【正文】 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為 : smu o / ?? 56 ????? ??????? ?? ?? ??ee dR 粘度校正 1)( ?w?? 則有： 28 Kmwo ??????????????2632332 /1080)((? 管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 對流傳熱系數(shù)按下式計算 : iii d?? ? 管程流體流通截面積 2 ????iS 管程流體流速 smui / )(51700 ??? 1 7 9 0 0)( 3 ????? ? 由《化學工程手冊》可查得： ? ./ mwi ?????? 污垢熱阻和管壁熱阻 查表可得 : 管外側污垢熱阻 wkmR o / 24 ??? 管內(nèi)側污垢熱阻 wkmR i /103 .4 24 ??? 管壁熱阻下式計算，依表可知，碳鋼在該條件下的熱導率為 45w/(m 八．設計結果匯總表 列管式換熱器 形式 固定管板式 參數(shù) 管程 殼程 流量 /(kg/h) 51700 2826 進 /出口溫度 /℃ 15/45 物性 定性溫度 /℃ 30 密度 /（ kg/m3） 998 粘度 /（ Pa?s） 310? 510? 熱導率（ W/m?k） 設備結構參數(shù) 管程數(shù) 2 殼程數(shù) 1 管徑 /㎜ Φ 25 管長 /㎜ 6000 31 管心距 /㎜ 32 管子排列 正三角形 管數(shù)目 /根 164 材質 碳鋼 傳 熱面積 /㎡ 殼體內(nèi)徑 /㎜ 450 折流板間距 /㎜ 200 折流板數(shù) /個 32 通過中心管數(shù) 16 主要計算結果 管程 殼程 流速 /（ m/s） 表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) /[W/（㎡? k） ] 3346 1080 污垢熱阻 /（㎡? k/W） 104 105 阻力降 / Pa 11952 傳熱系數(shù) /[W/（㎡? K） ] 556 面積裕度 /% 56% 精餾塔 氣相流量 /(m3/s) 液相流量 /(m3/s) 實際塔板數(shù) 18 塔高 /m 塔徑 /m 板間距 /m 溢流形式 單溢流 堰長 /m 堰高 /m 板上液層高度 /㎜ 5 堰上液層高度 /㎜ 降液管高度 /㎜ 開孔區(qū)面積 /㎡ 浮閥個數(shù) 122 同排空中心距 /m 80 相鄰兩排孔中心距 孔徑 /㎜ 39 空塔氣速 m/s 每層塔板壓降 /Kpa 32 九 .總結 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。 由于冷熱流體的溫差相差不大，可以選用固定管板式換熱器。 由于本設計為假定性的設計，因此有關的其它設計項目，如：進行設計的依據(jù)、廠區(qū)或廠址、主要經(jīng)濟技術指標、原料的供應、技 術規(guī)格以及燃料種類、水電汽的主要來源與其他工業(yè)企業(yè)的關系、建廠期限、設計單位、設計進度及設計階段的規(guī)定等均從略。該過程是同時進行傳熱、傳質的過程。 所以 wkmRw / 2 ??? 傳熱系數(shù) eK 依式有 C/5 5 6)1(12 ???????? mwRd dRd dRddKoomowioiiioe ?? 而前面計算時假設 K=600 C/ 2 ??mw ，基本相近。假設 K=600W/(㎡ k)則估算的傳熱面積為 S1= 231 1012 00 mtKQ m ?? ??? 工藝結構尺寸 ．管徑和管內(nèi)流速 26 選用Φ 25 較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速 u1=。 ,min = /ssV 179。 采用 F1型重閥，重量為 33g，孔徑為 39mm。)1 。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn) 品冷卻器冷卻后送至儲罐。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面 3種方法之一來確定回流比。 進料熱狀況的選擇分析 該塔的進料狀況選為泡點進料，因為泡點進料時的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，設計和制造時比較方便。 （ 2）、單板壓降 ≤ KPa。 2. 產(chǎn)品的 甲 醇含量不得低于 95%（質量）。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。 影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量 V。提高產(chǎn)品的純度意味著提高產(chǎn)品的回收率，可獲得一定的經(jīng)濟效益。操作回流比取最小回流比的 2倍。