【正文】 iii Pd ?? ?crQm?TNdmM0???M4Re??????????? ?? ?? 322/3/13/1 gReoo 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)： Ri= m2? K/w 冷凝側(cè)： Ro=? K/w 管壁熱阻： Rw= m2? K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) =( m2? K) 2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù) KE計算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量： Gh=3600 G = kg/( m2? h) Lockhutmartinel 參數(shù)： Xe= 時： 在 X=Xe 的情況下 = 則 1/Xtt= 再查圖 3－ 29， α E= X= Xe= 時 = 查設(shè)計書 P96 圖 3－ 29 得： α ’ = 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)： α =(α E+α ’ )/2= 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : 0000 11?? ?????OmwiiiiL RddRddRddK?????????????? ?????????? ?????? dPrA dQPd ivbbbPiribnb ? ?? ? ? ? ? ????? bvvbxxX tt ??? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt ??=( m2? K) 3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = ( m2? K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： KE 對流沸騰因子 ： = 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : = ( m2? K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = w/( m2? K) = w/( m2? K) = LBC == LCD =L LBC = 4．傳熱系數(shù) = ? ?? ? PxRd ribi e ?? ??? ?XF tttp 1 ??? itptp F?nbtPV a??? ?????????? ????? ?? om owi oiiv oE Rod dRd dRddK 11tLP w LmLTissBCWCtKNdptptLL?? ???????????????????????? ? LLKLKK CDEBcLC ??實際需要傳熱面積： = 5．傳熱面積裕度： = 54%30% 所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求 四 循環(huán) 流量校核 1．循環(huán)系統(tǒng)推動力： 1）當 X=Xe/3= 時 = 兩相流的液相分率： = 兩相流平均密度： = 2）當 X=Xe= = 兩相流的液相分率： = 兩相流平均密度： = 根據(jù)課程設(shè)計表 3－ 19 得： L=, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 2．循環(huán)阻力⊿ Pf： tKA mCC Q ??? ? AAA CCPH ??? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt ??? ?1212 ??? XX XR tttt ttL? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt 39。 s) = = = = ④管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△ P4 動量變化引起的阻力系數(shù) :` = = ⑤ 管程出口段阻力△ P5 a. 氣相流動阻力△ Pv5 = (m2 取潛熱： r=則傳熱速率： Q= qmDs?r= 殼程焓變： Δ H=則殼程流率： qc=Q/Δ H=假設(shè)傳熱系數(shù)： K=650 w/(m2?K) 則傳熱面積 圓整后 取 A=11m2 擬用 0℃水為冷卻劑，出口溫度為 20℃。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。而且，通過做設(shè)計，我還復習并掌握了許多計算機知識，例如 EXCEL， WORD, CAXA 等等。 4.《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，化學工業(yè)出版社， 1982年。 2.《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》劉光啟，劉杰主編，化學化工出版社， 2020 年。因為從書本上的理論知識到真正的生產(chǎn)實踐，期間的距離真是相差很遠。 6．儀表接管 選管規(guī)格： Ф 32 3 . 7．塔底蒸汽回流管 取原料流速： u=10m/s 體積流量： V= hm/3 則?uVd 4? = m 取管子規(guī)格 Ф 152 . 其內(nèi)徑為 ，所求各管線的結(jié)果如下： 名稱 管內(nèi)液體流速（ m/s） 管線規(guī)格（ mm） 進料管 Ф 70 3 頂蒸氣管 12 Ф 152 頂產(chǎn)品管 Ф 68 4 回流管 Ф 152 釜液流出管 Ф 60 儀表接管 / Ф 32 3 塔底蒸氣回流管 10 Ф 152 第七章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。 管程溫度為 ℃ 管程流率： qmVs=取潛熱 r=傳熱速率： Q= qmVs?r= 殼程取焓變： Δ H=則殼程流率： qc=Q/Δ H=假設(shè)傳熱系數(shù)： K=650 w/(m2?K) mtmK QA ????Ktt ttt m )()(21ln 21 ??? ?????? ?????則傳熱面積： 圓整后 取 A=114m2 擬用 0℃水為冷卻劑，出口溫度 為 20℃走殼程。 s) 取 X=2/3Xe 則 =(m2 rb 其中 wh = 3/2 3 ???????????? ? lqhwnlhEow hf= ho+hl+hσ 其中 hσ 可忽略不記 ??????????guhlv020 ?? ?????? ?? hhh owwl ? 0 將各式代入（ *）式可得液泛方程線： * 105 * 2qnvh=* 310? * qLh2/* 610? * qLh2 此線記作線（ 5） 計算降液管液泛線上的點：如表所示 液相流量 10 20 30 40 50 氣相流量 1101 1069 1034 994 949 2822 ???????????????????? ?bWnL sbWnL sdd hlqhlqguh ? 第四章 再沸器的設(shè)計 一 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件 1．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。 則 A / AT=1 Ad / AT = 截面積 : AT=A/= m2 塔徑： = 圓整后，取 D= 符合化工原理書 P108 表 及 P110 表 的經(jīng)驗關(guān)聯(lián) 實際面積： =2 m2 降液管截面積： Ad=ATA= m2 氣體流道截面積： A=AT(1 ATAd )= m2 實際操作氣速： = m/s 實際泛點率： u / uf = 與所取 基本符合 則實際 HT=， D=， uf =,u=, AT =2 m2 ,A= m2 ,u / uf = 3. 塔高的估算 實際塔板數(shù)為 Np，理論板數(shù)為 NT=140（包括再沸器），其中精餾段 61 塊，提餾段 79塊，則 Np=（ NT1） /+1=139/+1=233（塊） 實際精餾段為 1021=101 塊；提餾段為 132 塊，塔板間距 HT = m 有效高度： Z= HT （ Np1） =。 ，）