)式（5-25）Φ由式（5-10）h由式（5-20）h其中A故h由式（5-21）h由式（5-18）h由式（5-26）h將以上算得各參數(shù)代入式（5-25）0.0215+1.473整理得V取值Ls計(jì)算出相應(yīng)的Vs可得液泛線數(shù)據(jù)表5-8。表5-8液泛線數(shù)據(jù)關(guān)系表編號12345Ls，m3/s0.0010.0030.0060.010.012Vs，m3/s0.36400.35020.32850.29100.2667據(jù)此在圖5-9中做液泛線b。嚴(yán)重漏液線閥孔動(dòng)能因子下限取F0V由此可知，浮閥塔嚴(yán)重漏液線為一水平線，與液相流量無關(guān)。見圖5-9中c。液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間下限=5s，對應(yīng)為液相最大負(fù)荷流量為L由此可知，液相符合上限線為一條與氣相負(fù)荷無關(guān)的豎直線，在圖5-9中作出液相負(fù)荷上限線d。液相負(fù)荷下限線一般取堰上液頭how=6mm作為液相負(fù)荷的下限條件，由式（5h整理得L由此可知，液相負(fù)荷下限線是一條豎直線，與氣相流量無關(guān)，在圖5-79中作出液相負(fù)荷下限線e。操作線操作氣液比V過（0，0）和（0.0065，0.2218）兩點(diǎn)，在圖（5-7）中作出操作線f。負(fù)荷性能圖通過上述計(jì)算，繪制脫丁烷塔的塔板負(fù)荷性能圖，見圖（5-7）。圖5-9脫丁烷塔塔板負(fù)荷性能圖小結(jié)(1)設(shè)計(jì)點(diǎn)P坐標(biāo)值為(0.0065，0.2218)，處于正常操作區(qū)域。(2)操作線下端先與漏液線c相交，上端先與液泛線b相交，說明塔板的操作下限受漏液線控制，操作上限受液泛控制。(3)塔板的氣相負(fù)荷上限Vs，max=0.31m3/s，氣相負(fù)荷下操作彈性=5.2.6脫丁烷塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總將前述計(jì)算結(jié)果匯總于表5-9，表5-10。表5-9塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)計(jì)算匯總序號項(xiàng)目數(shù)值及說明備注1塔徑D1.22板間距H0.53液流形式單溢流弓形降液管分塊式塔板4溢流堰長度l0.8765堰上溢流強(qiáng)度L26.70606溢流堰高度h0.057堰上液流高度h0.048板上液層高度h0.079降液管底隙高度h0.03110浮閥數(shù)N/個(gè)89等腰三角形叉排11閥孔動(dòng)能因數(shù)F11.349～1212開孔率/%9.613孔心距t0.075同一橫排的孔心距14排間距t0.08相鄰兩橫排的中心線距離表5-10水力學(xué)參數(shù)計(jì)算匯總序號項(xiàng)目數(shù)值及說明備注1空塔氣速u0.1952閥孔氣速u2.0863單板壓降Δp509.4187004降液管清液層高度Hd0.18645液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間8.8556泛點(diǎn)率F56.75807氣相負(fù)荷上限V0.318氣相負(fù)荷下限V0.0989操作彈性3.1636脫丁烷塔塔底再沸器的選型與設(shè)計(jì)6脫丁烷塔塔底再沸器的選型與設(shè)計(jì)6.1再沸器的選型再沸器一般用于精餾塔塔底，它的作用主要是加熱塔底液，使得液相部分汽化回流入塔底。工廠使用的再沸器一般多要求其操作穩(wěn)定、調(diào)節(jié)方便、使用壽命長、運(yùn)轉(zhuǎn)安全、檢修方便等，不過要同時(shí)滿足上述各項(xiàng)要求較為困難，故需要設(shè)計(jì)人員全面分析、充分考慮實(shí)際工況，找出關(guān)鍵設(shè)計(jì)因素，然后兼顧一般，通過設(shè)計(jì)計(jì)算，選型，校核等過程，選擇合適的再沸器。一般情況下，再沸器的選型應(yīng)該首先考慮優(yōu)勢較多的立式熱虹吸再沸器，但當(dāng)選用可利用的加熱介質(zhì)較臟、且傳熱溫差較大（超出50℃）或者排出釜液的液位較低時(shí)，熱虹吸再沸器就難以采用了。由于本工藝裝置建立在礦場，一般不設(shè)水塔，故不建立蒸汽管網(wǎng)，加熱介質(zhì)一般采用導(dǎo)熱油，而立式熱虹吸再沸器采用蒸汽換熱，本裝置不做考慮，所以本設(shè)計(jì)選擇釜式再沸器（圖6-1）。該類再沸器由殼體及殼體內(nèi)部可抽離的U型管束組成，管束末端有一擋板，以保證充分傳熱，擋板外是出料液體的緩沖區(qū)域。釜式再沸器的優(yōu)點(diǎn)是操作穩(wěn)定，汽化空間較大，汽化率也較高，操作彈性大。圖6-1釜式再沸器6.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)見表6-1，管殼程流體物性數(shù)據(jù)見表6-2。