苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計(jì)與塔頂冷凝器選型設(shè)計(jì)-資料下載頁(yè)
2025-05-31 23:18本頁(yè)面
【正文】 公稱直徑600mm公稱壓力換熱面積管子規(guī)格管長(zhǎng)3000mm管程數(shù)4管子排列方式正三角形管程流通面積管間距32mm管子數(shù)222該換熱器所要求的總傳熱系數(shù)（1）計(jì)算管程對(duì)流給熱系數(shù)（湍流）故（2）計(jì)算殼程對(duì)流傳熱系數(shù)因?yàn)樗焦軞な綋Q熱器，殼程為苯飽和蒸汽冷凝為飽和液體后離開換熱器，故可按蒸汽在水平管束外的冷凝給熱系數(shù)計(jì)算公式計(jì)算現(xiàn)假設(shè)管外壁溫，則冷凝液膜的平均溫度為，在換熱器內(nèi)絕大多數(shù)苯的溫度在82，只有靠近管壁的溫度較低，故在平均膜溫66下的物性可沿用飽和溫度80下的數(shù)據(jù)，在層流下：（3）確定污垢熱阻（4）總傳熱系數(shù)所選換熱器的安全系數(shù)為表明該換熱器的傳熱面積裕度符合要求。（5）核算壁溫與冷凝液流型核算壁溫時(shí)，一般忽略管壁熱阻，按以下近似計(jì)算公式計(jì)算，這與假設(shè)相差不大，可以接受。核算流型冷凝負(fù)荷（符合層流假設(shè)）（1）計(jì)算管程壓降（結(jié)垢校正系數(shù)）取碳鋼的管壁粗糙度為，則，而，查莫狄圖，得λ＝，于是（2）計(jì)算殼程壓力降殼程壓降 Fs＝ Ns＝1管子為正三角形排列 F＝D/t－1=－1=18取折流擋板間距B=，則NB=(L/B)－1=(3/)－1=29Ao=B(D－ncdo)=(－18)＝殼程流速 fo＝－=(6627)－= Pa可知，管程和殼程壓降都能滿足工藝要求。綜上驗(yàn)算，所選換熱器是合適的。參考文獻(xiàn)符號(hào)說(shuō)明英文字母 Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2 ev——液沫夾帶量，kg液/kg氣 Af——降液管截面積，m2 M——平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol Ao——篩孔區(qū)面積，m2 do——篩孔直徑，m AT——塔的截面積，m2 D——塔徑，m C——負(fù)荷因子，無(wú)因次 Rmin——最小回流比 C20——表面張力為20mN/m R——回流比的負(fù)荷因子 Tm——平均溫度，℃ g——重力加速度，m/s2 Fo——篩孔氣相動(dòng)觸因子 hl——出口堰與沉降管距離，m hf——板上清液高度，m hc——與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)? hl——板上清液層高度，m 液柱高度，m ho——降液管的底隙高度，m hd——與液體流過(guò)降液管壓強(qiáng) how——堰上液層高度，m 降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m Hw——出口堰高度，m Hw39?！M(jìn)口堰高度，m H——板式塔高度，m h——與克服表面張力壓強(qiáng) HP——人孔處塔板間距，m降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 Hd——降液管內(nèi)清夜層高度，m HF——進(jìn)料處塔板間距，m HT——塔板間距，mK——穩(wěn)定系數(shù) lw——堰長(zhǎng)，mLh——液體體積流量，m3/h Ls——液體體積流量，m3/hn——篩孔數(shù)目 P——操作壓力，kPaP——?dú)怏w通過(guò)每層 T——理論板層數(shù)篩板的壓降，kPa u——空塔氣速，m/st——篩孔的中心距，m uomin——漏液點(diǎn)氣速，m/su/——液體通過(guò)降液體 Vn——?dú)怏w體積流量，m/s 系的速度m/s， Vs——?dú)怏w體積流量，m/sWc——邊緣無(wú)效區(qū)寬度，m Wd——弓形降液管高度，m Ws——破沫區(qū)寬度，m Z——板式塔有效高度，m希臘字母——篩板厚度，m ——開孔率，無(wú)因次——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，s ——粘度，mPas——密度，kg/m3 ——表面張力，mN/m ——質(zhì)量分率，無(wú)因次下標(biāo)max——最大 min——最小 L——液相 V——?dú)庀鄥⒖嘉墨I(xiàn)
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