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操作条件
壳程
管程
温度/℃
151.7( 冷凝温度T)
137.8(沸点tb)
压力( 绝) /MPa
0.5
0.12
蒸发量/(kg)
10864.61
壳程凝液物性( 151.7℃)
管程流体物性( 137.8℃)
液相
气相
潜热
rc=2113.2kJ/kg
rb=310.3 kJ/kg
热导率
λc =0.684W/(m·K)
λb =0.104W/(m·K)
黏度
μc =0.186/mPa·s
μb =0.22/mPa·s
μv=0.0085/mP
2、a·s
密度
ρc =917kg/m3
ρb =977.5 kg/m3
ρv =3.955 kg/m3
比热容
Cpb =1.6748 kJ/(kg·K)
表面张力
σb =19.6mN/m
蒸汽压曲线斜率
(△t/△p)s =2.159×10-3 K·m2/kg
再沸器的设计
一、 设计条件
以在五个大气压下( 0.5Mpa) 的饱和水蒸汽作为热源。设计条件如下:
( 1) 管程压力、 、
管程压力(以塔底压力计算):
( 2) 将釜液视为纯氯苯, 在釜底压力下, 其沸点:
根据安托因公式:
查资料得: A=9.25
3、 B=225.69 C=1516.04
则有:
=137.8℃
( 3) 再沸器的蒸发量
由于该塔满足恒摩尔流假设, 则再沸器的蒸发量:
( 4) 氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×103KJ/Kmol( 即为313.5KJ/kg) .纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:
(tc=359.2℃)
其中℃,℃,,则:
二、 工艺结构尺寸的估算
( 1) 、 计算传热速率Q
(2)、 计算传热温差△tm
△tm=T-tb=151.7-137.8=13.9℃
(3)、
4、假定传热系数K
依据壳程及管程中介质的种类, 按竖直管式查表, 从中选取K=800W/( m2.k)
(4)、 计算传热面积Ap
( 5) 、 传热管规格选为Φ25mm×2mm,L=4000mm,按正三角形排列, 则传热管的根数为
( 6) 、 壳体直径
按3.4.3.2节中介绍的方法求取壳体直径。由
解得(另外一负值舍去)则。于是:
取进口管直径, 出口管直径
三、 传热系数校核
1.显热段传热系数KL
① 假设传热管出口气化率为,釜液蒸发量为Db,则循环量Wt为
② 显然段传热管内传热膜系数 设传热管内流通截面积为,则传热管内釜液的
5、质量流率G为
显热段传热管内传热膜系数为
③壳程冷凝传热膜系数
④ 污垢热阻
沸腾侧: 冷凝侧: 管壁:
⑤ 显热段的传热系数
2.蒸发段传热系数KE
(1) 管内沸腾-对流传热膜系数
①泡核沸腾的平均修正系数a
当时
查图得aE=0。
当时
查图得a＇=0.43。
②泡核沸腾传
6、热膜系数
③质量分数x=0.4xe处的对流传热膜系数
④管内沸腾-对流传热膜系数
( 2) 蒸发段传热系数
3.显热段和蒸发段长度
显热段长度LBC和传热管总长L之比为
4.平均传热系数
5.面积裕度核算
比较K计算和K假定, 若K计算比K假定高出20%, 则说明假定值尚可, 否则要重新假定K值。
四、 循环流量的校核
1.循环推动力
当
当, 按上述同样的方法求得
查表并根据焊接需要选取再沸器上部管板至接管入塔口间的高度
计算循环推动力
2.循环阻力
( 1) 管程进口管阻力
7、
(2)加速损失
(3)传热管显热段阻力损失
按直管阻力损失计算
(4) 传热管蒸发段阻力损失
该段为两相流, 故其流动阻力损失计算应按两相流考虑。计算方法是分别计算该段的气液两相流动的阻力, 然后按一定方法加和, 求得阻力损失。
①气相流动阻力损失 取该段内的平均气化率, 则气相质量流速Gv为
气相流动的:
②液相流动损失
③两相压降
( 5) 管程出口阻力
①气相流动阻力损失 出口管中气相质量流率为:
出口管中气相流动的为:
②液相流动阻力
液相流率为:
液相c动为:
③两相压降
循环阻力
3.循环推动力与循环阻力的相对误差
核算满足要求, 所设计的再沸器合适。
五、 传热面积裕度
所需换热面积
面积裕度
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