化工原理課程設(shè)計(jì)--塔設(shè)備

1、<p>　　《化工原理課程設(shè)計(jì)》說(shuō)明書(shū)</p><p>　院（系）名稱(chēng)化學(xué)與化工學(xué)院</p><p>　專(zhuān)業(yè)名稱(chēng)化學(xué)工程與工藝</p><p>　年 級(jí) 班 級(jí)2010級(jí)2班</p><p>　學(xué)生姓名</p><p>　學(xué) 號(hào)</p><p>　指導(dǎo)教師姓名</p>

2、<p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　新鄉(xiāng)學(xué)院1</b></p><p><b>　　目錄2</b></p><p><b>　　1. 概述1</b></p><p>　　1.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位:1

3、</p><p>　　1.2 塔設(shè)備的分類(lèi)及一般構(gòu)造1</p><p>　　1.3 對(duì)塔設(shè)備的要求2</p><p>　　1.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀2</p><p>　　1.5 塔設(shè)備的用材2</p><p>　　1.6 板式塔的常用塔型及其選用2</p><p>　　1.7 塔型選

4、擇一般原則3</p><p>　　1.7.1 與物性有關(guān)的因素3</p><p>　　1.7.2 與操作條件有關(guān)的因素4</p><p>　　1.7.3 其他因素4</p><p><b>　　2. 塔板計(jì)算4</b></p><p>　　2.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件4</p>

5、<p>　　2.2 設(shè)計(jì)計(jì)算5</p><p>　　2.2.1 設(shè)計(jì)方案的確定5</p><p>　　2.2.2 精餾塔的物料衡算5</p><p>　　2.2.3 塔板數(shù)的確定6</p><p>　　2.2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算10</p><p>　　2.2.5 精餾塔的塔

6、體工藝尺寸計(jì)算15</p><p>　　2.2.6 塔板主要工藝尺寸計(jì)算18</p><p>　　2.2.7 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算24</p><p>　　2.2.8 塔板負(fù)荷性能圖29</p><p>　　2.2.9 塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果表36</p><p>　　3. 塔附件設(shè)計(jì)37</p>&l

7、t;p>　　3.1 塔頂冷凝器37</p><p>　　3.2 塔底再沸器42</p><p><b>　　3.3 接管42</b></p><p>　　3.3.1 進(jìn)料管42</p><p>　　3.3.2 回流管43</p><p>　　3.3.3 塔頂蒸汽接管43</

8、p><p>　　3.3.4 釜液排出管44</p><p>　　3.3.5 飽和水蒸氣管45</p><p><b>　　3.4 法蘭45</b></p><p>　　3.5 塔體實(shí)際高度（不包括封頭高度）46</p><p>　　3.6 料液泵47</p><p>

9、　　3.6.1 泵的計(jì)算及選型47</p><p>　　3.6.2 核算泵的軸功率48</p><p>　　3.7 筒體與封頭49</p><p>　　3.7.1 筒體49</p><p>　　3.7.2 封頭50</p><p><b>　　3.8 裙座50</b></p>

10、;<p><b>　　3.9 人孔51</b></p><p>　　4. 設(shè)計(jì)總結(jié)51</p><p>　　4.1 設(shè)計(jì)感想與體會(huì)51</p><p><b>　　4.2 致謝52</b></p><p>　　5. 參考資料53</p><p><

11、;b>　　6. 附錄圖54</b></p><p><b>　　1. 概述</b></p><p>　　1.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位:</p><p>　　塔設(shè)備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備，在石油、化工、輕工等生產(chǎn)過(guò)程中，塔設(shè)備主要用于氣、液兩相直接接觸進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，

12、這些過(guò)程大多是在塔設(shè)備中進(jìn)行的。塔設(shè)備可以為傳質(zhì)過(guò)程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強(qiáng)、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結(jié)構(gòu)上保證氣、液有充分的接觸時(shí)間、接觸空間和接觸面積，以達(dá)到相際之間比較理想的傳質(zhì)和傳熱效果。</p><p>　　1.2 塔設(shè)備的分類(lèi)及一般構(gòu)造</p><p>　　分類(lèi)：按照操作壓力可分為加壓塔、常壓塔和減壓塔，按操作單元分為精餾塔、吸收塔、介吸塔、反

13、應(yīng)塔、萃取塔、干燥塔，按形成相際接觸界面分為：固定相界面塔和流動(dòng)過(guò)程中形成的相界面塔，按內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔和填料塔。</p><p>　　填料塔的結(jié)構(gòu)：塔體為圓筒形，里面填充一定高度的填料，填料的下方有支承板，上方為填料壓網(wǎng)及液體分布裝置。操作時(shí)，液體經(jīng)塔頂?shù)囊后w分布器分散后沿填料表面流下而潤(rùn)濕填料，氣體用機(jī)械輸送設(shè)備從塔底進(jìn)入，在壓強(qiáng)差推動(dòng)下，通過(guò)填料間的空隙與液體逆向接觸，在填料表面進(jìn)行傳質(zhì)，氣液兩相的組成沿

