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1、过程工艺与设备课程设计（精储塔及辅助设备设计）前言化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。本设计说明书包括概述、方案流程简介、精储塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。说明中对精储塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。在设计过程中，得到了韩志忠老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工
2、作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正感谢老师的指导和参阅！目录前言2第一章概述51.1 精馆塔51.2 再沸器51.3 冷凝器6第二章方案流程简介72.1 精储装置流程72.2 工艺流程72.3 调节装置82.4 设备选用82.5 处理能力及产品质量8第三章精储过程系统设计93.1 设计条件93.2 物料衡算及热量衡算XO3.3 塔板数的计算113.4 精储塔工艺设计163.5 溢流装置的设计173.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取183.7 塔板流动性能校核193.8 负荷性能图213.
3、9 塔计算结果表24附：塔设计图第四章再沸器的设计254.1 设计任务与设计条件254.2 估算设备尺寸264.3 传热系数的校核264.4 循环流量校核304.5 再沸器主要结构尺寸和计算结果表35附：再沸器设计图第五章辅助设备的设计365.1 冷凝器365.2 其它换热设备365.3 容器385.4 管路设计及泵的选择39第六章管路设计43第七章控制方案45附：工艺流程图设计心得及总结46附录一主要符号说明48附录二参考文献49第一章概述精僧是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精镭塔，再沸器和冷凝器。1.1 精播塔精储塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进
4、料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馆中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馅段和提僧段,而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馆塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。1.2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馅塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管
5、壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。1.3 冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章方案流程简介2.1精储装置流程精馅就是通过多级蒸僮，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下:
6、原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馅塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馅操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馅出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。22工艺流程物料的储存和运输精储过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原
7、料，从而保证装置能连续稳定的运行。必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度、液位等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。2.3 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。2.4 设备选用精储塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.5 处理能力及产品质量处理量：70kmolh产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：Xf=65%塔顶产品：xd=98%塔底产品：XwW2%第三章精馆过程系统设计丙烯、
