化工原理课程设计再沸器的设计.docx
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化工原理课程设计再沸器的设计
操作条件
壳程
管程
温度/C
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（151.7C）
管程流体物性（137.8C）
液相
气相
潜热
rc=2113.2kJ/kg
rb=310.3kJ/kg
热导率
k=0.684W/（m•K）
k=0.104W/（m•K）
黏度
陰=0.186/mPa•s
pb=0.22/mPa•s
pv=0.0085/mPa•s
密度
Pc=917kg/m3
pb=977.5kg/m3
pv=3.955kg/m3
比热容
Cpb=1.6748kJ/（kg•K）
表面张力
（5b=19.6mN/m
蒸汽压曲线斜率
（△t/△p）s=2.159x10-3K•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）：
Pw105.30.721120KPa0.12MPa
（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：
logpA
Bt
查资料得：
A=9.25B=225.69C=1516.04
则有：
log（0.12106）1516.04
tb225.69
tb=137.8C
（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:
DbVM282.42112.6110864.61kg/h
（4）氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3X103KJ/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:
「2
4
0.38
「1
其中t2tb137.8C,t1
359.2137.8
359.2131.8
0.38
0.38
tct2
tct1
（tc=359.2C）
131.8C,r313.5KJ/kg，则:
313.50.38
310.3KJ/kg
、工艺结构尺寸的估算
（1）、计算传热速率Q
QDbrb10864.61310.31000/36009.3647105W
（2）、计算传热温差厶tm
△tm=T-tb=151.7-137.8=13.9C
（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Ap
5
Ap
Q9.364710»2
=84m
Ktm80013.9
（5）、传热管规格选为①25mmx2mm,L=4000mm,按正三角
形排列，则传热管的根数为
Nt—A84268（根）
doL3.140.0254
（6）、壳体直径
按3.4.3.2节中介绍的方法求取壳体直径。
由Nt3a（a1）1268
解得a9（另外一负值舍去）则b2a119。
于是：
Dt（b1）3d。
32（191）325648mm
取进口管直径Di250mm，出口管直径D。
600mm
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Xe0.13,釜液蒸发量为Db,则循环量
Wt为
Db10864.61
Wt—30（kg/s）
xe36000.10
2显然段传热管内传热膜系数设传热管内流通截面积为Si,
则传热管内釜液的质量流率G为
Si（4）d「NT0.7850.02122680.928m2
显热段传热管内传热膜系数i为
Kl
5显热段的传热系数
1
1
11369.7
0.0254.2991050.0254.2291060.025
1.7210
4770.0210.0210.023
2
376.44[W/（m?
K）]
2.蒸发段传热系数Ke
（1）管内沸腾-对流传热膜系数
vabbtp
①泡核沸腾的平均修正系数a
aEa
2
Gh3600G3600325.051.17106kg/（m2?
h）
（丄）0.5（」）0.1
bv
0.08807
（3.955）o.5（0.22）0.i
aEa
②泡核沸腾传热膜系数b
3.5（尹53.50650.52.82
④管内沸腾-对流传热膜系数
（977.5）（0.0085）
（2）蒸发段传热系数Ke
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Kc
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Pd
tpv（1Rl）bRL3.955（10.279）977.50.279275.9kg/m3
当xXe时，按上述同样的方法求得tp165kg/m3
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
l0.9m
计算循环推动力PD
PdgLCD（bptp）ltp9.812.2408（977.5245.8）0.916513397Pa
2.循环阻力Pf
PfP1P2
P3
P4
P5
（1）管程进口管阻力P1
30
G2
亠亠一2
615.1kg/（m2?
s）
0.785Di
0.785
0.25
DiG
0.25
615.1
氏b
0.22
103
6.99105
0.38
i0.012270.7543.Rq0.0168
⑵加速损失P2
GW4d；Nt325.05kg/（m2?
s）
F2G2M/b187.5329.14/977.5740Pa
（3）传热管显热段阻力损失P3
按直管阻力损失计算
0.012270.7543Re0.380.012270.7543/31027°.380.0271
（4）传热管蒸发段阻力损失p4
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Pv4取该段内的平均气化率
x-Xe0.067，则气相质量流速Gv为
3
GxG0.067325.05kg/（m2?
s）
气相流动的Rev：
Rev9色53536
V
V0.012270-380.0243
Rev
PV4vLCD_G^153Pa
di2v
②液相流动损失Pl4
GlGGv303.38kg/（m2?
s）
l0.012270.75430.0275
艮L
③两相压降P4
1/4144
P4（P/4Pl4）2333Pa
（5）管程出口阻力P5①气相流动阻力损失Pv5出口管中气相质量流率为:
XeG
0.10
30
0.7850.62
21.67kg/（m2?
s）
出口管中气相流动的Rev为:
DoGv
0.621.6731.52106
0.0085103
0.01227
孚0.0152
（Di/0.0254）2
l
0.3426（Di/0.02540.1914）
（0.6/0.0254）2
69.51m
0.3426（0.6/0.02540.1914）
222Pa
②液相流动阻力
PL5
液相流率Gl为:
Gl
GGv
68
2
0.7850.6
31.26209.2kg/（m2?
s）
液相C动ReL为:
ReL
D°Gl
0.6209.2
0.22
103
5
5.710
L0.01227
欝0.02748
ReL
Pl5LDO
处111Pa
2b
③两相压降
P5
14
p5（pV5
14、4
pL5）42549Pa
循环阻力Pf
PfP1P2
P3
p4p512638Pa
3.循环推动力
Pd与循环阻力Pf的相对误差
13397127380.049
Pd
13397
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A—
Kctm
77613.9
70.1m2
面积裕度H宁32护
20.11%
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