【正文】 m= Kg/m3 蒸汽密度ρV=ρVm2= Kg/m3 液態(tài)粘度μL=μWm= mPas 蒸汽粘度μV=＋= mPas液態(tài)比熱容CpL=+= KJ/(kg℃)液態(tài)導(dǎo)熱系數(shù)λL=+= W/(m℃)表面張力σ=＋= mN/m液體蒸氣壓曲線的斜率比氣化焓ΔhV≈r=＋=液體的臨界壓力Pc= Kpa =160℃，此溫度下水蒸汽的物性數(shù)據(jù)如下：液態(tài)粘度為μL水= mPas汽化潛熱為r= KJkg液態(tài)密度ρL水= kg/m3 蒸汽密度ρV水= kg/m3液態(tài)導(dǎo)熱率λL水= W/(m℃) 有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算來歷如下液態(tài)乙苯的蒸氣壓與溫度溫度 ℃6080100120140160蒸氣壓 Kpa氣態(tài)乙苯的粘度與溫度的關(guān)系溫度 ℃050100150200粘度 μ液態(tài)乙苯的比熱容與溫度的關(guān)系 溫度 ℃6080100120 乙苯 CpL液態(tài)乙苯的導(dǎo)熱率與溫度的關(guān)系溫度 ℃80100120140160180導(dǎo)熱率 λ乙苯的汽化熱與溫度的關(guān)系溫度℃6080100120140汽化熱r（KJ/Kg）370 估算傳熱面積、初選換熱器型號(hào) 熱負(fù)荷Q ?顯熱加熱段熱負(fù)荷Q1蒸發(fā)量設(shè)出口氣化率x=（～）；由于壓力變化引起液體沸點(diǎn)溫度的變化，設(shè)為Δt=2℃ ?蒸發(fā)段熱負(fù)荷Q2 ?熱負(fù)荷Q=Q1+Q2= KW 傳熱溫差 假設(shè)K值，估算傳熱面積 ?假設(shè)K值： 因有機(jī)物走管程且μL= mPas mPas，水蒸汽走 殼程，其傳熱系數(shù)由經(jīng)驗(yàn)值可知其傳熱系數(shù)K在582～1193 W/(m2/K),現(xiàn)假設(shè)K=1000 W/(m2/K)。 ?估算傳熱面積 初選再沸器 管規(guī)格 …………φ252 管長(zhǎng) ………… L=3 m 計(jì)算管數(shù) ……… 中心距 ………… t=32 mm 采用正方角形排列，中心線管束： 計(jì)算殼徑……… 圓整……………取D=600 mm (長(zhǎng)徑比L/D=5在4～6之間,合理) 管程流體進(jìn)、出口接管：取接管內(nèi)流體流速 u＝1 m/s，則接管內(nèi)徑為：，取標(biāo)準(zhǔn)管徑 70 mm。三、傳熱能力核算 確定顯熱段傳熱系數(shù)KL ?計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱系數(shù)αi 釜液循環(huán)質(zhì)量流量： 管內(nèi)流通截面積： 管內(nèi)總質(zhì)量流速： 管內(nèi)流體流速： (～ m/s內(nèi)說明假設(shè)氣化率合理) ?殼程對(duì)流傳熱系數(shù)α 整個(gè)過程由熱量衡算Q=msr得 水蒸汽用量: 冷凝負(fù)荷： 雷諾數(shù)： ?計(jì)算顯熱段傳熱系數(shù)KL 查得管金屬的導(dǎo)熱系數(shù)λ′=45 W/(mK) 乙苯液體的污垢熱阻Rs1=104 m2K/W 水蒸汽的污垢熱阻Rs2=104 m2K/W 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE的計(jì)算 將蒸發(fā)段分為兩部分即兩相對(duì)流曲和核狀沸騰區(qū) ?兩相區(qū)傳熱系數(shù)K1的計(jì)算 兩相區(qū)的平均密度以出口氣化率的三分之一計(jì)算 兩相流 計(jì)算允許最大熱流密度為 因傳熱系數(shù)與給熱系數(shù)相差不大為計(jì)算方便此設(shè)計(jì)?。? ?核狀沸騰區(qū)傳熱系數(shù)K2的計(jì)算 兩相流 計(jì)算允許最大熱流密度為 因傳熱系數(shù)與給熱系數(shù)相差不大為計(jì)算方便此設(shè)計(jì)?。? ?蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE KE=(K1+K2)/2=(+)/2= W/(m2℃) 計(jì)算顯熱段、蒸發(fā)段的高度 計(jì)算平均傳熱系數(shù)Kc 面積裕度核算 該再沸器的實(shí)際傳熱面積Sp 四、循環(huán)流量的校核 計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力 液體氣化后產(chǎn)生密度差為推動(dòng)力 循環(huán)阻力 ?