8、丙烷精馅装置设计3.1设计条件1 .工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf=65%（摩尔分数）塔顶丙烯含量xD=98%,釜液丙烯含量xw2%,总板效率为0.6。2 .操作条件：1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：RRmin=1.4o3 .塔板形式：筛板4 .处理量：qnfh=70kmolh5 .安装地点：大连6 .塔板设计位置：塔底7 .2物料衡算及热量衡算1物料衡算：F=D+WFZf=DxdWxw其中：D塔顶采出W塔底采出F进料量Xd塔顶产品组成，摩尔分数Xw塔底产品组成，摩尔分数Zf进料组成，
9、摩尔分数解得结过果：D=45.9375W/hW=24.0625Rm6h2 .求质量流量：Md=O.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol;MW=O.02*42+0.98*44=43.964kg/kmol;Mf=O.65*42+0.35*44=42.7kg/kmol则qMd=DMd3600=0.5364kgs;qMw=WMw3600=0.2939kgsq4FMB3600=0.8303kg/s其中：Md,Mw,Mf塔顶，塔底，进料物流摩尔质量kg/kmol;qMd,qMd,qf塔顶。塔底，进料物流质量流量kg/s。3 .塔内气、液相流量：1)精储段：L=RD;V=(R+1)D;2)提
10、僮段：L=L+qF;V,=V-(l-q)F;L,=V,+W;其中q=l;则：L,=L+F;V,=V4,热量衡算1)再沸器热流量：Qr=Vr再沸器加热蒸气的质量流量：Gr=Qr/Rr2)冷凝器热流量：Qc=VCp(t2-t1)冷凝器冷却剂的质量流量：Gc=Qc(Cl(t2-tl)3.3塔板数的计算1相对挥发度的计算：通过对给定的温度一组成表格，计算相对挥发度=KaKb=(ya*xb)(yb*xa)计算后平均,算得，1.72Mpa(绝)下=L1315831.82Mpa(绝)下=1.127408平衡关系：x=y(-(-l)y).2估算塔底的压力：已知塔顶的压力为1.62Mpa(表)即1.72MPa(
11、绝)工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷-丙烯：密度460。则塔底压力可以通过公式：P=N*0.1*460*9.8/1000000。其中N是假设实际塔板数，P单位为MPa3给出假设，进行迭代：具体为：假设实际板数确定塔顶塔底压力根据压力和组成算出相对挥发度平均相对挥发度理论板数实际板数与假设比较其中：Rmin=幺二R=l44,mq线方程ye=0.65平衡关系a-(a-)ye精馈线方程R 1 xd y =+ R + R + 提馆线流程图：q“L+qq“F%卬；人vQnL + qq“F _ cInW nL * QQnF - QnW计算程序：includestdio.hmain()floatx,
12、y,a,dl,d2,wl,w2;intn=l;scanf(“f%f%f%f%Rn”,&a,&dl,&d2,&wl,&w2);y=0.98;x=y(a-(a-l)*y);n+;for(;n+)y=dl*x+d2;x=y(a-(a-l)*y);if(x0.00001)break;elsecontinue;printf(,in=%dn,n);n=n+l;for(;n+)y=w1*x+w2;x=y(a-(a-l)*y);if(x0.00001)break;elsecontinue;printf(,total=%dn,n);)其中a,dl,d2,wl,w2分别为相对挥发度，精馈线斜率，精馅线截距，提馅线
13、斜率，提馅线截距。迭代结果：第一次：首先假设100块实际板。利用excel计算出塔底压力1.76508MPa,插值出=1.129701计算出d1=0.939677,d2=0.059117o再通过精僮线与q线的交点。计算出WI=LO31598,w2=-0.00063o带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为108块(包括釜)则实际板数为(108-1)/0.6=178.333块。第二次：实际板为178.333块。利用excel计算出塔底压力1.801895MPa,=1.128163计算出dl=0.940352,d2=0.058455o再通过精僮线与q线的交点。计算出wl1.031244,w2=
14、-0.00062)带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块(包括釜)则实际板数为(109-1)/0.6=180块。第二次迭代得到的结果与假设接近，可认为收敛。结论：理论进料为51块板，理论总板数为109块(包括釜)实际进料第85块板，实际总塔板数为180块。回流比R=15.76127塔底压力P=1.72+N*0.1*460*9.81000000=1.801144Mpa()塔底温度：已知在0.02/0.98下P=1.72Mpat=49.39679C;P=1.82Mpat=51.99784oC;插值得：t=51.5073C流量：精馆段：qmLs=RqmDs=8.4543kgsqmVs=
