化工原理課程設(shè)計：甲醇水二元物料板式精溜塔

1、化工原理教研室化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目：甲醇-水二元物料板式精溜塔設(shè)計者姓名：指導教師：系別： 化學工程系 專業(yè) ： 化學工程與工藝 班級： 學號： 說明書共 27 頁 圖紙共 張設(shè)計時間 年 月 至 年 月完成時間 2007 年 01月 02 日于課程設(shè)計任務書1, 設(shè)計題目: 甲醇-水二元物料板式精溜塔2, 設(shè)計條件:(1), 加料組成: (2), 進料組成: ;(3), 溜出液組成: (4), 釜液組成: (5), 加料狀態(tài): .q=1（6）, 塔頂壓力: p=100kpa （7），單板壓降 0.7kpa 3, 設(shè)計要求: (1), 精溜塔工藝設(shè)計計算; (2), 精溜工藝過程流程圖;

2、(3), 精溜塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖; (5), 設(shè)計說明書.目錄1.前 言72.精餾塔工藝設(shè)計計算82.1 設(shè)計方案的確定82.2 精餾塔物料衡算82.3 塔板數(shù)的確定82.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算102.4.1 平均摩爾質(zhì)量計算102.4.2 平均密度計算112.4.3 液相平均表面張力計算122.4.4 液體平均粘度計算123.板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算133.1 塔徑的計算133.2 精餾塔有效高度的計算143.3 塔板主要工藝尺寸的計算143.3.1溢流裝置計算143.3.2 塔板布置153.3.3 浮閥計算及其排列163.3.4 浮閥塔的流體力學性能驗算173.3.5塔板的

3、負荷性能圖193.3.6小結(jié)224.塔的附屬設(shè)備的計算234.1熱量衡算234-2塔頂冷凝器的設(shè)計計算244-2-1初選換熱器244-2-2傳熱系數(shù)的校核275.1計算機程序30摘要及關(guān)鍵詞abstract and keywords摘要化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。 float valve tower(column) 以浮閥作為塔盤上氣液接觸元件的一種板式塔。塔盤主要由塔板、溢流堰、受液盤及降液管組成。塔板上裝有一定數(shù)量的浮閥，按等腰三角形或正方形排列，浮閥用支腿在塔盤上定位并予以導向。浮閥蓋在

4、閥孔上，氣體依靠壓力使浮閥升起并鼓泡而穿過液層，進行氣液兩相傳。浮閥塔板在蒸氣負荷、操作彈性、效率和造價等方面都比較優(yōu)越。 浮閥塔是最早應用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳剛的比率較少。實際操作表明，篩板塔在一定程度的漏夜狀態(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負荷范圍較袍罩塔窄，但良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是

5、組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設(shè)備之一。進行此次課程設(shè)計的目的是為了培養(yǎng)綜合運用所學知識,來解決實際化工問題的能力,做到能獨立進行化工設(shè)計初步訓練，為以后從事設(shè)計工作打下堅實的基礎(chǔ)。關(guān)鍵字：精餾 浮閥 溢流 3. 設(shè)計計算3.1設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故采用最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送

6、至儲罐。3.2精餾塔物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 ma=32 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 mb=18 kg/kmolxf=0.48 xd=0.95 xw=0.023.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量mf=0.4832 +(1-0.48)18 =24.72kg/kmolmd=0.9532+(1-0.95)18=31.3kg/kmolmw=0.0232+(1-0.02)18=18.28kg/kmol 3.2.3物料衡算原料處理量 f=117kmol/h總物料衡算 117=d+w甲醇的物料衡算fxf=dxd+wxw聯(lián)立求解 d=57.87kmol/h w

7、=59.13kmol/h3.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論板層數(shù)nt的求取甲醇水屬理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)3.3.1.1由手冊查得甲醇水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖， 圖 1 圖解法求理論板層數(shù)3.3.1.2求最小回流比及操作回流比。采用圖解法求最小回流比。在圖中對角線上e(0.342,0.342)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為ye=0.78, xe=0.48故最小回流比為xdrmin=0.57取r2rmin20.631.143.3.1.3求精餾塔的氣、液相負荷l=rd=1.1457.87=65.97kmol/h v=(r+1)d=(1.14+1)57.87=1