管程出口阻力 出口管長(zhǎng)取Li=4 m ?傳熱管顯熱段阻力 ?傳熱管蒸發(fā)段阻力 Ⅰ、汽相阻力 Ⅱ、液相阻力 Ⅲ、傳熱管蒸發(fā)段阻力 ④管內(nèi)動(dòng)量變化產(chǎn)生的阻力 動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)： ⑤管程出口段阻力 ⑥循環(huán)阻力計(jì)算 循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值 正常工作時(shí)，亮相數(shù)值相等，設(shè)計(jì)時(shí)推動(dòng)力應(yīng)略大于阻力(安全設(shè)計(jì)) (比值太大應(yīng)降低x，反之亦然)（滿足傳熱和流體力學(xué)驗(yàn)證。 再熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果 表 12再沸器形式：立式熱虹吸式工藝參數(shù) 名稱 管程 殼程 物料名稱 乙苯 水蒸汽 操作溫度 ℃160流量 kg/h傳熱量，kW 總傳熱系數(shù)，W/m2K傳熱系數(shù)，W/m2K污垢系數(shù)，m2K/W104 104 管子規(guī)格 ф25管數(shù)161管長(zhǎng)3m管間距，mm32排列方式 正三角形 殼體內(nèi)徑，mm600換熱面積（m2）第五部分 其它設(shè)計(jì)附圖 附一 冷凝器裝置簡(jiǎn)圖 附二 再沸器裝置簡(jiǎn)圖 附三 精餾過程流程圖 附四 參數(shù)圖 降液管的結(jié)構(gòu)圖Smith通用關(guān)聯(lián)圖 降液管的參數(shù)圖 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 孔流系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 液流收縮系數(shù)圖 設(shè)計(jì)評(píng)估 通過本次的課程設(shè)計(jì)，我學(xué)會(huì)如何運(yùn)用所學(xué)的知識(shí)去分析和解決實(shí)際問題。但在實(shí)際設(shè)計(jì)過程中，我們遇到了很多問題。比如塔和塔板結(jié)構(gòu)尺寸的選擇和計(jì)算，冷凝器和再沸器的選型和計(jì)算問題，以及如何驗(yàn)算流體水力學(xué)性能等等。塔板的評(píng)價(jià)指標(biāo)，有四個(gè)方面。第一：生產(chǎn)能力即單位時(shí)間單位塔截面積的處理量，本次設(shè)計(jì)中以給定年處理量，我們是根據(jù)生產(chǎn)能力來設(shè)計(jì)塔；第二：操作彈性，反應(yīng)汽液負(fù)荷波動(dòng)的適應(yīng)性，對(duì)于篩板塔而言，其操作彈性比較大，可在汽液負(fù)荷變化較大的范圍內(nèi)正常操作；第三：分離效率，以板效率和等板高度表示，反應(yīng)傳質(zhì)的完善程度和對(duì)實(shí)際塔板數(shù)的確定，符合生產(chǎn)實(shí)際中的要求；第四：塔板壓力降，包括氣體通過板上各部件克服各種阻力以及氣體通過泡沫層克服其靜壓力，決定塔底的送氣壓力，都不大以至動(dòng)力消耗都不大。對(duì)于汽液負(fù)荷性能圖，汽液流量要維持在一定范圍內(nèi)，操作才能正常。從精餾段和提餾段的汽液負(fù)荷性能圖看出，其操作點(diǎn)都落在所圍成的區(qū)域內(nèi)，實(shí)際操作中允許操作點(diǎn)偏離區(qū)域中央，是符合要求的。在作圖過程中，發(fā)現(xiàn)液泛線和霧沫夾帶線偏低，可加大板間距使其上移，也可加大開孔率和降低壓降使其上移；加大降液管的面積，可是液相流率上限線右移?？傮w來說，本設(shè)計(jì)基本上是符合設(shè)計(jì)要求的。參考資料【1】 劉光啟，馬連湘，(有機(jī)卷). 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，【2】 時(shí)鈞，汪家鼎，余國(guó)琮，(上卷). 北京：【3】 ：化學(xué)工業(yè)出版社【4】 李功樣，陳蘭英，： 華南理工大學(xué)出版社，【5】 譚天恩，竇梅，(第三版上、下).北京： 化學(xué)工業(yè)出版社,74 / 7