14、塔高連續(xù)地變。液體由上往下流動(dòng)時(shí)，由于塔壁處阻力較小而向塔壁偏流，使填料不能全部潤(rùn)濕，導(dǎo)致氣液接觸不良，影響傳質(zhì)效果，稱(chēng)之為塔壁效應(yīng)。為了防止塔壁效應(yīng)，通常在填料層較高的塔中將填料分層裝置，各層間設(shè)置液體再分布器將，液體重新分布后再送入下層填料。選擇尺寸合適的填料，也可以減弱和防止塔壁效應(yīng)。為分離氣體可能夾帶的少量霧狀液滴，在塔頂還安裝有除沫器。</p><p>　　板式塔的結(jié)構(gòu)：板式塔的殼體通常為圓筒形，里面沿

15、塔高裝有若干塊水平的塔板。液體靠重力作用自上而下逐板流向塔底，并在各塊塔板的板面上形成流動(dòng)的液層；氣體則在壓差推動(dòng)下經(jīng)塔板上的開(kāi)孔由下而上穿過(guò)塔板上液層最后由塔頂排出。</p><p>　　1.3 對(duì)塔設(shè)備的要求</p><p>　　（1） 滿(mǎn)足工藝要求（p 、 t 、 耐腐）</p><p>　?。?） 生產(chǎn)能力大即氣液處理量大</p><p&

16、gt;　?。?） 壓力降小即流體阻力小</p><p>　?。?） 操作穩(wěn)定，操作彈性大</p><p>　?。?） 效率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大</p><p>　?。?） 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、可靠、省材，制造、安裝方便，設(shè)備成本低</p><p>　?。?）操作、維修方便</p><p>　?。?）耐腐蝕，不

17、易堵塞</p><p>　　1.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀</p><p>　　在化工、煉油和石油化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)中，塔設(shè)備作為分離過(guò)程工藝設(shè)備，在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質(zhì)單元操作中有著重要的地位。據(jù)統(tǒng)計(jì)，在整個(gè)化工工藝設(shè)備總投資中塔設(shè)備所占的比重，在化肥廠(chǎng)中約為21%，石油煉廠(chǎng)中約為20一25%，石油化工廠(chǎng)中約占10。若就單元裝置而論，塔設(shè)備所占比重往往更大，例如在成套苯蒸餾裝置中，塔

18、設(shè)備所占比重竟高達(dá)75.7%。此外，蒸餾用塔的能量耗費(fèi)巨大，也是眾所周知的。故塔設(shè)備對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、成本乃至能源消耗都有著至關(guān)重要的影響。因而強(qiáng)化塔設(shè)備來(lái)強(qiáng)化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、設(shè)計(jì)人員十分關(guān)心的課題。</p><p>　　1.5 塔設(shè)備的用材</p><p>　　（1）塔體：鋼材，有色金屬或非金屬耐腐蝕材料，鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。</p><p>　　（2）塔板

19、：鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。</p><p>　　（3）填料：瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。</p><p>　　（4）裙座：一般為炭鋼。</p><p>　　1.6 板式塔的常用塔型及其選用</p><p>　　板式塔是分級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類(lèi)繁多。根據(jù)目前國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。</p>

20、<p>　　由于盤(pán)式浮閥塔具有如下特點(diǎn)。（1）處理量較大，比泡罩塔提高20～40%，這是因?yàn)闅饬魉絿姵?，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤(pán)可以具有較大的開(kāi)孔率的緣故。（2）操作彈性比泡罩塔要大。（3）分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因?yàn)樗P(pán)上沒(méi)有復(fù)雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤(pán)上的氣流比較均勻。（4）壓降較低，因?yàn)闅怏w通道比泡罩塔簡(jiǎn)單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5）塔盤(pán)的結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，易于制造。（6）浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、

21、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會(huì)妨礙浮閥起落的靈活性。故本設(shè)計(jì)采用盤(pán)式浮閥塔。</p><p>　　1.7 塔型選擇一般原則</p><p>　　塔型的合理選擇是做好塔設(shè)備設(shè)計(jì)的首要環(huán)節(jié)。選擇時(shí)應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔設(shè)備的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。</p><p>　　1.7.1 與物性有關(guān)的因素</p><p>

22、　　（1） 易起泡的物系，如處理量不大時(shí)，以選用填料塔為宜。因?yàn)樘盍夏苁古菽屏?，在板式塔中則易引起液泛。</p><p>　?。?） 具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)便宜的篩板塔盤(pán)、穿流式塔盤(pán)或舌形塔盤(pán)，以便及時(shí)更換。</p><p>　　（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過(guò)熱引起分解或聚合，故應(yīng)選用壓力降較小的塔型。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填

23、料等，當(dāng)要求真空度較低時(shí)，也可用篩板塔和浮閥塔。</p><p>　?。?） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。板式塔的傳質(zhì)效率較差。</p><p>　?。?） 含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜。可選用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。不宜使用填料。</p><p>　?。?） 操作過(guò)程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。因

