化工原理精馏塔设计及原理图
由上述关系可作得线③
液相上限线
令 =5s
得： =54.432
由上述关系可作得线④
降液管液泛线
令
将 Δ=0
以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得：
式中：a’= =108×10－9
b’= =-0.061
c’= =635×10－8
d’= =0.00465
得： ？？？？
上述关系可作得降液管液泛线⑤
上五条线联合构成负荷性能图
作点为：qVLh =49.23m3/h
qVVh =895.36 m3/h
负荷性能图：
可见，线①的位置偏上，所以它对操作的影响很小。
设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，
操作弹性：qVVhmax / qVVhmin≈2.73
所以基本满足要求
（程序见附件二）
第四章 再沸器的设计
一 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：1.7213MPa
压力降：Np×hf=115×0.1074×0.47×9.8×10－3=0.0569MPa
塔底压力=1.7213+0.0604=1.7781MPa
2．再沸器壳程与管程的设计
壳程 管程
温度（℃） 100 52．5
压力（MPa绝压） 0.1013 1.7781
蒸发量：Db= q,mVs =5.26kg/s
物性数据
壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据：
潜热：rc=2257kj/kg
热导率：λc =0.683w/(m*K)
粘度：μc =0.283mPa*s
密度：ρc =958.4kg/m3
管程流体在（52.5℃ 1.7817MPa）下的物性数据：
潜热：rb=278.182kj/kg
液相热导率：λb =81.54mw/(m*K)
液相粘度：μb =0.071mPa*s
液相密度：ρb =441.3kg/m3
液相定比压热容：Cpb= 3.090kj/(kg*k)
表面张力：σb＝0.00377N/m
气相粘度：μv =0.071mPa*s
气相密度：ρv =35.6kg/m3
蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0000266 m2 K/kg
二 估算设备尺寸
热流量： = 1462000w
传热温差： =100-52.5=47.5K
假设传热系数：K=850W/( m2 K)
估算传热面积Ap =36.2 m2
拟用传热管规格为：Ф38×2.5mm,管长L=3000mm
则传热管数： =101
若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1
得：b=11.6
管心距：t=0.048m
则 壳径： =0.6m
取 D= 800mm L/D=3.75
取 管程进口直径：Di=0.25m
管程出口直径：Do=0.3m
三 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=0.19
则循环气量： =27.68kg/s
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