15、（R+l）qmDs=8.9907kgs提情段:q,mLs=qmLs+qmFs=9.2846kgsq,mVs=qmVs=8.9907kgs4.计算结果名称数值理论塔板数Nt109进料板位置Nf51回流比R15.76127相对挥发度1.128163塔顶产品量q11d,mol/h45.9375塔底产品量qnw,mol/h24.0625精储段气相流量qnvkg/s8.9907精储段液相流量q11,kg/s8.4543提储段气相流量qnv,kg/s8.9907提馆段液相流量qn,kg/s9.2846塔顶温度tbdC41.49塔底温度tbw51.5073塔顶压力PdMPa1.72（绝）塔底压力PwMPa1
16、.80H（绝）3.4精储塔工艺设计1物性数据1.8Mpa,5L5C下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：查得气相密度：pV=28kgm3液相密度：pL=460kgm3液相表面张力：=5.268mNm2.初估塔径气相流量：qmVs,=8.9907kgsqVVs,=qmVs7pv=0.321 lm3s液相流量：qmLs,=9.2846kgsqVLs,=qmLs7pL=0.0206m3s两相流动参数:9.2846 匡8.9907 V 460 0.248设间距：H=0.45m查费克关联图得G。=0.。6/、0.2气体负荷因子C:C=C20-=0.06()0.0459液泛气速：=0.1854= 0.045
17、9泛点率取名,=0.75,操作气速O.14m所需气体流道截面积A：A=匕=0.3211/0.14=2.29/uAdaAo选取单流型，弓形降液管板，取丁二0.12,则7=I-丁=0.88lrplrpZly故塔板截面积AT=A0.88=2.685M塔径D:D=J485=1.78/n,圆整：取1.8加VV3.14则实际塔板截面面积A7.=2.5414m2t降液管截面积d=0.3052m2气体流道截面积A=2.338m29实际操作气速w=qV7A=0.1286m实际泛点率yu=0.73,在0608之内3,塔高的估算实际板数180块，初选塔板间距0.45m,则塔高Z=180*0.45=81m进料处两板间
18、距增大为0.9m设置20个人孔，人孔所在处两板间距增大为0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取4m.设釜液停留时间为30min釜;夜高度：Hw=30*60*=1800*4个032=0.45mmplD-460*3.14*1.82所以,当塔高h=81+(0.9-0.45)+5+L5+4+0.45+20*(0.8-0.45)100m3.5溢流装置的设计L降液管(弓形)由上述计算可得：降液管截面积：Ad=ATO.12=0.3052m2由AdAT=0.12渣化工原理(下册)PU3的图6.10.24可得：lwD=0.68,BdD=0.14所以，堰长IW=O.68D=L224m,堰
19、宽Bd=O.14D=0.252m,降液管面积=0.3052m22.溢流堰溢流强度qvlh/IW=O.0206*3600/1.224=60.590.006m合适取堰高hw=0.040mo3,受液盘和底隙取平形受液盘，底隙hb取0.050m液体流经底隙的流速：ub=qvls7(lw*hb)=0.0206/(1.224*0.050)=0.337msub(0.80.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度t=4mm;整个塔板面积：受液区和降液区面积2Ad=0.4068ltf入口安定区和出口安定区bs=60mm=0.06m边缘区bc=50mm=0.05m选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=2(x2-X2+r2
20、arcsin)r其中:Bd=0.252mx=D2-(Bd+bs)=0.588m,r=D2-bc=0.85m求得Aa=L825m22 .筛孔的尺寸和排列：选用正三角形排列取筛孔直径:do=7mm,t=3.5do开孔率=0.907(%)2=7.5%t筛孔面积Ao=Aa=O.1368m2筛孔气速uo=qv7Ao=2.223ms筛孔个数rt=3557万/2。3 .7塔板流动性能校核1)液沫夹带量的校核由F*=0.248和实际泛点率0.73,查化工原理(下册)P117的图6.10.28可得=0.0057,则qvL,pL0.00570.002628八皿。AAso/ev=-=0.00588kg液体kg工体V
21、10%,v-qvV,pV1-0.00570.3211460匕D故不会产生过量的液沫夹带。2)塔板阻力计算干板阻力ho:据do=74=1.75,查化工原理(下册)P118的图6.10.30,得Co=O.79,K.1pV,.uov1460,2.223n11co后4古攵O=()=()=0.052lm;夜枉2gpL,Co2*9.8280.79塔板清液层阻力hL:ua=qVs，=0.3004/(2.541-2*0.2034)=0.14msat-2A/气体动能因子Fa=uapy2=0.l4728=0.74查化工原理(下册)PU8的图6.l0.3l,得P=0.72,故hL=(hw+how)=0.72*(0.