24、塔盤(pán)上積有液層，可在其中安放換熱管，進(jìn)行有效的加熱或冷卻。</p><p>　　1.7.2 與操作條件有關(guān)的因素</p><p>　?。?） 若氣相傳質(zhì)阻力大（即氣相控制系統(tǒng)，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等），宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。反之，受液相控制的系統(tǒng)（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因?yàn)榘迨剿幸合喑释牧?，用氣體在液層中鼓泡。</p><

25、p>　?。?） 大的液體負(fù)荷，可選用填料塔，若用板式塔時(shí)，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤(pán)）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。此外，導(dǎo)向篩板塔盤(pán)和多降液管篩板塔盤(pán)都能承受較大的液體負(fù)荷。</p><p>　?。?） 低的液體負(fù)荷，一般不宜采用填料塔。因?yàn)樘盍纤笠欢康膰娏苊芏?，但網(wǎng)體填料能用于低液體負(fù)荷的場(chǎng)合。</p><p>　?。?） 液氣比波動(dòng)的適應(yīng)性，板式塔

26、優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液氣比波動(dòng)較大時(shí)宜用板式塔。</p><p>　　1.7.3 其他因素</p><p>　?。?） 對(duì)于多數(shù)情況，塔徑小于800mm時(shí)，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對(duì)于大塔徑，對(duì)加壓或常壓操作過(guò)程，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對(duì)減壓操作過(guò)程，宜采用新型填料。</p><p>　?。?） 一般填料塔比板式塔重。</p><p>　　（3）

27、 大塔以板式塔造價(jià)較廉。因填料價(jià)格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計(jì)算的價(jià)格，隨塔徑增大而減小。</p><p><b>　　2. 塔板計(jì)算</b></p><p>　　2.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件</p><p>　?。?）處理含正戊烷（A）60%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的正戊烷—正己烷混合液，得到產(chǎn)品正己烷4.0萬(wàn)噸/年。</p>

28、<p>　?。?）塔頂正戊烷濃度不低于95%</p><p>　?。?）塔底產(chǎn)品含正己烷（B）濃度：95%</p><p><b>　?。?）操作條件：</b></p><p>　　精餾塔的塔頂壓力 4 kPa（表壓）</p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)

29、 45℃</p><p>　　回流比 2Rmin</p><p>　　全塔效率 52％</p><p>　　單板壓降 不大于0.60（表壓）</p><p>　?。?）設(shè)備形式

30、 浮閥塔</p><p>　?。?）設(shè)備工作日 300天（每天工作24小時(shí)）</p><p>　　（7）當(dāng)?shù)卮髿鈮?101.33kpa（表壓）</p><p>　?。?）廠(chǎng) 址

31、 新 鄉(xiāng)</p><p><b>　　2.2 設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p><p>　　2.2.1 設(shè)計(jì)方案的確定</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離正戊烷—正己烷混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)進(jìn)料液溫度為45℃，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至45℃后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝

32、器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)時(shí)部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后進(jìn)入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p>　　2.2.2 精餾塔的物料衡算</p><p>　　1．原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　正戊烷的摩爾質(zhì)量 MA=72kg/kmol

33、</p><p>　　正己烷的摩爾質(zhì)量 MB=86kg/kmol</p><p><b>　　=0.6</b></p><p>　　2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=0.6×72+0.4×86=77.6kg/kmol</p><p>　

34、　MD=0.95×72+0.05×86=72.7kg/kmol</p><p>　　MW=0.05×72+0.95×86=85.3kg/kmol</p><p><b>　　3．物料衡算</b></p><p>　　產(chǎn)品正己烷產(chǎn)量=65.13kmol/h</p><p>　　全塔物

35、料衡算=+65.13</p><p>　　×0.6=0.95×+0.05×65.13(</p><p>　　聯(lián)立解得=102.35kmol/h =167.48kmol/h</p><p>　　2.2.3 塔板數(shù)的確定</p><p>　　1．理論層數(shù)NT的確定</p><p>　　

36、正戊烷-正己烷屬于理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)</p><p>　?。?）查得正戊烷-正己烷的汽液平衡數(shù)據(jù)[1]（表1）繪出t-x-y圖，如下:</p><p>　　表1 各組分組成與溫度的關(guān)系</p><p>　　圖1 正戊烷-正己烷的t-x-y圖</p><p>　?。?）求q值與q線(xiàn)方程：</p><p&g

37、t;　　q值計(jì)算過(guò)程由參考文獻(xiàn)[2]查得</p><p><b>　　過(guò)冷液體：</b></p><p>　　式中，是進(jìn)料在溫度（tb+tF）/2下液體的定壓比熱容； </p><p>　　由圖1查得泡點(diǎn)溫度為 45.5℃，露點(diǎn)為54℃。</p><p>　　tb =45.5℃ t

38、F =45℃</p><p>　　查參考書(shū)的定性溫度45.25℃下</p><p>　　CpA=0.61KJ/(Kg.℃) CpB= 0.57KJ/(Kg.℃)</p><p>　　230 KJ/Kg 220KJ/Kg</p><p>　　=0.60.61+0.40.57</p

39、><p>　　=0.594 KJ/(Kg.℃)</p><p>　　=0.6230+0.4220</p><p><b>　　=226KJ/Kg</b></p><p><b>　　=1.001</b></p><p><b>　　因此，q線(xiàn)方程為：</b>