8、23.84kmol/hl=l+f =182.97kmol/hv= v =123.84kmol/h3.3.1.4求操作線方程精餾段操作線方程為yn+1=xn+ yn+1=0.533xn+0.444提餾段操作線方程yn+1=xnxw yn+1=1.477xn0.00953.3.1.5圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) nt=8 進料板位置 nf=43.3.2實際板層數(shù)的求取3.3.2.1全塔效率的計算查數(shù)據(jù)手冊可得到再算出et=0.49(l)-0.245100%=41.9%3.3.2.2實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù) n精=4/0.419=9.510提餾

9、段實際板層數(shù) n提=3.5/0.419=9.5103.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進行計算。3.4.1操作壓力計算塔頂操作壓力 pd=100kpa每層塔板壓降 p=0.7kpa進料板壓力 pf=100+0.79=107kpa精餾段平均壓力 pm=(100+107)/2=103.5kpa3.4.2操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中甲醇、水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程如下：通過計算機程序處理得logp0a=7.197logp0b=7.074xa=通過計算機程序處理得:塔頂溫度 td=65進料板溫度 tf=73.5塔底溫度 tw=97.

10、6精餾段平均溫度 tm=(65+73.5)/2=69.25提餾段平均溫度 tm提=(73.5+97.6)=85.553.4.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xd=y1=0.95,查平衡曲線（圖 1），得x1=0.92mvdm=0.9232+(1-0.95)18=31.3kg/kmolmlvm=0.9232+(1-0.883)18.02=30.88kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板（見圖1），得yf=0.77查平衡曲線（見圖1），得xf=0.46mvfm=0.7732+(1-0.77)18=28.78kg/kmolmlfm=0.4632+(1-0.46)18=24.44 k

11、g/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計算mvwm=0.14332+(1-0.143)18=20 kg/kmolmlwm=0.50832 +(1-0.508)18=25.11 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量mvm=(31.3+28.78)/2=30.4 kg/kmolmlm=(30.88+24.44)/2=27.66 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量mvm=(28.78kg/kmol+20 kg/kmol)/2=24.39 kg/kmolmlm=(24.44kg/kmol+25.11 kg/kmol)/2= 24.78 kg/kmol3.4.4平均密度計算3.4.4.1氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方

12、程計算，即vm=1.105kg/m3(2) vm=0.8436kg/m33.4.4.2液相平均密度計算液相平均密度依下式計算.即1/lm=i/i塔頂液相平均密度的計算由td=65.查手冊得a=755.3kg/m3 b=980.5kg/m3ldm=764.07kg/m3進料板液相平均密度的計算由tf=73.5，查手冊得a= 745.5kg/m3 b=974.5kg/m3進料板液相質(zhì)量分率a=0.6023lfm=822.84kg/m3塔釡平均密度計算由 tf=97.6，查手冊得a= 712kg/m3 b=958.4kg/m3lwm= kg/m3精餾段液相平均密度為lm=（764.07+822.84

13、）/2=793.46kg/m3提餾段液相平均密度為lm=（822.84kg/m+924.9 kg/m3）= 873.87 kg/m33.4.5液相平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即lm=xii塔頂液相平均表面張力的計算由td=65，查手冊得a=16.76mn/m b=65.27 mn/mldm=0.9516.76+0.0565.27=19.19 mn/m進料板液相平均表面張力的計算由tf=73.5,查手冊得a=16.18mn/m b=64.33mn/mlfm=0.4616.180.664.33=42.18mn/m塔釡板液相平均表面張力的計算由tw=97.6,查手冊得a=12.5 m

14、n/m b= 58.6 mn/mlwm=0.14312.5 mn/m +（1-0.143）58.6 mn/m=52.0 mn/m精餾段液相平均表面力為lm=(19.1942.18)/2=30.68mn/m提餾段液相平均表面張力為lm=（42.18+52.0）/2=47.09 mn/m3.4.6液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lglm=xilgi塔頂液相平均粘度的計算由td=65，查手冊得a=0.3255 mps b=0.4355 mpslgldm=0.95lg(0.3255)0.05lg(0.4355)解出 ldm 0.335 mps進料板液相平均粘度的計算由tf=73.5,查手冊得

15、a=0.307 mps b=0.390 mpslglfm=0.46g(0.307)0.54lg(0.390)解出 lfm=0.203 mps塔釜液相平均粘度由tw=97.6查手冊得a=0.22 mps b=0.26 mpslglwm=0.143lg(0.22)+0.857lg(0.26)解出 lwm=0.272精餾段液相平均粘度lm=(0.3350.203)/2=0.269 mps提餾段液相平均粘度lm=（0.335+0.272）/2=0.303 mps4精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為vs=0.946m3/sls=0.00064m3/s由 umax=c式中c

