【正文】 總體來(lái)說(shuō)，本設(shè)計(jì)基本上是符合設(shè)計(jì)要求的。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。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(lái)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(guò)板上各部件克服各種阻力以及氣體通過(guò)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。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(wèn)題，以及如何驗(yàn)算流體水力學(xué)性能等等。K/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(guò)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(guò)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(wèn)題。K傳熱系數(shù)，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。K/W 水蒸汽的污垢熱阻Rs2=104 m2三、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(shuō)明假設(shè)氣化率合理) ?殼程對(duì)流傳熱系數(shù)α 整個(gè)過(guò)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/(ms，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)?！? 有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算來(lái)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汽化潛熱為r= KJ℃)液態(tài)導(dǎo)熱系數(shù)λL=+= W/(ms 蒸汽粘度μV=＋= mPaK/W阻力降，MPa程數(shù) 21管子規(guī)格 ф25管數(shù)60管長(zhǎng)mm:6000管間距，mm32排列方式 正三角形 折流板型式 上下 間距 mm150切口高度25%殼體內(nèi)徑，mm400換熱面積（m2）K傳熱系數(shù)，W/m2℃)(kg ②殼程阻力 流體流經(jīng)管束的阻力用計(jì)算：F=，nc=10，NB=40，u1=摩擦系數(shù) 流體流過(guò)折流板缺口的阻力B=，D=，F(xiàn)s= ，殼程流動(dòng)阻力也能接受?！?。 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力 ①管程流動(dòng)阻力管程總壓力降，其中污垢校正系數(shù)取Ft=；管程數(shù)Np=2；串聯(lián)殼程數(shù)Ns=2。 ④傳熱面積S 該換熱器的實(shí)際傳熱面積Sp ,因S180?！?W；管壁的導(dǎo)熱系數(shù)λ=48 W/(m 管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 800 mm八、換熱器核算 熱量核算 ①殼程對(duì)流傳熱系數(shù) 對(duì)圓缺形折流板，可采用凱恩公式 因是正三角形排列所以當(dāng)量直徑： 殼程流通截面積： 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別： 普蘭特準(zhǔn)數(shù)： 粘度校正： ②管程對(duì)流傳熱系數(shù) 管程流通截面積 管程流體流速及其雷諾數(shù)分別 普蘭特準(zhǔn)數(shù) ③傳熱系數(shù)K 污垢熱阻Rs= m2取管心距t= do，則t=25=≈32(mm) 橫過(guò)管束中心線的管數(shù) 殼體內(nèi)徑 采用單管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率η＝，則殼體內(nèi)徑為 圓整可取D＝400 mm 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25％，則切去的圓缺高度為h＝400＝100 mm；取折流板間距B＝，則B＝400＝120 mm，可取板間距B=150 mm；折流板數(shù)，折流板圓缺面水平裝配。 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) 根 按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長(zhǎng)度為 （do為管外徑）?！妫? 傳熱面積： 考慮 15％的面積裕度，S=S′== m2。 故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的汽化潛熱可用下式算得： 表 10 汽化潛熱與溫度的關(guān)系溫度 T℃406080100120140160180甲苯KJ/kg391379乙苯370 圖 8 甲苯 ：r=－＋ 乙苯 ：r=－＋ 由T= ℃可計(jì)算出相應(yīng)的汽化潛熱： 熱負(fù)荷 熱負(fù)荷：Q=ms1rm== KW（忽略熱損失） 逆流平均溫差 五、冷卻水用量 六、估算傳熱面積 由于管程走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數(shù)K=467～814 W/（m2℃) 粘 度　 ：μ= Pas 循環(huán)冷卻水在50℃下的物性數(shù)據(jù)： 密 度　 ：ρ= kg/m3 定壓比熱容 ：cp= kJ/(kg℃) 導(dǎo)熱系數(shù)　 ： λ1= W/(m 殼程流體的定性溫度為 ： 管程水的定性溫度為 ： 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。選用ф25，管內(nèi)流速取u=。估計(jì)該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式式換熱器。 ② 霧