【文章內(nèi)容簡介】 g/m3 液相定比壓熱容：Cpb= (kg*k) 表面張力：σb＝3mN/m氣相粘度：μv =*s氣相密度：ρv =38kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）= m2 K/kg 氣相流量：L’=L+F=液相流量：V’= V =6kg/s 熱流量： =951866w 傳熱溫差： =℃ 假設傳熱系數(shù)：K=400W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap = m2 擬用傳熱管規(guī)格為：Ф252mm,管長L= 則傳熱管數(shù)： =320 若將傳熱管按正三角形排列，按式 得：b= 管心距：t= 則 殼徑： ==80mm L/ = 1．顯熱段傳熱系數(shù)K假設傳熱管出口汽化率 Xe=則循環(huán)氣量： = 1)計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)αi 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： =( m2? s) 雷諾數(shù)： = (*)=3291910000 普朗特數(shù)： = 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： =( m2 K)2)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算αo 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： qm水 =折流板間距B==，殼程流通面積So=BD（1do/t）=,當量直徑 de=, =10393,Pr=, 管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)αo =3360w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側：Ri= m2? K/w 冷凝側：Ro= m2? K/w 管壁熱導率λw =17W/m K 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=110kg/( m2? h)Lockhutmartinel參數(shù)：當X=Xe= = 則1/Xtt= 查設計書P96圖3－29 得：αE= 在Xe= X＝= =0. 28 再查圖3－29，α′=2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：α=(αE+α′)/2= 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =( m2? K) 3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 542w/( m2? K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE對流沸騰因子 ：Ftp=(1/Xtt) = 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =( m2? K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = w/( m2? K) =( m2? K) = LCD =L LBC = 4．傳熱系數(shù) = 實際需要傳熱面積： = 5. 傳熱面積裕度：Ap= doL=*580**= = ()/=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= =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)課程設計表3－19 得：L=1m, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： =10024pa 2．循環(huán)阻力⊿Pf： ①管程進出口阻力△P1 ,管程面積s== 設進口管內(nèi)徑Di=,則進口管內(nèi)質(zhì)量流速： G=Wi /(πDi2/4)= kg/(m2*s) 釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： Re=Di/μb=1660268進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： λi =0 .01227+進口管長度與局部阻力當量長度： =管程進出口阻力: =① 傳熱管顯熱段阻力△P2 : di=。NT=580 =(m2s) Re=37596 = =② 傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3 : di=。μv =5*Pa*sρv =38kg/m3 a. 氣相流動阻力△Pv3 x為該段平均氣化率 , 取x=(1/3)Xe= =(m2s) =31927 = =a. 液相流動阻力△PL3G=GGv= kg/(m2s)ReL =di *GL /μb =36778 = = = 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): = ΔP4 =G2 M/ρb = ③ 管程出口段阻力△P5△Pv5 =95780 = =△PL5