22、04+0.0439)=0.0604m液柱表面张力阻力ha:u41034103*5.268八八CC(OG%4ha=0.000682m液枉dpLg7*28*9.8所以hf=ho+hL+ha=0.0521+0.0604+0.000682=0.1131m液柱3)降液管液泛校核由d=zw+zw+/+,=0,则妙=0其中Ud是底隙流速=3=.i810-8(-)2=0.0088m液柱，于是gIwIibHd=hw+how+hf+hd=0.1962m液柱取降液管中泡沫层密度=0.6,则Hd,=Hd0.6=0.327m液柱，而Ht+hw=0.45+0.05=0.5H(T,故不会发生降液管液泛。4)液体在降液管内停
23、留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于35s,才能保证液体所夹带气体的释出T=Ad*HtqvL,=0.2034*0.450.3004=4.443,故所夹带气体可以释放。降液管流速Ub=HtT=0.1014ms5)严重漏液校核Ho,=0.0056+0.13(hw+how)-ha=0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583m;液柱，稳定系数k=但=1.8141.52.0,故不会发生严重漏液。%V%反算=2.2231.814=1.225m/s4 .8负荷性能图1)过量液沫夹带线-7.11O-3(/Avqjh=8.81IO3A2HT-2.5%规定ev=0.1,则代人得:qv
24、h9=8810*2.238*1.3808*0.45-2.5*0.05-(7.110-3,)/1.144qvvh,=8848.1-168.97(%；)/由上述关系可作得线2)液相下限线mv=2.84103()2z3=0.006IwqvLh9=3.07lw=3.07*L224=3.88是与y轴平行的线由上述关系可作得线3)严重漏液线q,vvh=a(b+cq,vLh2z3),z2其中：=1.594104AoCo-=1.5941040.13510.79J-=4.61103pVV28b=0.56+0.13W-ha=0.0056+0.130.05-0.0682=0.0095C=3.69XlOT卬3=369
25、101.2242z3=3.225X10-4qvh=4610(0.0095+0.0003225q9vLh2z3),z2由上述关系可作得线4)液相上限线令.=4厂HT=5sQvLs得：或沙=7KHrAd=720*0.45*0.3052=98.88由上述关系可作得线5)降液管液泛线aQvvh=bYqjLh-dq龙式中：a,=3.934xlO生/(AoCo)2Pl=3.934x10-9*28/(460*0.1351*0.79)=21.49109b，=H+T)hw=0.6*0.45+(0.6-0.72-1)*0.05=0.214C,=1.1810-8/(lwhb)2=1.18108/(1.2240.05
26、)2=315W8d,=2.84x10丸1+0/(/卬2/3)=2.84103(1+0.72)/(1.2242/3)=4.269IO321.49109q=0.214-315108q/-0.004269夕泼上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为：q,vLh=74.16m3hq，Vh=Il55.46m3h如图：局部放大后设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下操作弹性操作弹性：qv,maxqv,min=1540.2520.33=2.96所以基本满足要求3.9塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶1.72MPa（绝压）塔底1.8011MPa（绝压）操作温度：塔顶41.49C
27、塔底51.51C名称气相密度（Kgm3）28液相密度（Kg/n?）460气相体积流率（nWh）1155.46液相体积流率（m3h）74.16液相表.面张力（mNm）5.268（2）塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名称名称塔内径D(m)1.8空塔气速U(ms)0.1286板间距Ht(m)0.45泛点率u/ur0.73液流型式单流式动能因子Fo0.74降液管截面积与塔截面积比AdA0.12孑L口流速UO(ms)2.223出口堰堰长Iw(m)1.224降液管流速Ub(ms)0.1014弓形降液管宽度bd(m)0.252稳定系数k1.814出口堰堰高hw(mm)0.040溢流强度QL(m3mh)60.
28、59降液管底隙hb(mm)0.050地上液层高度how(mm)0.0439边缘区宽度be(mm)0.050每块塔板阻力hf(mm)0.1131安定区宽度bs(mm)0.060降液管清液层高度Hd(mm)0.1962板厚度b(mm)4降液管泡沫层高度Hd0(mm)0.327筛孔个数3557降液管液体停留时间I(三)4.44筛孔直径(mm)7底隙流速Ub(ms)0.337开孔率()7.5气相负荷上限(m3h)1540.2气相负荷下限(m3h)520.33操作弹性2.96第四章再沸器的设计4.1设计任务与设计条件1 .选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：1.72MPa压力降：Nphf=1800.1131
29、0.469.8103=0.09178MPa塔底压力=1.72+0.09178=1.8118MPa2 .再沸器壳程与管程的设计壳程(蒸汽)管程温度(C)10051.51压力(MPa绝压)0.10131.8118蒸发量：Db=q,mvs=8.9907kgs=32366.42kgh物性数据壳程凝液在温度(100)下的物性数据：潜热:rc=2258.4kjkg热导率：入c=0.683w(m*K)粘度：c=0.283mPa*s密度：c=958.4kgm3管程流体在(51.5C,1.8118MPa)下的物性数据：潜热：rb=278.182kjkg液相热导率：入b=81.54mw(m*K)液相粘度：b=0.