16、由式5-5計算，其中的c20由圖5-1查取，圖的橫坐標為0.018取塔板間距ht=0.46m,板上液層高度hl=0.06m,則 hthl0.460.06 0.40 m查圖5-1得 c20=0.083c=c20=0.083=0.0904umax=0.0904=2.421m/s取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.62.421=1.4526m/sd=0.9108md提=0.816 m按標準塔徑圓整后為 d=1.0m塔截面積為at=d2= 0.92=0.635實際空塔氣速為 u=1.49m/s4.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為z精=（n精-1）ht=(10-1)0.46=4

17、.14m提餾段有效高度為z提=（n提-1）ht=(10-1)0.46=4.14m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m。故精餾塔的有效高度為 z=z精+z提+0.8=4.14+4.14+0.8=9.08m5塔板主要工藝尺寸的計算5.1溢流裝置計算因塔徑d=0.9m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹行受液盤。各項計算如下：5.1.1堰長 lw取 lw=0.7d=0.70.9=0.63m 5.1.2 溢流堰高度hw由 hw=hl - how 選用平直堰，堰上液層高度how由式5-7計算，即how=近似取e=1,則how=0.0067m取板上清夜高度 hl=0.060m故 hw=0.060-0.006

18、7=0.0533m5.1.3弓形降液管寬度wd和截面積 af由=0.7m查圖5-7，得=0.094m =0.160m故 af=0.0940.635=0.060wd=0.160d=0.1600.9=0.144m依式5-9驗算液體在降液管中停留時間，即=43.13s5s故降液管設(shè)計合理。5.1.4降液管底隙高度ho取 =0.08m/s則 =0.0143mhw-ho=0.0533-0.0143=0.039m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度=50mm。5.2塔板布置5.2.1塔板的分塊因d800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊。 5.2.2邊緣區(qū)寬度確定取w

19、s=ws=0.07m,wc=0.050m。5.2.3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積aa按式5-12計算，即其中 x=d/2-(wd+ws)=(0.9/2)-(0.144+0.07)=0.236m r=(d/2)-wc=0.45-0.05=0.40m故5.3浮閥計算及其排列5.3.1閥孔氣速f0=u0f0cr=u0cr=912取f0cr=u0cr=10 u0cr=（m/s） 聯(lián)立 、 可得u0cr=9.5m/su0=(1.01.1)u0cr=9.5m/s5.3.2浮閥數(shù)n=取dv=50mm 可得d0=0.8dv=39mmn=83.7 所以取n=84 5.3.3開孔率= =n()=在長壓、減壓塔中開孔率

20、為10%13%；在加壓塔中，開孔空率小于10%，常見的為6%9%；在小直徑塔中開孔率低，一般為6%0%所以取=15.77%5.3.4閥孔的排列在塔板鼓泡區(qū)，閥孔的排列有正三角和等腰三角兩種方式。正三角排列又分為順排和叉，采用叉排對分塊式塔板，易采用等腰三角叉式，此時常把三角形底邊固定為75mm，三角形高度h為65mm，80mm，90mm，100mm，110mm幾種尺寸。鼓泡區(qū)面積apap=2xsin-1得ap=0.502m2閥孔按等腰三角形排列時h= = = =0.025m5.4浮閥塔的流體力學性能驗算氣體通過浮閥塔的靜壓頭hf=he+hl+h5.4.1干板靜壓頭hc浮閥全開前hc=19.9浮

21、閥全開后hc=5.34 uoc= =10.1m/su0=9.5m/s所以采用hc=19.9=0.0375.4.2板上層阻力hlhl=0hl=0.03m5.4.3液體表面張力所造成的靜壓頭hh= 由于h很小可忽略不計5.5.1液泛hd=hf+hw+hd+h+howhf= h+ hl+ hc=0.037m+0.03m=0.067mhw=0.0533mhow=0.0067mhd=0.153=0.00077m所以得hd=hf+hw+hd+h+how=0.067m+0.0533m+0.00077m+0.067m=0.128mhd（ht+hw）=0.5（0.46+0.0533）=0.257m5.5.2液沫

