化工原理課程設(shè)計(jì)再沸器的設(shè)計(jì)

1、操作條件殼程管程溫度/151.7（冷凝溫度T）137.8(沸點(diǎn)tb)壓力（絕）/MPa0.50.12蒸發(fā)量/(kg)10864.61殼程凝液物性（151.7）管程流體物性（137.8）液相氣相潛熱rc=2113.2kJ/kgrb=310.3 kJ/kg熱導(dǎo)率c =0.684W/(mK)b =0.104W/(mK)黏度c =0.186/mPasb =0.22/mPasv=0.0085/mPas密度c =917kg/m3b =977.5 kg/m3v =3.955 kg/m3比熱容Cpb =1.6748 kJ/(kgK)表面張力b =19.6mN/m蒸汽壓曲線斜率(t/p)s =2.15910-3

2、 Km2/kg再沸器的設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)條件以在五個(gè)大氣壓下（0.5Mpa）的飽和水蒸汽作為熱源。設(shè)計(jì)條件如下：（1）管程壓力、管程壓力(以塔底壓力計(jì)算)：（2）將釜液視為純氯苯，在釜底壓力下，其沸點(diǎn)：根據(jù)安托因公式：查資料得：A=9.25 B=225.69 C=1516.04則有： =137.8（3）再沸器的蒸發(fā)量由于該塔滿足恒摩爾流假設(shè)，則再沸器的蒸發(fā)量：（4）氯苯的汽化潛熱常壓沸點(diǎn)下的汽化潛熱為35.3103KJ/Kmol（即為313.5KJ/kg）.純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示： (tc=359.2)其中,則：二、工藝結(jié)構(gòu)尺寸的估算（1）、計(jì)算傳熱速率Q (2)、計(jì)算傳熱溫差tm

3、tm=T-tb=151.7-137.8=13.9(3)、假定傳熱系數(shù)K 依據(jù)殼程及管程中介質(zhì)的種類，按豎直管式查表，從中選取K=800W/（m2.k）(4)、計(jì)算傳熱面積Ap （5）、傳熱管規(guī)格選為25mm2mm,L=4000mm,按正三角形排列，則傳熱管的根數(shù)為（6）、殼體直徑按3.4.3.2節(jié)中介紹的方法求取殼體直徑。由解得(另外一負(fù)值舍去)則。于是：取進(jìn)口管直徑，出口管直徑三、傳熱系數(shù)校核1.顯熱段傳熱系數(shù)KL 假設(shè)傳熱管出口氣化率為,釜液蒸發(fā)量為Db,則循環(huán)量Wt為 顯然段傳熱管內(nèi)傳熱膜系數(shù) 設(shè)傳熱管內(nèi)流通截面積為,則傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流率G為 顯熱段傳熱管內(nèi)傳熱膜系數(shù)為殼程冷凝傳熱膜

4、系數(shù) 污垢熱阻 沸騰側(cè)： 冷凝側(cè)： 管壁： 顯熱段的傳熱系數(shù)2.蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE (1) 管內(nèi)沸騰-對(duì)流傳熱膜系數(shù) 泡核沸騰的平均修正系數(shù)a 當(dāng)時(shí) 查圖得aE=0。當(dāng)時(shí) 查圖得a=0.43。泡核沸騰傳熱膜系數(shù) 質(zhì)量分?jǐn)?shù)x=0.4xe處的對(duì)流傳熱膜系數(shù)管內(nèi)沸騰-對(duì)流傳熱膜系數(shù) （2）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)3.顯熱段和蒸發(fā)段長(zhǎng)度顯熱段長(zhǎng)度LBC和傳熱管總長(zhǎng)L之比為 4.平均傳熱系數(shù) 5.面積裕度核算比較K計(jì)算和K假定，若K計(jì)算比K假定高出20%，則說(shuō)明假定值尚可，否則要重新假定K值。四、循環(huán)流量的校核 1.循環(huán)推動(dòng)力當(dāng)當(dāng)，按上述同樣的方法求得查表并根據(jù)焊接需要選取再沸器上部管板至接管入塔口間的高度計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力2.循環(huán)阻力 （1）管程進(jìn)口管阻力 (2)加速損失 (3)傳熱管顯熱段阻力損失按直管阻力損失計(jì)算(4) 傳熱管蒸發(fā)段阻力損失該段為兩相流，故其流動(dòng)阻力損失計(jì)算應(yīng)按兩相流考慮。計(jì)算方法是分別計(jì)算該段的氣液兩相流動(dòng)的阻力，然后按一定方法加和，求得阻力損失。氣相流動(dòng)阻力損失 取該段內(nèi)的平均氣化率，則氣相質(zhì)量流速Gv為氣相流動(dòng)的: 液相流動(dòng)損失兩相壓降（5）管程出口阻力氣相流動(dòng)阻力損失 出口管中氣相質(zhì)量流率為：出口管中氣相流動(dòng)的為：液相流動(dòng)阻力