30、071mPa*s液相密度：pb=460kgm3液相定比压热容：Cpb=3.090kj(kg*k)液相表面张力：=5.268mNm气相粘度：V=0.0086mPa*s气相密度:pV=28kgm3蒸气压曲线斜率(At/AP)=0.0000266m2Kkg3 .2估算设备尺寸热流量：Qr=Dhh=Vcc=8.9907*278182=2500911w估算传热温差：纯=Tz,=100-51.5=48.5K假设传热系数：K=900W(m2K)估算传热面积Ap=R=573m2拟用传热管规格为：。38X2.5mm,管长L=4000mm则传热管数：Mr=Ty=120血OL若将传热管按正三角形排列，按式Nt=3a
31、(a+1)+1;b=2a+1得:a=7.353=8,b=l7管心距：查课程设计P50表3-7得：t=0.048m贝可壳径：=31)+(23)4=0.8614m取D=900mmLD=4.44(在46之间，合适)取管程进口直径：Di=0.30m管程出口直径：Do=0.40m4 .3传热系数的校核1 .显热段传热系数K假设传热管出口汽化率Xe=O.19(对于丙烯一丙烷取0.20左右)则循环气量：叱=幺=8.9907/0.19=47.35kgsXe(1)计算显热段管内传热膜系数hi传热管内质量流速：G=*Sodi=38-2X2.5=33mmS。=?/N产0785*0033*0033*120=0.086
32、G=47.35/0.086=461.31kg(m2s)=1.0028ms“雷诺数:Re=尘=0.033*1.0028/(0.071*0.001)=214409.68310000%普朗特数：Pr=竽=460*0.071/81.54=2.69显热段传热管内表面系数：.=0.0234Re08Pd=1554.3w(m2K)(2)壳程冷凝传热膜系数计算hoO75OQlI蒸气冷凝的质量流量：tn=_=1.108kgs=3959.04kgh传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：M=:=3959.04/(3.14*0.038*120)=0.0502kg(ms)7LCAr/YT=709.544M_4x0,0502
33、丁一0.283x10-3管外冷凝表面传热系数:(2 九= L88R 丁/，1.88(9852 9.80.6833(0.283x10-3)2),z3(709.54),z3=6950.07w/(m2K)(3)污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=0.000176wm2K冷凝侧：Ro=0.00009wm2K管壁热阻：Rw=0.000051wm2K(4)显热段传热系数一鲁+W/QOQQ1=1/(1554.3x33卜0.0001760.00005+0.00009+-35.56950.07=735.59w(m2K)2 .蒸发段传热系数KE计算传热管内的质量流量：Gh=3600G=3600*461.31=1635
34、912kg(m2h)Lockhut-martinel参数：Xe=O.19时：在X=Xe的情况下Xa=(lr)/XNz/夕JSQJJ=0877则1/Xtt=1.140再查课程设计P71图3-29,得E=SlX=0.4Xe=0.4*0.19=0.076时1/n=x(l-x),hpj5(v4J=0431查课程设计P71图329得：,=0.5(1)泡核沸腾压抑因数：a=(aE+a,)/2=(0.1+0.5)/2=0.3(2)泡核沸腾表面传热系数：zX069Z、03303Itnh=0.2254p68久必I&AprbMbJIA)J=02258l54*O.OOl269。68(25009U*0033严460_
35、033101324*0,0330310.03357.3*278.182*0.071*0.001285.268*0.0()/=8058.095w(m2K)(3)单独存在为基准的对流表面传热系数：hi=0.023年jRe(l-x)08X4=O.O2381214409(1-0.076)082.6904=1459.003w(m2K)沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子：尸伊=3.5(1/x)5=3.5(0.431)05=2.298两相对流表面传热系数:htp=Ftphi=1459.003*2.2983352.454w(m2K)沸腾传热膜系数：hv=htp+ahnh=3352.454+0.3*8058.0
36、95=5769.882w(m2K)KE=+Rdo+Rd,+Ro+_L/hvdidld,11ho+ 0.00009+16950.071(380.000176380.00014538=1/+(5254.789x333335.5=1263.424w(m2K)3 .显热段及蒸发段长度LBC_IMS0.0000266Tl组+.0000266+31433x12x735.6x485JCpwlPiW13.09100046039.11=0.00333显热段Lbc=0.00333L=0.01329m蒸发段Lcd=L-LBC=3.9867m4 .传热系数KC=(KUK心IL=(735.59*0.1329+1263.
