PAGEPAGE2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）/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=310.3kJ/kg热导率λc=0.684W/(m·K)λb=0.104W/(m·K)黏度μc=0。186/mPa·sμb=0.22/mPa·sμv=0.0085/mPa·s密度ρc=917kg/m3ρb=977。5kg/m3ρv=3.955kg/m3比热容Cpb=1。6748kJ/（kg·K)
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面张力σb=19.6mN/m蒸汽压曲线斜率(△t/△p）s=2。159×10—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)：（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=9.25B=225。69C=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）、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KL①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（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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