22、夾帶f1= 100%zl=d2wd=0.920.1440.612f=0.112a=at-2af=0.635-20.060=0.515m2f1= 100%=62.1%5.5.3漏液錯流型的塔板在正常操作時，液體應沿塔板水平流動，與垂直向上流動的氣體接觸后由降液管流下。但當上升氣流速度減少時，氣體通過閥孔的動壓不足以阻止板上液體從閥孔流下時，便會出現(xiàn)漏夜現(xiàn)象。發(fā)生漏夜時，由于上層板上的液體未與從下層板上升的氣體進行傳質(zhì)，就漏落在濃度較低的下層板上，這勢必降低了塔板效率。漏夜嚴重時會使塔板上不能積液而無法正常操作。所以為保證塔的正常操作，漏夜量不能超過某一規(guī)定值，一般不能大于液體流量的10%。漏夜量

23、大于10%的氣流速度稱為漏夜速度，這是塔操作的下限氣速。造成漏夜的主要原因是氣速太小和板上液面落差所引起的氣流分布不均，比如在塔板的液流入口處由于有液層較厚而往往出現(xiàn)漏夜，這也是在此處設(shè)置不開孔的安定區(qū)的原因之一。5.5.4液面落差當液體橫向流過板面時，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差才能維持這一流動，這樣板上液體進、出口側(cè)的液面就會出現(xiàn)高度差，即液面落差，亦稱水力學坡度。液面落差主要與塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)外，泡罩塔板結(jié)構(gòu)復雜，液體在板上流動阻力大，液面落差也就大；浮閥塔結(jié)構(gòu)較簡單，液面落差則較小，篩板塔結(jié)構(gòu)最簡單，所以液面落差最小。但在塔徑不大時，液面落差常忽略。液面落差除與塔

24、板結(jié)構(gòu)有關(guān)外，還與塔徑、液流量有關(guān)。當塔徑與液流量很大時，也會造成較大的液面落差。對于大塔，可采用單溢流或階梯流，以減少液面落差。5.5.5塔板上液面的返混在塔板上，液體的主流方向是從入口端橫向流至出口端，但因氣體攪拌及某些局部障礙，液體會發(fā)生局部的反向流動。這種與主流方向相反的流動稱為返混。當返混嚴重時，板上液體會均勻混合，各點的液體濃度將趨于一致。當濃度均勻的氣體與板上各點的液體進行接觸傳質(zhì)后，則離開各點的氣體濃度也會相同。這是一種理想情況。另一種理想情況是板上液體呈活塞流流動，完全沒有返混。這時板上液體沿液流方向上液體濃度最大，在塔板進口處液體濃度大于出口濃度。當濃度均勻的氣體與板上各點

25、液體接觸傳質(zhì)后，離開塔板各點的氣體濃度也不相同，進口處的液體濃度出口出的濃度高。理論與實踐都證明了在這種情況下，塔板的效率比液體完全混合時高。實際上，塔板上液體并不處在完全混合與完全沒有返混的兩種理想狀態(tài)，而是處于部分混合狀態(tài)。3.3.5塔板的負荷性能圖(1)精餾段漏夜線（線1）=0.477 m3/s提餾段漏夜線= 0.594 m3/s(2)精餾段過量霧沫夾帶線（線2） 由于zl=d2wd=0.920.1440.612f=0.112ap=at-2af=0.635-20.060=0.515m2解得=1.09-22.49,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s1.0771

26、.0680.9780.969提餾段過量霧沫夾帶線由于zl=d2wd= 0.81620.1440.528f=0.1ap=at-2af=0.635-20.060=0.515m2得=1.12-23.24,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s1.1071.0961.0040.995(3)精餾段液相負荷下限線610-3=0.00092m3/s提餾段液相負荷下限線=0.00092m3/s(4)精餾段液相負荷上限線35s取=5s 解得=0.477m3/s提餾段液相負荷上限線=0.477m3/s(5)精餾段液泛線=hf+hw+hd+h+how=hc+hl+h+hw+hd+h+how

27、液體表面張力所造成的靜壓頭h和液面落差h可忽略hd=0.153這樣 =hc+hl+h+hw+hd+h+how= hc+ hd+（1+0）hl =+0.153+(1+0) 由于= 式中各參數(shù)值已算出，即=0.5，ht=0.46m, hw=0.0533m, =9.5m/s,0=0.4,e=1,g=1.105kg/m3,l=793.64 kg/m3,n=99,h0=0.0143m,d0=0.039m,lw=0.63m代入上式整理后可得,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s2.1032.0681.5421.454提餾段液泛線=0.5，ht=0.46m, hw=0.0533m

