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1、 操作条件壳程管程温度/151.7冷凝温度T137.8(沸点tb)压力绝/MPa0.50.12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/kgrb=310.3 kJ/kg热导率c =0.684W/(mK)b =0.104W/(mK)黏度c =0.186/mPasb =0.22/mPasv=0.0085/mPas密度c =917kg/m3b =977.5 kg/m3v =3.955 kg/m3比热容Cpb =1.6748 kJ/(kgK)外表力b =19.6mN/m蒸汽压曲线斜率(t/p)s =2.15910-3 Km2/kg再
2、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 B=225.69 C=1516.04那么有： =137.83再沸器的蒸发量由于该塔满足恒摩尔流假设，那么再沸器的蒸发量：4氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103KJ/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,那么：二、工艺构造尺寸的估算1、计算传热速率Q (2)、计算传热温差tmtm=T-tb=151.7-137.8
3、=13.9(3)、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Ap5、传热管规格选为25mm2mm,L=4000mm,按正三角形排列，那么传热管的根数为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)那么。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 假设传热管出口气化率为,釜液蒸发量为Db,那么循环量Wt为 显然段传热管传热膜系数 设传热管流通截面积为,那么传热管釜液的质量流率G为显热段传热管传热膜系数为壳程冷凝传热膜系数 污垢热阻 沸腾侧： 冷凝侧： 管壁： 显热段的传热
4、系数2.蒸发段传热系数KE(1) 管沸腾-对流传热膜系数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。泡核沸腾传热膜系数质量分数x=0.4xe处的对流传热膜系数管沸腾-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.面积裕度核算比拟K计算和K假定，假设K计算比K假定高出20%，那么说明假定值尚可，否那么要重新假定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收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(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。气相流动阻力损失 取该段的平均气化率，那么气相质量流速Gv为气相流动的: 液相流动损失两相压降5管程出口阻力气相流动阻力损失 出口管中气相质量流率为：出口管中气相流动的为：液相流动阻力液相流率为：液相c动为：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，所设计的再沸器适宜。五、传热面积裕度所需换热面积 面积裕度 /
