化工原理课程设计再沸器的设计

化工原理课程设计再沸器的设计
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再沸器的设计
一、设计条件
以在五个大气压下（）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)：
MPa KPa P w 12.0120217.03.105==⨯+=
（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：t
B C
A p +-=log 查资料得：A= B= C= 则有： 69
.22504.1516)1012.0log(b 6+-⨯t
⇒ b t =℃
（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：
h kg VM D b /61.1086461.11242.282=⨯==
（4）氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为×103
KJ/Kmol （即为kg ）.纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：
38
.01238
.01
2⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛--=t t t t r
r c c (t c=℃)
其中8.1372==b t t ℃,8.1311=t ℃,KJ/kg 5.3131=r ,则：
KJ/kg 3.3105.3138.1312.3598.1372.35938.038
.02=⎪⎭
⎫ ⎝⎛--=r
二、工艺结构尺寸的估算 （1）、计算传热速率Q
W 103647.93600/10003.31061.108645⨯=⨯⨯==b b r D Q
(2)、计算传热温差△t m △t m =T -t b =、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/（）
(4)、计算传热面积A p
25
p m 84=9
.138********.9tm ⨯⨯=∆⋅=
K Q A （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
（根）
2684
025.014.384
=⨯⨯=L d A N o T
π （6）、壳体直径
按节中介绍的方法求取壳体直径。

由2681)1(3=++=a a N T 解得9=a (另外一负值舍去)则1912=+=a b 。

于是：
mm d b t D o 648253)119(323)1(=⨯+-⨯=++=
取进口管直径mm D i 250=，出口管直径mm D o 600= 三、传热系数校核 1.显热段传热系数K L
① 假设传热管出口气化率为13.0=e x ,釜液蒸发量为D b ,则循环量
W t 为
)/(3010
.0360061.10864s kg x D W e b t =⨯==
② 显然段传热管内传热膜系数 设传热管内流通截面积为I S ,则传热管内釜液的质量流率G 为
222
i 928.0268021.0785.0)4(m N d S T i =⨯⨯==π
)m /(05.3250928
.0302s kg S W G I t •===
3102710
22.005
.325021.03
=⨯⨯=
=
-b
e diG
R μ 543.3104
.01022.0106748.133=⨯⨯⨯==
-b
b
pb r C P λμ
显热段传热管内传热膜系数i α为
[]
K)W/(m 75.740023
.024
.08
.0i •==r
e i
b
P R d λα
③壳程冷凝传热膜系数o α
[]
K)W/(m 5.7747)(87.123
/13
/1232•==-o
e
c
c c o R g μλρα
④ 污垢热阻
沸腾侧：K/W m 10299.425•⨯=-i R 冷凝侧：K/W m 1072.125•⨯=-O R 管壁：K/W m 10299.426•⨯=-w R
⑤ 显热段的传热系数
)]/([44.3767.113691
1072.1023.0025.010229.4021.0025.010299.4021.0477025.01
1
1
25650000K m W R d d R d d R d d K o
m w i i i i L •=+
⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=
++++=
---αα
2.蒸发段传热系数K E
(1) 管内沸腾-对流传热膜系数v α
tp b v b a ααα+= ①泡核沸腾的平均修正系数a
2
a a a
E '
+=
h)kg/(m 1017.105.3253600360026•⨯≈⨯==G G h
08807.0)0085
.022.0()5.977955.3()()(
1
.05.01.05.0===v b b V μμρρψ 当10.0==e x x 时 572.108807
.0)
13.0113.0()1(
19
.09.0021.0t =-=-==ψx x X x t 查图得a E =0。

当04.04.0==e x x 时 65.008807.0)
04.0104.0()1(
19
.09.00084
.0t =-=-==ψx x X x t
查图得a ＇=。

215.02
43
.002'=+=+=a a a E
②泡核沸腾传热膜系数b α
K)W/(m 16310
96.1021.0102.11955.35.97710
22.0103.310329021.010365.9543.3021
.0104
.0225.0)()1)(
225
.0231.02
-5
33.069
.03
-3569.031.033.069.069
.0b •=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-=）（）—（）（（σρρμλαi V b b b i r
i
b
Pd Ar Qd P d ③质量分数x=处的对流传热膜系数tp α
82.265.05.3)1(
5.35.05
.0=⨯==tt
X ξ [][]K)
W/(m 3.2023543.304.0131027021
.0104.082.2023.0)1(023.024.08.04.08.0b
tp •=-⨯⨯=-=）
（r e i
P x R d λξ
α④管内沸腾-对流传热膜系数v α
K)W/(m 4.20583.2023116323.02•=⨯+⨯=+=tp b v b a ααα （2）蒸发段传热系数E K
K)W/(m 1281)5
.774711072.1232510299.4212510299.4214.205825()1(
215651
o •=+⨯+⨯⨯+⨯⨯+⨯=++++=-----ααo m o w i o i i v E R d d R d d R d d K 3.显热段和蒸发段长度
显热段长度L BC 和传热管总长L 之比为
4398
.0305.9778.16749.1344.3761047021.014.310159.210159.2p t )(33
=⨯⨯⨯⨯⨯⨯+
⨯⨯=∆+∆∆∆∆=--t b pb m L T i s BC W C t K N d p t L L ρ)m (7592.144398.0=⨯=BC L (m)2408.27592.14=-=CD L
4.平均传热系数c K K)W/(m 9604
2408
.210427592.144.3762•=⨯+⨯=+=
L L K L K K CD E BC L c
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。