28、, =9.5m/s,0=0.4,e=1,g=0.8436kg/m3,l=873.87 kg/m3,n=99,h0=0.0143m,d0=0.039m,lw=0.63m于是同理可得,m3/s0.000580.0010.0050.0054,m3/s1.9741.9621.9571.952由上述五條線可畫出負荷性能圖精餾段提餾段3.3.6小結(jié)（1）從塔板負荷性能圖可看出，按生產(chǎn)任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點p，處在適宜操作區(qū)的位置，說明塔板設(shè)計合理。（2）因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操下限由漏夜線控制。（3）按固定的液氣比，從負荷性能圖中查得氣相負荷上

29、限vsmax=1.2781 m3/s，氣相負荷下限vsmin=0.5703 m3/s，所以可得精餾段操作彈性=3.48提餾段操作彈性=4.42塔板的這兩操作彈性在合理的范圍（35）之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計是合理的?，F(xiàn)將塔板設(shè)計計算結(jié)果匯總?cè)鐖D項目內(nèi)容-數(shù)值或說明備注塔徑d/m0.9板間距ht/m0.46塔板形式單液流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.4526堰長lw/m0.63堰高hw/m0.067板上液層高度hl/m0.060降液管底隙高度h0/m0.0143浮閥數(shù)n/個84等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)9.5臨界閥孔氣速uoc/(m/s)9.5孔心距t/m0.0227

30、同一橫排的孔心距單板壓降h/m0.7液體在降液管內(nèi)停留時間/s43.13降液管內(nèi)清液層高度hd/m0.06泛點率/(%)62.1液相負荷上限vsmax/(m/s)0.0092霧沫夾帶控制氣相負荷下限vsmin/(m/s)0.477漏液控制操作彈性3.48第三章 塔的附屬設(shè)備的計算3-1塔頂冷凝器的設(shè)計計算3-1-1初選換熱器（1） 確定流體通入的空間：餾出液走管程，冷卻水走殼程（2） 計算傳熱負荷q 取冷凝水的初溫度為: t1=15，末溫度為t2=40q=gc.cp.(t2-t1) q=忽略熱損失，則餾出液進口溫度65.34,出口溫度為16.24。=1.224/h(3)確定流體的定性溫度，物性

31、數(shù)據(jù)。并選擇列管換熱器的形式。取餾出液，冷卻水的各自平均溫度為定性溫度：餾出液的定性溫度：65.34冷卻水的定性溫度：（40+15）/2=27.5 兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)如下表：流體物性溫度t密度kg/m3粘度熱容uakj/kg導熱系數(shù)w/m餾出液65.34749.640.3242.60.204冷卻水25997.750.8764.15250.5935兩流體溫差較大，故選用浮頭列管換熱器。(4) 計算平均傳熱溫差計算逆流平均溫差:餾出液：65.34 65.34冷卻水： 40 15_溫差 ：25.34 50.34 tm=36.44 (5)選k值。估計傳熱面積為求得傳熱面積a，需先知傳熱系數(shù)k

32、，而k不能直接算出，所以只能進行試算初選k=250w/m2.s則： (6) 初選換熱器型號采用fa系列的浮頭列管換熱器，初選用fb60095164，性能參數(shù)如下：外殼直徑d,mm500管子尺寸mm公稱壓力mpa1.8管長l,m6共稱面積m285管數(shù)n124管程數(shù)np4管中心距t,mm32管子排列方式三角形按上述數(shù)據(jù)核算管程，殼程的流速及雷諾數(shù)。管程：流通截面積：a= m2ui=re=殼程流通面：取nc=16，折流擋板間距h=0.2m。則ao=（0.6-0.025殼內(nèi)冷卻水流速：uo=re=2 = 由上可知，采取fb600954型號，管程，殼程，流速和雷諾數(shù)都是合適的。3-1-2傳熱系數(shù)的校核（

33、1） 管程的對流傳熱系數(shù) 飽和蒸汽冷凝時，rei=4.01104 pr= =1628.90w/()（2） 殼程對流傳熱系數(shù) =0.36 =964.85w/(m.)（3） 確定污垢熱阻取rsi=rso=0.0002m2/w 以外表面為基準。計算傳熱系數(shù)k=234.25 w/m2 (4)計算所需傳熱面積a ao= 計算實際面積：a= 核算結(jié)果表明，換熱器的傳熱面積有的32.38裕度，故可用。（5）計算阻力損失 a: 管程阻力損失： =2346.35pa =13139.56pa=0.013139mpa500 故 管子排列為正方形錯列 取f=0.5檔板數(shù) nb=l/h-1=6/0.2-1=29 則：取污垢校正系數(shù) fs=1.15