40、</p><p>　　因?yàn)閝線(xiàn)方程斜率較大，所以近似處理為x=0.6，即泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1）。</p><p>　?。?）求最小回流比及操作回流比</p><p>　　采用作圖法求最小回流比，過(guò)點(diǎn)（0.6，0）作垂線(xiàn)，該線(xiàn)與平衡線(xiàn)的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.6，yq=0.82。</p><p>　　圖2 正戊烷-正己烷的汽液平衡圖</p>

41、;<p><b>　　故最小回流比為</b></p><p><b>　　取操作回流比為</b></p><p><b>　　精餾段的液相負(fù)荷</b></p><p>　　(4)求精餾塔的氣、液相負(fù)</p><p><b>　　精餾段的氣相負(fù)荷</

42、b></p><p><b>　　提鎦段的液相負(fù)荷</b></p><p><b>　　提鎦段的氣相負(fù)荷</b></p><p><b>　?。?）操作線(xiàn)方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線(xiàn)方程為</b></p>&l

43、t;p>　　=x=0.5417x+0.435</p><p><b>　　提留段操作線(xiàn)方程為</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　?。?）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：NT=8（見(jiàn)附圖1），其中精餾段NT=3，提留段NT=5（不包括再沸器），進(jìn)料板

44、位置NF=4。</p><p>　　2、實(shí)際板層數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) NP，精=3/0.52=5.77≈6</p><p>　　提留段實(shí)際板層數(shù) NP，提=5/0.52=9.62≈10</p><p>　　總實(shí)際板層數(shù) NP= NP，精+ NP，提=16</p><p>　

45、　2.2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p><b>　　1、操作壓力</b></p><p>　　塔頂操作壓力 pD=p當(dāng)?shù)?p表=101.33+4=105.33 kPa</p><p>　　每層塔板壓降 Δp=0.6kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力

46、 pF=105.33+0.6×6=108.96kPa</p><p>　　精餾段平均壓力 pm1=(105.33+108.96)/2=107.145kPa</p><p>　　塔底壓力 pw=（105.33+0.6×16）=114.93kPa</p><p>　　提鎦段平均壓力 pm2=（

47、108.96+114.93）/2=111.945kPa</p><p><b>　　2、操作溫度</b></p><p>　　根據(jù)汽液相平衡數(shù)據(jù)畫(huà)出汽液相平衡圖，由不同部位的含量在圖（見(jiàn)附圖2）中查得塔頂、塔底及加料板處的溫度并計(jì)算精餾段、提鎦段的平均溫度。</p><p>　　由xD=y1=0.95，查t-x-y圖（見(jiàn)附圖3）得</p&

48、gt;<p>　　塔頂溫度： tD =38.9℃ </p><p>　　由進(jìn)料板組成xF=0.6，查t-x-y圖（見(jiàn)附圖3）得</p><p>　　加料板溫度：tF =45.5℃ </p><p>　　由第8板上液相組成x=0.083，查t-x-y圖（見(jiàn)附圖3）得</p><p>　　塔釜溫度： tw =64.3 ℃<

49、/p><p>　　精餾段平均溫度：tm1=（38.9+45.5）/2=42.2℃</p><p>　　提鎦段平均溫度：tm2=(45.5+64.3)/2=54.9℃</p><p><b>　　3、核算全塔效率</b></p><p>　　選用[3]公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為0.07-1.4mPa·s的烴類(lèi)物系

50、，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。塔頂及塔釜溫度分別為：</p><p>　　tD =38.9℃ tw =64.3 ℃ </p><p>　　全塔平均溫度 tm=(38.9+64.3)/2=51.6℃ </p><p>　　查參考書(shū)[4]得定性溫度下物料的粘度：</p><p>

51、;　　0.188mPa·s，0.249mPa·s。</p><p><b>　　0.2124</b></p><p>　　代入公式得= 0.5276(相對(duì)誤差小于1%,符合要求)。</p><p><b>　　4、平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　塔頂汽、液混合物平均摩爾

52、質(zhì)量：由xD=y1=0.95，查平衡曲線(xiàn)圖得x1=0.869（見(jiàn)附圖2）。</p><p>　　MVDm=0.95×72+0.05×86=72.7 kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.869×72+0.131×86=73.834 kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料板汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：查平衡曲線(xiàn)圖（見(jiàn)

53、附圖2），得xF=0.6和yF=0.818。</p><p>　　MVFm=0.818×72+0.182×86=74.548 kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.6×72+0.4×86=77.6 kg/kmol</p><p>　　塔底汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：第8板上液相組成x=0.083，查平衡曲線(xiàn)圖（見(jiàn)附圖

54、2），得y=0.185</p><p>　　MVWm=0.185×72+0.815×86=83.41 kg/kmol</p><p>　　MLWm=0.083×72+0.917×86=84.838 kg/kmol</p><p>　　精餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=（72.

