甲苯-乙苯的精餾工藝課程設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　學(xué)生姓名：XXX</b></p><p>　　學(xué) 號(hào)：XXXXXXXXX</p><p>　　年 級(jí)：XX級(jí)X班</p><p>　　專(zhuān) 業(yè)：化學(xué)工程與工藝</p><p>

2、　　設(shè)計(jì)題目：甲苯-乙苯的精餾工藝</p><p>　　2009 年 12 月 20 日</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　第一部分 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) </p><p>　　一、設(shè)計(jì)題目…………………………………………………4</p><p>　　二、設(shè)計(jì)任務(wù)………

3、…………………………………………4</p><p>　　三、設(shè)計(jì)條件…………………………………………………4</p><p>　　四、設(shè)計(jì)內(nèi)容…………………………………………………4</p><p>　　第二部分 精餾塔的設(shè)計(jì)</p><p>　　一、精餾塔的物料衡算………………………………………6</p><p>

4、;　　（一）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率…………………6 </p><p>　?。ǘ?、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量………………6</p><p>　?。ㄈ?、物料衡算 ………………………………………………6</p><p>　　二、塔板數(shù)的確定……………………………………………6</p><p>　?。ㄒ唬?、

5、理論板層數(shù)的求取……………………………………7</p><p>　　（二）、實(shí)際塔板數(shù)的求取……………………………………10</p><p>　　三、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 ………………10</p><p>　?。ㄒ唬?、操作壓力計(jì)算 ……………………………………… 10</p><p>　?。ǘ⒉僮鳒囟扔?jì)算 ………………

6、……………………… 10</p><p>　?。ㄈ⑵骄栙|(zhì)量計(jì)算…………………………………… 11</p><p>　?。ㄋ模?、平均密度計(jì)算…………………………………………12</p><p>　　（五）、液體平均表面張力計(jì)算…………………………………14</p><p>　?。⒁后w平均粘度計(jì)算 …………………………………16&l

7、t;/p><p>　　四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算………………………………18</p><p>　　（一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算………………………………18</p><p>　　、提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算……………………………18</p><p>　　五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算………………………………19</p><p>

8、;　?。ㄒ唬⑺降挠?jì)算…………………………………………… 19</p><p>　　(二）、精餾塔有效高度的計(jì)算…………………………………20</p><p>　　六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算…………………………………20</p><p>　?。ㄒ唬?、溢流裝置計(jì)算…………………………………………20</p><p>　?。ǘ?、塔板布置………

9、………………………………………23</p><p>　　七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算………………………………………25</p><p>　　(一) 、塔板壓降 ……………………………………………25</p><p>　　(二) 、液面落差…………………………………………… 27</p><p>　　(三) 、液沫夾帶…………………………………………

10、… 27</p><p>　　(四) 、漏液………………………………………………… 28</p><p>　　(五) 、液泛………………………………………………… 28</p><p>　　八、塔板負(fù)荷性能圖………………………………………… 29</p><p>　?。ㄒ唬?、精餾段塔板負(fù)荷性能圖…………………………………29</p>

11、;<p>　?。ǘ?、提餾段塔板負(fù)荷性能圖…………………………………32</p><p>　　九、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表………………………37</p><p>　　第三部分 冷凝器的設(shè)計(jì)</p><p>　　一、確定設(shè)計(jì)方案 ……………………………………………39</p><p>　　二、確定物性數(shù)據(jù)……………………

12、……………………… 39</p><p>　　三、計(jì)算熱負(fù)荷……………………………………………… 40</p><p>　　1、殼程液流量…………………………………………………40</p><p>　　2、殼程流體的汽化潛熱……………………………………… 40</p><p>　　3、熱負(fù)荷………………………………………………………41<

13、;/p><p>　　四、逆流平均溫差…………………………………………… 41</p><p>　　五、冷卻水用量 ………………………………………………41</p><p>　　六、估算傳熱面積 ……………………………………………42</p><p>　　七、換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸……………………………………42</p><p&g

