【正文】 H h h h h h h h h h hH h h h h hh h L L h????? ? ? ??? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ? ?聯 立 得忽 略 將 與 ， h 與 ， 與 的 關 系 式 帶 入 上 式 ， 并 整 理 得 2 2 2 / 3s = ssa V b c L d L? ? ? ??? 18 22000 .0 5 1 0 .0 5 1 1 .0 9 4( ) 0 .0 8 3 3( ) ( 1 0 .0 9 4 4 0 .3 7 0 3 0 .8 2 ) 8 1 4 .8( 1 ) 0 .5 0 .3 5 ( 0 .5 0 .5 9 1 ) 0 .0 3 8 8 2 0 .1 3 2 7vLTwa ACb H h??? ? ?? ? ? ? ???? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 式中， 3223 2 / 3 3 2 / 3 3 3 2 10( ) ( 383 )360 0 360 10 ( 1 ) ( ) 10 ( 1 ) ( ) 2wowc lhdE l???? ? ? ? ??? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 故 2 3 2 2 / 30. 08 33 0. 13 27 3. 47 2 10 1. 78 2s s SV L L? ? ? ? 精餾段的氣體體積流率的平方 2 2 2 / S SV L L? ? ? 2 2 2 / 30 .0 5 7 = 0 .1 2 0 4 9 2 5 .2 6 1 .8 2S S SV L L? ? 提餾段的氣體體 積流率的平方 2 2 2 / 32 .1 1 1 6 2 3 2 .6 3 1 .9 3S S SV L L? ? ? ? 在操作范圍內，任取幾個 ()SsLL? 值，依上式計算出 ()SSVV? 值，計算結果列于下表 表 43 ()SsLL? ， ()SSVV? 值 3( ),SSL L m? 3,/SV m s 3,/SV m s? 由上表數據即可 作出液泛線 5。由圖 51 查得 ,max = /sV m s179。 故操作彈性為 ,m ax,m in 8= = 30. 54 5ssVV 20 六 .流體力學驗算 塔板壓降 ① 干板阻力 ch 的計算 由公式LVc guh ???? 20 得 mhc 040.. )(2 ????? 液柱 ② 氣體通過液層的阻力 1h 的計算 ? ? mhhhh owwL ?????? 液柱 ③ 液體表面張力的阻力 ?h 由公式計算得： ?h = mgdL L 330 ??????? ??? ? 液柱 故殼程混和氣體的定性溫度為 T= 3024515 ?? ℃ 管程流體的定性溫度為 t=℃ 根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。 s 根據流體的溫差相差不大，可以選用固定管板式換熱器，從兩物流的操作壓力看，應使混合汽體走管程，循環(huán)冷卻水走殼程。 根據 JB＼ T 4715— 1992，初步選定換熱器的型號為 G 450Ⅱ — 1MPa— . 具體要求如下： 外殼直徑 450 mm 公稱壓力 1 MPa 25 公稱面積 m2 實際面積 m2 管子規(guī)格 φ 25mm 管長 6 m 管子排列方式 正三角形 管程 2 管間距 32 mm 管程流通面積 m2 熱流量 從《化學工程》手冊查得 : 水的比汽化熱 r1=2425 kj/kg 甲醇 的比汽化熱 r2=1168 kj/kg 故 r =r1 ＋ r2 =1275 kj/kg Q1=qm r = 3/mkg sm/3 1275 103 = 103kw 因為是蒸汽冷凝 ,所以無論是逆流 ,還是并流 , mt? 相差不大 ,故本設計中僅僅只考慮逆流的情況 ,則 : mt? = )()( ?????? ℃ m=ipitcQ?1 = hkg /)1545( 43 ??? ?? 由于殼程氣體的壓力較高，故可選取 較大的 K 值。 ．管程數和傳熱管數 可依據傳熱管內徑 和流速確定單程傳熱管數 Ns= )(51700422 ??????udVi? 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 L= mndS so ????? 按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結構。 取管心距 t=，則 t= 25=≈ 32㎜ 橫過管束中心線的管數 = ?N 根 ．