55、7+74.548）/2=73.624 kg/kmol</p><p>　　MLm=（73.834+77.6）/2=75.717 kg/kmol</p><p>　　提餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm,（83.41+74.548）/2=78.979 kg/kmol</p><p>　　MLm,=（84.838+77.6

56、）/2=81.219 kg/kmol</p><p><b>　　5、平均密度</b></p><p>　　查參考書(shū)[4]得如下數(shù)據(jù)： </p><p>　　表2 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系</

57、p><p>　　表3 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系</p><p>　　表4 各組分的粘度與溫度的關(guān)系</p><p><b>　　a精餾段 </b></p><p>　?。?）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p>　　3.01 kg/m3</p><p&

58、gt;　?。?）液相平均密度 </p><p>　　液相平均密度計(jì)算公式：</p><p><b>　　塔頂液相平均密度：</b></p><p><b>　　==0.941</b></p><p><b>　　611.696 </b></p><p>

59、　　同理其余各數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果如表5：</p><p>　　表5 各部分組成摩爾分?jǐn)?shù)、質(zhì)量分?jǐn)?shù)與平均密度</p><p><b>　　精餾段平均密度：</b></p><p>　　=（611.696+615.027）/2=613.3617 </p><p><b>　　b．提鎦段</b></p&g

60、t;<p>　?。?）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p>　　3.242 kg/m3</p><p>　?。?）提餾段平均密度：由表5得</p><p>　?。?15.027+607.822）/2=611.4247kg/m3</p><p>　　6、液相平均表面張力</p><p>

61、;　　液相平均表面張力計(jì)算公式：</p><p><b>　　Lm= </b></p><p>　　塔頂液相平均表面張力：由tD=38.90C， A=13.7 mN/m，B=16.2 mN/m</p><p>　　LDm=0.95013.7+0.05016.2=13.825 mN/m</p><p>　　進(jìn)料板液相平均

62、表面張力：由tF=45.50C， A=13.4 mN/m，B=15.7mN/m</p><p>　　LFm=0.60013.4+0.40015.7=14.32 mN/m</p><p>　　塔底液相平均表面張力：由tw=64.30C， A=12mN/m，B=14.6mN/m</p><p>　　LWm=0.08312+0.91714.6= 14.3925mN/m&l

63、t;/p><p>　　精餾段液相平均表面張力：</p><p>　　=（13.825+14.32）=14.0725 mN/m</p><p>　　同理提餾段液相平均表面張力為14.35625 mN/m</p><p>　　表6 平均表面張力計(jì)算結(jié)果表</p><p><b>　　7、液相平均粘度：</b

64、></p><p>　　混合液體平均粘度計(jì)算公式：</p><p>　　塔頂液相平均黏度：由tD=38.9℃ ，=0.2，=0.2。</p><p>　　計(jì)算得 =0.202641</p><p>　　進(jìn)料板液相平均黏度：由tF=45.5℃ ，=0.19，=0.25。</p><p>

65、　　計(jì)算得 =0.212045</p><p>　　塔底液相平均黏度：由tw=64.3℃ ，=0.17，=0.24。</p><p>　　計(jì)算得 =0. 233228</p><p>　　精餾段液相平均黏度為</p><p>　　=（0.202641+0.212045）/2=0.20

66、7343</p><p>　　同理提鎦段液相平均黏度為0.222637</p><p>　　表7液相平均粘度計(jì)算結(jié)果表</p><p>　　2.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p><b>　　1. 塔徑的計(jì)算</b></p><p>　　（1）最大空塔氣速和空塔氣速 </p

67、><p><b>　　最大空塔氣速</b></p><p>　　空塔氣速 </p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　精餾段：0.0419</p><p>　　提餾段：0.0965&l

68、t;/p><p>　　取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則</p><p>　　HT-hL=0.45-0.05=0.4m</p><p>　　圖3 史密斯關(guān)聯(lián)圖</p><p>　　查圖三得精餾段：C20=0.085 提餾段:C20=0.079</p><p>　　精餾段負(fù)荷系數(shù)C（精）<

69、/p><p><b>　　0.9315</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為</p><p>　　u=0.8umax=0.8×1.096=0.8768 m/s</p><p>　　提餾段負(fù)荷系數(shù)C（提）</p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為</p

70、><p>　　u=0.8umax=0.8×0.9998=0.7998 m/s</p><p><b>　　(2).塔徑</b></p><p>　　精餾段： </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.6 m</p><p>　　塔截面積為 &

71、lt;/p><p>　　實(shí)際空塔氣速為 </p><p>　　提餾段： </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D，=1.6m</p><p>　　塔截面積為 </p><p>　　實(shí)際空塔氣速為 </p><p>　　因此精餾塔塔徑為D=1.6m。由

72、表8塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系[5]表可知該精餾塔塔徑符合要求。</p><p>　　表8 塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系</p><p>　　2. 精餾塔有效高度的計(jì)算</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p>　　Z精=（N精-1）HT=（6-1）×0.45=2.25（m）<

73、/p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　Z提=（N提-3）HT=（10-3）×0.45=3.15（m）</p><p>　　在進(jìn)料板處及提餾段各開(kāi)1個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為</p><p>　　Z=（Z精+ Z提）+0.8×2=2.25+3.15+（