%11.20800
800
960=-=-K K K c 四、循环流量的校核 1.循环推动力D p ∆ 当6363.0)033
.0033.01(08807.0)1(
033.03
1
9
.09.0tt =-=-===x x X x x e ψ时， 279.0)16363.0216363.0(6363
.0)
121(5.025
.02=+⨯+=++=
tt tt tt L X X X R 3/9.275279.05.977)279.01(955.3)1(m kg R R L b L v tp =⨯+-=+-=ρρρ
当时e x x =，按上述同样的方法求得3tp /165m kg =ρ
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
m l 9.0=
计算循环推动力D p ∆
[]
[]Pa
l p L g p tp tp b CD D 133971659.0)8.2455.977(2408.281.9)(=⨯--⨯=--=∆ρρ2.循环阻力f p ∆
54321p p p p p p f ∆+∆+∆+∆+∆=∆
（1）管程进口管阻力1p ∆
s)kg/(m 1.61525.0785.030
785.0222•=⨯==
i
t D W G 5
3
10
99.61022.01.61525.0⨯=⨯⨯=
=
-b
i G
D e
R i
μ
0168.07543.001227.038.0e =+=i
R i λ
29.3m )
1914.00254.025.0(3426.0)0254.025.0()1914.00254.0(3426.0)0254.0(2
2=-=-=i i i D D L
Pa 724922
1==∆b
i i i G D L p ρλ
(2)加速损失2p ∆
85.61)1()1(2
2=--+-=L
e
v b L e R x R x M ρρ
s)kg/(m 05.3254
22
•==T i t
N d W G π
Pa 7405.977/14.953.187/222=⨯==∆b M G P ρ
(3)传热管显热段阻力损失3p ∆ 按直管阻力损失计算
0271.031027/7543.001227.07543.001227.038.038.0e =+=+=R λ
Pa 12222
3=⨯=∆b
i BC G
d L P ρλ
(4) 传热管蒸发段阻力损失4p ∆
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4v p ∆ 取该段内的平均气化率
067.03
2
==
e x x ，则气相质量流速G v 为 s)kg/(m 05.325067.02•=⨯==xG G V
气相流动的eV R : 53536==
V
V
i eV G d R μ
0243.07543
.001227.038
.0=+
=V
e V R λ Pa 15322
4==∆V
V
i CD V
V G d L P ρλ ②液相流动损失4L p ∆
s)kg/(m 38.3032•=-=V L G G G
2895910
22.038
.303021.03
-=⨯⨯=
=
b
L
i eL G d R μ 0275.07543
.001227.038
.0=+
=L
e L R λ Pa 13822
4==∆b
L
i CD L L G d L P ρλ
③两相压降4p ∆
Pa 2333)(44
1414
4=∆+∆=∆L V p p p
（5）管程出口阻力5p ∆
①气相流动阻力损失5v p ∆ 出口管中气相质量流率为：
s)kg/(m 67.216
.0785.03010.02
2
•=⨯⨯
==G x G e V 出口管中气相流动的eV R 为：
6
3
1052.110
0085.067.216.0⨯=⨯⨯=
=
-V
V
o eV G D R μ
0152.07543
.001227.038
.0=+
=eV
V R λ m Di Di l 51.69)
1914.00254.0/6.0(3426.0)0254.0/6.0()1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(2
2=-=-=' Pa 2222'
25=⨯=∆V
V o V
V G D l P ρλ ②液相流动阻力5L p ∆ 液相流率L G 为：s)kg/(m 2.20926.316
.0785.0682
2
•=-⨯=-=V L G G G 液相c 动eL R 为：5
3
107.510
22.02.2096.0⨯=⨯⨯=
=
-b
L
o eL G D R μ 02748.07543
.001227.038
.0=+
=eL
L R λ Pa 1112'2
5=⨯=∆b
L
o L L G D l P ρλ
③两相压降5p ∆
Pa 2549)(44
154
15
5=∆+∆=∆L V p p p
循环阻力f p ∆ Pa 12638p 54321=∆+∆+∆+∆+∆=∆p p p p p f 3.循环推动力D P ∆与循环阻力f P ∆的相对误差
049.013397
12738
13397=-=
∆∆-∆D
f
D P P P
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 25
m 1.709
.137********.9=⨯⨯=∆=
m c t K Q A 面积裕度 %11.20254
254
329=-=
-=
A
A A H p。