殼體內徑 采用多管程結構，殼體內徑可按下式估算。 折流板數目 32120xx5 001 ????? 折流板間距 傳熱管長BN 27 ．接管 殼程流體進出口接管：取接管內冷卻水流速為 u1=2m/s，則接管內徑為 1 ?????? u? m 圓整后可取管內徑為 50mm。 K)。 傳熱面積裕度 29 計算傳熱面積 Ac 為 231 101200 mtK QA mec ?? ???? 該換熱 器的實際傳熱面積為 Ap )14164()( mnNldA cTop ???????? ? 該換熱器的面積裕度為 %57 ????? c cp A AAH 傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。 換熱器內流體的流動阻力 管程流體阻力 spsrit FNNppp )( ????? 1?sN , 2?Np , 22udlp iii ???? 由 Re=17900，傳熱管相對粗糙度 ，查莫狄圖得 ?i? ，流速 u=, 3/ mkg?? ,所以， Papi 30992 2 ?????? Paupr 8852 22 ?????? ?? Pap 1 1 9 5 )8853 0 9 9(1 ?????? 100KPa 管程流體阻力在允許范圍之內。 以上核算結果表明，選用 JBT 47151992，符合標準。 精餾過程在能量劑的驅動下，使汽液兩相多次直接接觸和分離，利用混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合物中各組分的分離。 在本設計中設計一定處理量的精餾塔，實現 甲醇 水的分離 ,并設計一個換熱器（主要設備）進行冷凝操作。板式塔具有結構簡單，制造和維修方便，生 產能力大，塔板壓降小，板效率較高等優(yōu)點 本次設計主要任務為一定處理量的精餾裝置的全凝器，實現 甲醇 －水的分離。鑒于全凝器的進料溫度與出料溫度差別不大，故選用固定管板式傳熱器。固定管板式傳熱器是最常用的冷凝器之一，具有結構簡單，制造和維修方便，管、殼壓降小，傳熱效率高等優(yōu)點。 本課程設計的主要內容是過程的衡算、熱量衡算、工藝計算以及設備選型。 33 十．參考文獻 【 1】 王志魁，《化工 原理 》，第三版，化學工業(yè)出版社 【 2】 湯 金石，《化工原理 課 程 設計 》，化 學 工 業(yè) 出版社 【 3】 劉 道德， 〈〈化工 設備 的 選擇與設計 〉〉，第三版，中南大 學 出版社 【 4】 賈紹義 ，柴 誠 敬， 〈〈化工原理 設計 手 冊 〉〉 ， 天津大 學 出版 社 【 5】 鄒華生，鐘理，伍欽，賴萬東 〈〈傳熱與傳質過程設備設計 〉〉，華南理工大學 【 6】 秦書經，葉文邦 《換熱器》，化學工業(yè)出版社 【 7】 時均，汪家鼎，余國琮，陳敏恒， 《化學工程手冊》，化學工業(yè)出版社 34 十一 .主要符號說明 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 Aa 塔板開孔區(qū)面 / 2m K 穩(wěn)定系數 Af 降液管截面積 / 2m Lw 堰長 m C 負荷系數 m/s N 閥攏數目 20C 氣相負荷因子 m/s P 操作壓力 Pa D 塔徑 m t 閥孔中心距 m ET 總板效率 u 空塔氣速 m/s F 氣相動能因子kg1/2/() U0 氣體通過閥孔的速度 m/s g 重力加速度Vs 氣體體積流量 m3/s how 堰上液層高度 m Wd 弓形降液管寬度 m H0 降液管底隙高度 m hw 溢流堰高降液管 hL 內清液層高度 m 度m θ 液體在降液管停留時間 s HT 塔板間距 m μ 粘度 σ 表面張力 N/m ρ 密度 kg/m3 C 負荷系數 m/s pA 傳熱面積 2m 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 20C 氣相負荷因子 m/s pN 管程數 35 u 空塔氣速 m/s t 管心距 m TA 塔截面積 2m BN 折流板數目 TH 板間距 m B 折流板間距 mm D 殼程接管內徑 mm 0? 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?wkm /2? S 傳熱面積 0Re 殼程雷諾數 Q 熱流量 kw Pr 普朗特數 英文字母 名 稱 英文字母 名 稱 0R 管外側污垢熱阻wkm /2? Ps? 殼程壓降ap Ke 傳熱系數 wkm /2? is 管程流體流通截面積 2m H 傳熱面積裕度 iR 管內側污垢熱阻wkm /2? Pt? 管程流體壓降 ap cA 計算所得傳熱面積 2m