74、0.8×2）=7（m）</p><p>　　2.2.6 塔板主要工藝尺寸計(jì)算</p><p><b>　　1、溢流裝置計(jì)算</b></p><p><b>　　各項(xiàng)計(jì)算如下：</b></p><p>　　（1）塔徑D=1.6 m</p><p>　　精餾段液體流量

75、 q1=0.00445×3600=16.2 </p><p>　　提鎦段液體流量 q2=0.0106×3600=38.16</p><p>　　表9 液相負(fù)荷與板上液流型式的關(guān)系[5]</p><p>　　因此，由表9液相負(fù)荷與板上液流型式的關(guān)系表可知，整個(gè)精餾塔選用單溢流弓形降液管，采

76、用凹形受液盤(pán)。</p><p><b>　?。?）堰長(zhǎng) </b></p><p>　　E為堰長(zhǎng)系數(shù)且常取0.6～0.8，本設(shè)計(jì)取0.7</p><p><b>　　=0.7 m</b></p><p>　?。?）溢流堰高度hw 溢流堰高度計(jì)算公式</p><p>　　

77、選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　0.01674m</b></p><p><b>　　提鎦段</b></p>

78、<p>　　取板上液層高度hL=0.05m，故</p><p>　　精餾段 =0.05-0.01674=0.03326m</p><p>　　提鎦段 0.05-0.02985=0.02015m</p><p>　　（4）弓形降液管寬度Wd及截面積Af </p><p>　　為求降液管的寬（Wd）和降液管的面積（A

79、f）,需查圖4獲得，此圖的橫坐標(biāo)值為/D,用K表示。在圖中橫坐標(biāo)為K處向上做垂線(xiàn)，與圖中的兩條曲線(xiàn)各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線(xiàn)與縱軸分別交于兩點(diǎn)I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT為塔截面積。</p><p>　　I、J為由橫坐標(biāo)K值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。</p><p>　　圖4 和值與LW/D的關(guān)系</p>

80、;<p>　　由/D=0.7，查圖得，Af/AT=0.089，Wd/D=0.149故</p><p>　　Af=0.089×2.011=0.179（m2）</p><p>　　Wd=0.149×1.6=0.2384（m2）</p><p>　　液體在降液管中的停留時(shí)間一般不應(yīng)小于3~5s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時(shí)間在降液管中

81、得到分離。但是對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即： </p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　精餾段=</b></p><p><b>　　提鎦段=</b></p><

82、p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p>　?。?）降液管底隙高度</p><p><b>　　計(jì)算公式 </b></p><p><b>　　精餾段 取，則</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><

83、;p><b>　　提餾段 取，則</b></p><p>　　故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　2.塔板布置及浮閥數(shù)目與排列</p><p><b>　?。ㄒ唬?塔板布置</b></p><p>　?。?）塔板分塊 本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用分塊式，由塔徑與塔板分塊數(shù)目表[5

84、]（表10）知塔板分四塊。</p><p>　　表10 塔徑與塔板分塊數(shù)目 </p><p>　?。?）取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。</p><p>　　（二）浮閥數(shù)目與排列 </p><p>　　取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0=10，用式求孔速，即</p><p><b>　?。?）精餾段</b>&l

85、t;/p><p>　　依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p><p>　　依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距，即</p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用13

86、4mm，而應(yīng)小于此值，故取。</p><p>　　按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù)N=184個(gè)。</p><p><b>　　圖5 閥孔排列</b></p><p>　　按N=184重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：</p><p>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。</p><

87、p>　　塔板開(kāi)孔率=(在10%-14%之間，符合要求)</p><p><b>　?。?）提鎦段</b></p><p>　　依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.0

88、75m，則可按下式估算排間距，即</p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用129mm，而應(yīng)小于此值，故取。</p><p>　　按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù)N=18</p><p>　　按N=184重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：</p><p>

89、　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)。</p><p>　　塔板開(kāi)孔率=(在10%-14%之間，符合要求)</p><p>　　2.2.7 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　1、氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降</p><p><b>　　根據(jù)計(jì)算塔板壓降</b></p><p>　　(1)干板

90、電阻由式先計(jì)算臨界孔速</p><p><b>　　若，則可按式計(jì)算，</b></p><p><b>　　若，則可按式計(jì)算。</b></p><p><b>　?、倬s段 </b></p><p>　　因，則可按式計(jì)算，即</p><p><

91、;b>　　=m</b></p><p><b>　?、谔狃s段 </b></p><p><b>　　因，則可按式計(jì)算，</b></p><p><b>　　得=0.0699m</b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力 本設(shè)計(jì)分離正戊烷和正己烷

92、的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)。依式計(jì)算，即</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 ·</b></p><p>　?。?）克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?lt

93、;/p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　單板壓降 ：精餾段 </p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　2． 淹塔</b

94、></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度?？捎孟率接?jì)算，即</p><p>　?。?）與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　

95、?。?）液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式計(jì)算，即</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　?。?）板上液層高度</b></p><p><b>　　①精餾段 取&l

96、t;/b></p><p><b>　　因此</b></p><p>　　取0.5 </p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見(jiàn)，符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　　②提餾段 取