在圖中對角在線，自點 e(,)作垂線，即為進料線（ q線），該線與平衡線的交點坐標為 qy =， qx =。 ④ 降液管底隙高度 0h ?? 00 3600 ulLh wh 取 smu / ?? ，則 006 0 360 0001 ??? ??h mhh w 0 0 3 0 6 3 ????? 故降液管高度設計合理。 液相負荷下限線 對于平直堰，取 堰上液層高度 owh =，作為最小液體負荷標準，由下式得 堰上液層高度 2 / 336002 . 8 4 0 . 0 0 61000 sow w Lh E ml???????? 取 E=1，則 精餾段最小的液體體積流率 3 / 2 43, m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 4 8 4 . 0 9 4 1 0 /2 . 8 4 3 6 0 0sL m s????? ? ????? 同理， 提 餾段最小的液體體積流率 43, m in 4. 09 4 10 /sL m s?? ?? 據(jù)此作出氣體流量無關的垂直液相負荷下限圖 3。故殼程混和氣體的定性溫度為 T= 3024515 ?? ℃ 管程流體的定性溫度為 t=℃ 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數(shù)據(jù)。 取管心距 t=，則 t= 25=≈ 32㎜ 橫過管束中心線的管數(shù) = ?N 根 ．殼體內(nèi)徑 采用多管程結構，殼體內(nèi)徑可按下式估算。 換熱器內(nèi)流體的流動阻力 管程流體阻力 spsrit FNNppp )( ????? 1?sN , 2?Np , 22udlp iii ???? 由 Re=17900，傳熱管相對粗糙度 ，查莫狄圖得 ?i? ，流速 u=, 3/ mkg?? ,所以， Papi 30992 2 ?????? Paupr 8852 22 ?????? ?? Pap 1 1 9 5 )8853 0 9 9(1 ?????? 100KPa 管程流體阻力在允許范圍之內(nèi)。板式塔具有結構簡單，制造和維修方便，生 產(chǎn)能力大，塔板壓降小，板效率較高等優(yōu)點 本次設計主要任務為一定處理量的精餾裝置的全凝器，實現(xiàn) 甲醇 －水的分離。 33 十．參考文獻 【 1】 王志魁，《化工 原理 》，第三版，化學工業(yè)出版社 【 2】 湯 金石，《化工原理 課 程 設計 》，化 學 工 業(yè) 出版社 【 3】 劉 道德， 〈〈化工 設備 的 選擇與設計 〉〉，第三版，中南大 學 出版社 【 4】 賈紹義 ，柴 誠 敬， 〈〈化工原理 設計 手 冊 〉〉 ， 天津大 學 出版 社 【 5】 鄒華生，鐘理，伍欽，賴萬東 〈〈傳熱與傳質過程設備設計 〉〉，華南理工大學 【 6】 秦書經(jīng)，葉文邦 《換熱器》，化學工業(yè)出版社 【 7】 時均，汪家鼎，余國琮，陳敏恒， 《化學工程手冊》，化學工業(yè)出版社 34 十一 .主要符號說明 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 Aa 塔板開孔區(qū)面 / 2m K 穩(wěn)定系數(shù) Af 降液管截面積 / 2m Lw 堰長 m C 負荷系數(shù) m/s N 閥攏數(shù)目 20C 氣相負荷因子 m/s P 操作壓力 Pa D 塔徑 m t 閥孔中心距 m ET 總板效率 u 空塔氣速 m/s F 氣相動能因子kg1/2/() U0 氣體通過閥孔的速度 m/s g 重力加速度Vs 氣體體積流量 m3/s how 堰上液層高度 m Wd 弓形降液管寬度 m H0 降液管底隙高度 m hw 溢流堰高降液管 hL 內(nèi)清液層高度 m 度m θ 液體在降液管停留時間 s HT 塔板間距 m μ 粘度 σ 表面張力 N/m ρ 密度 kg/m3 C 負荷系數(shù) m/s pA 傳熱面積 2m 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 20C 氣相負荷因子 m/s pN 管程數(shù) 35 u 空塔氣速 m/s t 管心距 m TA 塔截面積 2m BN 折流板數(shù)目 TH 板間距 m B 折流板間距 mm D 殼程接管內(nèi)徑 mm 0? 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) wkm /2? S 傳熱面積 0Re 殼程雷諾數(shù) Q 熱流量 kw Pr 普朗特數(shù) 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 0R 管外側污垢熱阻wkm /2? Ps? 殼程壓降ap Ke 傳熱系數(shù) wkm /2? is 管程流體流通截面積 2m H 傳熱面積裕度 iR 管內(nèi)側污垢熱阻wkm /2? Pt? 管程流體壓降 ap cA 計算所得傳熱面積 2m