37、424*3.9867)/4=1261.303w(m2K)实际需要传热面积:Ac=QlKQtm=40.88m25 .传热面积裕度：H=(Ap-Ac)Ac=(57.2940.88)/40.88=40.14%30%所以，传热面积裕度合适，满足要求4.4循环流量校核X.循环系统推动力APo：1)当X=Xe3=0.0633时X”=(l-x)x(pvPjG-J=3.439两相流的液相分率：R=l2诟=3.439=0.3729,(jt+21tt+3.439221x3.4391)两相流平均密度：Ptp=P-R+phR=28*(I-0.3729)+460*0.3729=189.09kgm32)当X=Xe=O.1
38、9X；=(lr)H伉/JcJ=722两相流的液相分率：P_Kjl1122=02209Ki-1l/;uuy(X卜21X”+1)1122211.1220l)Ih)4口aLTJ刃在反：Ptp=pR)+PhRi=28*(1-0.2209)+460*0.2209=123.41kgm3根据课程设计P72表319得：L=1.07m,则循环系统的推动力pD:尸Q=乙UQQj-乙QG8=3.987*(450-189.09)-1.07*123.41*9.8=9231.884pa2.循环阻力APf:管程进出口阻力4Pl进口管内质量流速：G=黑O. c53 LJi39.120.785 0.3 0.3=669.816k
39、g(m2s)釜液进口管内流动雷诺数：Re=03x669,816=2830207.8h0.071X0.001进口管内流体流动摩擦系数：07543075434=0.01227+上营-0.01227+“1，=0.0149昭38283O2O7.8038进口管长度与局部阻力当量长度：=35.04m一(O/0.0254)20.3426(Di/0.254-0.1914)管程进出口阻力：M=i-=o.O1496698162=850.81PaDi2ph0.32*460传热管显热段阻力4P2釜液在传热管内的质量流速W.3912CG=:j=461.31kg(m2s)0.785drN0.785X().03321208
40、釜液在传热管内流动的雷诺数Re =DiG0.033 * 461.310.071 *0.001=214409 .68传热管内流体流动摩擦系数2 = 0.01227+0.7543rO.38= 0.01227+0.7543214409.68038=0.01938传热管显热段阻力4P2钻二号嗡-需X黯=21838Pa传热管蒸发段阻力4P3a气相流动阻力4Pv3釜液总质量流速G=461.31kg(m2s)取X=23Xe=0.1367则气相质量流速Gv=xG=0.1367461.31=68.9kg(m2s)气相雷诺数Rey=2=0033x68.9=221893.9v0.0710.001气相摩擦系数=0.0
41、1227 + (I登3 = 001227 0.7543221893.9038=0.0193气相流动阻力4Pv3华装=。须馈盥946Pab液相流动阻力4PL3液相质量流速GL=GGv=461.31-68.9=402.87kg(m2s)液相雷诺数Re,=也=(U)33x4O387=187251.1h0.0710.001液相摩擦系数0754307543乙=0.01227+=0.01227+-J=0.01975rO.38187251.1038eL液相流动阻力4Pv3=43x豆=0.01975-9867j401872=420.688PaL3L4240.0072x460传热管蒸发段阻力4P3P.=(P4+P4)4=(141.946,z4+420.688,z4)=405632Pa管内动能变化产生阻力4P4釜液总质量流速G=461.31kg(m2s)动量变化引起的阻力系数：2.73Af=(I%)PbXJ1(1-0.19)2I4500.19：RlQV(I-RL)0.22128(1-0.221)管内动能变化产生阻力4P4=G2M/ph=461.31*461.31*2.73/450=1263.84IPa管程出口段阻力4P5a气相流动阻力4Pv5气液总质量流速G47.350.785 0