97、</b></p><p><b>　　因此</b></p><p>　　取0.5 </p><p>　　可見(jiàn)，符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　　3． 霧沫夾帶</b></p><p>　　按式及式計(jì)算泛點(diǎn)

98、率F1：</p><p>　　板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 </p><p>　　板上液流面積 </p><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由圖六查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.122，將以上數(shù)值代入式，得</p><p>

99、;　　又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得</p><p>　　計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿(mǎn)足的要求。</p><p><b>　　②提餾段 </b></p><p>　　正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由圖六查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.126，將以上數(shù)值代入式，得</p><p>　　又按式計(jì)算泛點(diǎn)

100、率，得</p><p>　　計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿(mǎn)足的要求。</p><p>　　圖6 泛點(diǎn)負(fù)荷圖</p><p>　　2.2.8 塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、霧沫夾帶線(xiàn)</b></p><p><b>　　按式作出</b>

101、;</p><p><b>　　①精餾段</b></p><p>　　對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、、、、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線(xiàn)。</p><p>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下</p><p>　　整理得 </p&g

102、t;<p>　　或 ………………………… (1)</p><p>　　霧沫夾帶線(xiàn)為直線(xiàn)，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表11中</p><p>　　表11 霧沫夾帶線(xiàn)數(shù)據(jù)</p><p>　?、谔狃s段 按式作出</p><p>　　對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、、、、及均

103、為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線(xiàn)。</p><p>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下</p><p>　　整理得 </p><p>　　或 ………………………... (1)，</p><p>　　霧沫夾帶線(xiàn)為直線(xiàn)，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，算出

104、相應(yīng)的值列于下表12中</p><p>　　表12 霧沫夾帶線(xiàn)數(shù)據(jù)</p><p><b>　　2、 液泛線(xiàn)</b></p><p>　?、倬s段 由確定液泛線(xiàn)。忽略式中項(xiàng)，將式、式、式、式及代入上式，得到</p><p>　　當(dāng)物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、、、、、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：&l

105、t;/p><p>　　式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得</p><p>　　…………………..(2)</p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表13中</p><p>　　表13 液泛線(xiàn)數(shù)據(jù)</p><p>　?、谔狃s段 同精餾段得到</p><p&

106、gt;　　物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、、、、、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得</p><p>　　……………... (2)， </p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表14中</p><p>　　表14 液泛線(xiàn)數(shù)據(jù)</p><p><b&

107、gt;　　3、液相負(fù)荷上限</b></p><p>　　①精餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間</p><p>　　求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線(xiàn)為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)。</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則</p><p>　　…...

108、………..……….. (3)</p><p>　?、谔狃s段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間</p><p>　　求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線(xiàn)為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)。</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則</p><p>　　……………………(3),

109、 </p><p><b>　　4、 漏液線(xiàn)</b></p><p>　　對(duì)于F1型重閥，依計(jì)算，則</p><p><b>　?、倬s段 ，即</b></p><p>　　式中、、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線(xiàn)。</p&

110、gt;<p>　　以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p>　　………………………………………………………………………………(4)</p><p><b>　　②提餾段 ，即</b></p><p>　　式中、、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線(xiàn)。</p><

111、;p>　　以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p>　　………………………………………………………………………..………. (4)，</p><p>　　5、 液相負(fù)荷下限線(xiàn)</p><p><b>　　①精餾段 </b></p><p>　　取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式：，計(jì)算

112、出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線(xiàn)，該線(xiàn)為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線(xiàn)。</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　………………………………………………………………………………(5) </p><p><b>　　②提餾段 </b></p><p>　　取堰上液層高度作

113、為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式：，計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線(xiàn)，該線(xiàn)為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線(xiàn)。</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　………………………………………………………………………………(5)， </p><p>　　根據(jù)式（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可分別作出精餾段塔板負(fù)荷

114、性能圖上的①~⑤共五條線(xiàn)，見(jiàn)圖7</p><p>　　由精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： </p><p>　　①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。</p><p>　?、?按照固定的液氣比，由此查出圖7查出塔板的氣相負(fù)荷上限 ，氣相負(fù)荷下限，</p><p><b>　　得操作彈性=<

115、/b></p><p>　　同理可得提餾段塔板負(fù)荷性能圖（見(jiàn)圖8）：</p><p>　　由提餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： </p><p>　?、僭谌蝿?wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。</p><p>　?、?按照固定的液氣比，由此查出附圖8查出塔板的氣相負(fù)荷上限 氣相負(fù)荷下限</p>

116、<p><b>　　操作彈= </b></p><p>　　圖7 精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　圖8 提餾段塔板負(fù)荷性能</p><p>　　2.2.9 塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果表</p><p>　　表15 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表</p><p><b>　　3. 塔附

117、件設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　3.1 塔頂冷凝器</b></p><p><b>　　一．設(shè)計(jì)任務(wù)與條件</b></p><p>　　在該生產(chǎn)設(shè)計(jì)中，用循環(huán)冷卻水將塔頂蒸汽（，tD =38.9℃）冷卻為液體，冷卻水進(jìn)口溫度設(shè)計(jì)為20℃（根據(jù)新鄉(xiāng)當(dāng)?shù)厮疁兀?，出口溫度?8℃。設(shè)計(jì)一臺(tái)列管式換熱器，完

