【正文】 = 10000 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 α o 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： = kg/(m? s) = 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = (m2 K) 0sWG t?Ti Nds 20 4??0sWG t?biGd??RebbPbr CP ???nriii Pd ?? ?crQm?TNdmM0???M4Re??????????? ?? ?? 322/3/13/1 gReoo 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)： Ri= m2? K/w 冷凝側(cè)： Ro=? K/w 管壁熱阻： Rw= m2? K/w 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=3600 G = kg/( m2? h) Lockhutmartinel 參數(shù)： Xe= 時： 在 X=Xe 的情況下 = 則 1/Xtt= 再查圖 3－ 29， α E= X= Xe= 時 = 查設計書 P96 圖 3－ 29 得： α ’ = 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)： α =(α E+α ’ )/2= 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : 0000 11?? ?????OmwiiiiL RddRddRddK?????????????? ?????????? ?????? dPrA dQPd ivbbbPiribnb ? ?? ? ? ? ? ????? bvvbxxX tt ??? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt ??=( m2? K) 3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = ( m2? K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： KE 對流沸騰因子 ： = 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : = ( m2? K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = w/( m2? K) = w/( m2? K) = LBC == LCD =L LBC = 4．傳熱系數(shù) = ? ?? ? PxRd ribi e ?? ??? ?XF tttp 1 ??? itptp F?nbtPV a??? ?????????? ????? ?? om owi oiiv oE Rod dRd dRddK 11tLP w LmLTissBCWCtKNdptptLL?? ???????????????????????? ? LLKLKK CDEBcLC ??實際需要傳熱面積： = 5．傳熱面積裕度： = 54%30% 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= 時 = 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=, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 2．循環(huán)阻力⊿ Pf： tKA mCC Q ??? ? AAA CCPH ??? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt ??? ?1212 ??? XX XR tttt ttL? ?? ? ? ? ? ????? vbbvxxX tt 39。 rb s 氣相密度：ρ v = 蒸氣壓曲線斜率（ Δ t/Δ P） = m2 K/kg 二 估算設備尺寸 熱流量： = Mw s 液相密度：ρ b =液相定比壓熱容： Cpb= KgKJ/ s 密度：ρ c =2） 管程流體在（ 54℃ ）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rb=330 KgKJ/ 液相熱導率：λ b =(m 其中 wh = 3/2 3 ???????????? ? lqhwnlhEow hf= ho+hl+hσ 其中 hσ 可忽略不記 ??????????guhlv020 ?? ?????? ?? hhh owwl ? 0 將各式代入（ *）式可得液泛方程線： * 105 * 2qnvh=* 310? * qLh2/* 610? * qLh2 此線記作線（ 5） 計算降液管液泛線上的點：如表所示 液相流量 10 20 30 40 50 氣相流量 1101 1069 1034 994 949 2822 ???????????????????? ?bWnL sbWnL sdd hlqhlqguh ? 第四章 再沸器的設計 一 設計任務與設計條件 1．選用立式熱虹吸式再沸器 其殼程以水蒸氣為熱源，管程為塔底的釜液。0 ?= m/s 39。 4． 液體在降液管中的停留時間 液體在降液管中的停留時間應大于 35s =5s 滿足要求 ,則可避免嚴重的氣泡夾帶。 Z=D2 db = AAA dTb 2?? = KCAZqqFFbn lsvlvn v s ?????1 ??? = 故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。 則 A / AT=1 Ad / AT = 截面積 : AT=A/= m2 塔徑： = 圓整后，取 D= 符合化工原理書 P108 表 及 P110 表 的經(jīng)驗關聯(lián) 實際面積： =2 m2 降液管截面積： Ad=ATA= m2 氣體流道截面積： A=AT(1 ATAd )= m2 實際操作氣速： = m/s 實際泛點率： u / uf = 與所取 基本符合 則實際 HT=， D=， uf =,u=, AT =2 m2 ,A= m2 ,u / uf = 3. 塔高的估算 實際塔板數(shù)為 Np，理論板數(shù)為 NT=140（包括再沸器），其中精餾段 61 塊，提餾段 79塊，則 Np=（ NT1） /+1=139/+1=233（塊） 實際精餾段為 1021=101 塊；提餾段為 132 塊，塔板間距 HT = m 有效高度： Z= HT （ Np1） =。 ML=*假設板 間距 HT=。 質(zhì)量流量： Wv=V） 丙烯 丙烷 液相密度 ρ L = *+*= kg/ m3 ρ V =*+*= kg/ m3 液相表面張力： σ = *+*= mN/m 2. 初估塔徑 摩爾質(zhì)量： Mv=*42+*44=。 ，） 丙烯 丙烷 氣相 密度（ 176。C 純丙烷的 v? =4743mkg 第四節(jié) 精餾塔工藝設計 1. 物性數(shù)據(jù) 定性溫度 T取塔頂溫度 TD=，塔底溫度 T2= 的平均溫度 液相 密度（ 176。 解得 TN =87； PN = ENT 1? =143； 進料位置： min,rN = ?lg)1()1(lgFFDDZZXX??=； 1min??rrN NN=1min??TTN NN； 解得： rN =40 P=P+ P? =+**37*= Mpa 查表 Pc= Tc=176。 Nmin= ?l