表6-1脫丁烷塔再沸器設(shè)計(jì)條件項(xiàng)目殼程管程進(jìn)口出口溫度/℃143.3280260壓力/MPa1.320.70.5蒸發(fā)量/(kg/h)25207.5--熱負(fù)荷/kW1836.42表6-2管殼程流體物性數(shù)據(jù)殼程管程臨界壓力pc/MPa3.26導(dǎo)熱油比熱CP/(kJ/kg·K)2.40釜液潛熱r0/(kJ/kg)278.83導(dǎo)熱油潛熱ri/(kJ/kg)310.60釜液的密度l0/(kg/m3)489.12導(dǎo)熱油密度li/(kg/m3)734再沸蒸氣密度v0/(kg/m3)37.61導(dǎo)熱系數(shù)li/W/(m·K)0.10釜液表面張力l0/(mN/m)4.39導(dǎo)熱油粘度li/(mPa·s)0.346.2傳熱面積計(jì)算6.2.1傳熱溫差Δ式中Δtmt熱——t冷——?6.2.2估算換熱器面積依據(jù)殼程及管程中介質(zhì)種類，假定合適的K值，由于加熱介質(zhì)為導(dǎo)熱油所以初選K估=350W/(m2·K)。傳熱面積可由式（6-2）計(jì)算：式中A估——計(jì)算傳熱面積，mK估——假定傳熱系數(shù)，W/(?tQ——再沸器熱負(fù)荷，kW。則A若選取傳熱管規(guī)格為25×2，l=6m，則傳熱管單程管數(shù)為：N式中Nt——l——傳熱管直管段的長度，m；d0——即N表6-3U形管式熱交換器基本參數(shù)（GBT28712.3-2012）根據(jù)表6-3可知，按轉(zhuǎn)角正方形排列[25]，可選則標(biāo)準(zhǔn)系列再沸器參數(shù)見表6-4。、表6-4再沸器選型參數(shù)項(xiàng)目數(shù)值或說明排管形式轉(zhuǎn)角正方形傳熱面積Al/m253.0直徑d/mm25壁厚/mm2管程數(shù)N2總管數(shù)NT/根57中心排管數(shù)/根10管束公稱直徑DN/mm500管程流通截面積/m20.01976.3總傳熱系數(shù)的校核6.3.1管內(nèi)傳熱膜系數(shù)的i由式（6-4）計(jì)算雷諾數(shù)Re=式中μli——270℃下導(dǎo)熱油的粘度，mPa?suli——270℃下導(dǎo)熱油在管內(nèi)的流速，m?d0——ρli——270℃下導(dǎo)熱油密度，kg?代入數(shù)據(jù)：R普朗特準(zhǔn)數(shù)可按式（6-5）計(jì)算P式中Cpi——270℃下導(dǎo)熱油的平均比熱容，kJ/(kg?K)μli——270℃下導(dǎo)熱油的粘度，mPa?sλli——在270℃下導(dǎo)熱油的導(dǎo)熱系數(shù)，W/(m代入數(shù)據(jù)：P按式（6-6）算努塞爾數(shù)N式中Re——雷諾數(shù)；Pr——普朗特準(zhǔn)數(shù)。即Na6.3.2管外傳熱膜系數(shù)0q式中qc——管束的最大熱通量，W/m2；Kb——對正方形排列取0.44；σ——釜液的表面張力，N/m。r0——釜液潛熱，kJ/kg。其中，轉(zhuǎn)角正方形排列取t/d0=1.5；NT=114故q實(shí)際熱通量為q因?yàn)閝<qc，故殼程沸騰狀態(tài)為核狀沸騰。用Mostinski公式計(jì)算a0：a式中a0——管外傳熱膜系數(shù)，W/(m2pc——液體臨界壓力，MPa；q——實(shí)際熱通量，W/m2；P——釜內(nèi)壓力，MPa。即a6.3.3總傳熱系數(shù)K的計(jì)算取管內(nèi)導(dǎo)熱油側(cè)污垢熱阻Ri=0.0003m2℃/W殼程內(nèi)釜液側(cè)污垢熱阻Ro=0.0001m2℃/W忽略管壁導(dǎo)熱熱阻，則：1式中a0——管外傳熱系數(shù)，W/(R0——管外（釜液側(cè)）污垢熱阻，m2℃/W；Ri——管內(nèi)（導(dǎo)熱油側(cè)）污垢熱阻，m2℃/W；ai——管內(nèi)傳熱系數(shù)，W/m代入數(shù)據(jù)：1計(jì)算得：K所計(jì)算的K值比初設(shè)的K估=350W/(m2·K)略有富余，故認(rèn)為所計(jì)算的參數(shù)是適宜的。6.3.4裕度H的計(jì)算實(shí)際傳熱面積可由公式（6-2）算得即A傳熱面積裕度H可由公式（6-10）計(jì)算：H即H面積裕度在20%～30%之間，此裕度滿足設(shè)計(jì)要求。6.4再沸器計(jì)算結(jié)果匯總再沸器結(jié)果匯總見表6-5。表6-5再沸器計(jì)算結(jié)果匯總表設(shè)備脫丁烷塔釜式再沸器流程管程殼程物料名稱進(jìn)口導(dǎo)熱油釜液出口導(dǎo)熱油循環(huán)蒸汽、釜液溫度/(℃)進(jìn)口280143.3出口260143.3熱負(fù)荷Q/kW1836.42定性溫度tm/℃270143.3壓力p/(MPa)0.61.32傳熱溫差tm/℃116.7總傳熱系數(shù)K/[W/(m2K)]450.43實(shí)際熱通量q/[kW/m2]40.85氣相物性參數(shù)密度v—37.61粘度v/[cp]—0.0105導(dǎo)熱系數(shù)v/[W/(m2K