118、成該生產(chǎn)任務(wù)。</p><p><b>　　二．設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p><p><b>　　（一）確定設(shè)計(jì)方案</b></p><p>　?。?）選擇換熱器的類(lèi)型 兩流體溫度變化情況</p><p>　　熱流體進(jìn)口溫度38.9℃，出口溫度38.9℃。</p><p>　

119、　冷流體進(jìn)口溫度20℃，出口溫度28℃ 。</p><p><b>　?。?）管程安排 </b></p><p>　　根據(jù)流體流經(jīng)的選擇原則，蒸汽走殼程，循環(huán)冷卻水走管程。 </p><p><b>　?。ǘ┐_定物性數(shù)據(jù)</b></p><p><b&

120、gt;　　定性溫度：</b></p><p>　　殼程流體定性溫度為T(mén)=38.9℃</p><p>　　管程流體的定性溫度為t=（20+28）/2=24℃ </p><p>　　查參考書(shū)[4]得混合氣體在38.9 ℃下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)：</p><p>　　表16 物性數(shù)據(jù)表</p><p>　　查得循

121、環(huán)水在24℃ 下的</p><p>　　物性數(shù)據(jù)：=997.2kg/m3 =4.179kJ/(kg?℃) =0.60638W/(m?℃) =92.32810-3</p><p>　?。ㄈ┕浪銈鳠崦娣e，初選換熱器型號(hào)</p><p>　?。?）傳熱量（忽略熱損失）</p><p>　　混合蒸汽在38.9℃時(shí)的汽化潛熱為</p&g

122、t;<p>　　r=224.25kJ/kg</p><p>　　Q=223.33.7224.25=1652543.1kJ/h=459.04kW</p><p>　?。?）冷卻水用量（忽略熱損失）</p><p>　　= kg/s=49428kg/h</p><p>　?。?）計(jì)算平均傳熱溫差 暫按單殼程、雙管程考慮<

123、/p><p>　　由于=（39.8-20）℃=19.8℃</p><p>　　=（39.8-28）℃=11.8℃</p><p>　　/=19.8/11.8=1.678</p><p>　　故可用算數(shù)平均溫度差=（19.8+11.8）/2=15.8℃<50℃</p><p>　　由于殼程流體恒溫，故 15.8℃&

124、lt;50℃</p><p>　　根據(jù)換熱任務(wù)和流體性質(zhì)，初步選擇固定管板式換熱器。</p><p>　　(4)選K值，估算傳熱面積</p><p>　　參照《化工原理》[6]附錄，取K=520W/(m2?℃)</p><p><b>　　則S=Q/K=</b></p><p>　　(5)初選換熱

125、器型號(hào) 由于兩流體溫度差較小，可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)，初選換熱器型號(hào)為：G500II—1.6—56.6。主要參數(shù)如下：</p><p>　　外殼直徑 500 mm 公稱(chēng)壓力 1.6Mpa 公稱(chēng)面積 56.6 m 2</p><p>　　管子尺寸 Φ25mm2mm 管子數(shù) 164 管長(zhǎng)

126、4500 mm</p><p>　　管中心距 32mm 管程數(shù)Np 2 管子排列方式 正三角形</p><p>　　管程流通面積 0.0257m2</p><p>　　實(shí)際換熱面積S0=164m2=57.83 m2</p><p>　　采用此換熱面積的換熱器，要求過(guò)程的總傳熱系數(shù)為</p>

127、<p>　　K0=Q/ (So*)= W/(m2?℃)</p><p><b>　?。ㄋ模┖怂銐毫?lt;/b></p><p><b>　　（1）計(jì)算管程壓降</b></p><p>　?。ńY(jié)垢校正系數(shù)，管程數(shù)，殼程數(shù)）</p><p><b>　　對(duì)的管子有</b>

128、;</p><p>　　取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則，</p><p>　　=0.5357m/s</p><p><b>　　(湍流)</b></p><p>　　由—關(guān)系圖中查得=0.039</p><p>　　故, 管程壓降在允許范圍之內(nèi)。</p><p>　?。?/p>

129、2）計(jì)算殼程壓降 </p><p><b>　　按式計(jì)算</b></p><p><b>　　, </b></p><p><b>　　對(duì)于氣體或蒸汽 </b></p><p><b>　　流體流經(jīng)管束的阻力</b></p><p

130、>　　管子為正三角形排列 F=0.5 （取值14）</p><p>　　取折流擋板間距z=0.15m 由于 D=500mm</p><p>　　殼程流通面積=0.0225m 2</p><p>　　殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為：</p><p>　　飽和蒸汽變?yōu)轱柡鸵后w時(shí)的密度0.95610+0.05640=611.

131、5</p><p><b>　　m/s </b></p><p>　　0.5×0.3626×14×(29+1)×=523.84Pa</p><p>　　流體流過(guò)折流板缺口的阻力</p><p>　　, z=0.15m , D=0.5m </p><p>