14、t;　　八、換熱器核算 ………………………………………………43</p><p>　　九、換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果…………………………47</p><p>　　第四部分 再沸器的設(shè)計(jì)</p><p>　　一、有關(guān)物性的確定………………………………………… 48</p><p>　　二、估算傳熱面積、初選換熱器型號(hào)…………………………5

15、1</p><p>　　三、傳熱能力核算 ……………………………………………52</p><p>　　四、循環(huán)流量的校核 …………………………………………58</p><p>　　1、計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力…………………………………………58</p><p>　　2、循環(huán)阻力 ………………………………………………59</p><p

16、>　　3、循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值 ………………………60</p><p>　　五、再熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果…………………………61 </p><p><b>　　第五部分 其它</b></p><p>　　設(shè)計(jì)附圖………………………………………………………62</p><p>　　設(shè)計(jì)評(píng)估………………

17、………………………………………67</p><p>　　參考資料………………………………………………………68</p><p><b>　　第一部分</b></p><p><b>　　課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)</b></p><p>　　一、課程設(shè)計(jì)題目：篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) </p><

18、;p>　　二、設(shè)計(jì)任務(wù)：完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)；精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)；有關(guān)附 </p><p>　　屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選用；繪制工藝流程圖；塔板結(jié)構(gòu)</p><p>　　簡(jiǎn)圖和塔板負(fù)荷性能圖；編制設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。 </p><p><b>　　三、設(shè)計(jì)條件：</b></p><p>　　1、處理量： 60000 （噸/年

19、）。</p><p>　　2、原料液組成：甲苯的質(zhì)量分率為30%，。乙苯的質(zhì)量分率為70%</p><p>　　3、進(jìn)料狀態(tài)： 泡點(diǎn)進(jìn)料 </p><p>　　4、料液初溫 ： 35℃ </p><p>　　5、冷卻水的溫度： 30℃ </p><p>　　6、加熱蒸汽壓力0.5 MPa</p><

20、p>　　7、精餾塔塔頂壓強(qiáng): 4 KPa(表壓)</p><p>　　8、單板壓降不大于 0.7 kPa</p><p>　　9、塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?%</p><p>　　10、殘液中乙苯含量不得低于96%</p><p>　　11、生產(chǎn)時(shí)間：330天/年，每天24小時(shí)</p><p>　　12、塔板類(lèi)

21、型：篩板塔</p><p>　　13、廠(chǎng) 址：內(nèi)蒙古呼和浩特地區(qū)（大氣壓為760mmHg）</p><p><b>　　四、設(shè)計(jì)內(nèi)容</b></p><p><b>　?。ㄒ唬?、工藝設(shè)計(jì)</b></p><p>　　1、選擇工藝流程和工藝條件（要求畫(huà)出工藝流程）</p><

22、p><b>　　①加料方式；</b></p><p><b>　?、诩恿蠣顟B(tài)；</b></p><p>　?、鬯斦羝淠绞?；</p><p><b>　?、芩訜岱绞剑?lt;/b></p><p>　?、菟斔椎某隽蠣顟B(tài)；</p><p>　　

23、⑥塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。</p><p><b>　　2、精餾工藝計(jì)算</b></p><p>　　①物料衡算確定各物料流量和組成；</p><p>　?、诮?jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比；</p><p>　?、劬s塔實(shí)際塔板數(shù)。</p><p>　?。ǘ?、精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)</p&g

24、t;<p>　　1、選擇塔型和板型。采用板式塔，板型為篩板塔，</p><p>　　2、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　3、塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計(jì)計(jì)算；</p><p>　　4、繪制塔板負(fù)荷性能圖。畫(huà)出精餾段和提餾段某塊的負(fù)荷性 </p><p><b>　　能圖</b></p&g

25、t;<p>　　5、有關(guān)具體機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件的選定。</p><p>　　接管規(guī)格、筒體與封頭、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 </p><p>　　的頂部空間、塔的底部空間。</p><p>　　接管規(guī)格：（1）進(jìn)料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔頂蒸汽出料管（5）塔釜進(jìn)氣管（6）法蘭</p><p>　　6、

26、總塔高的計(jì)算：包括上、下封頭、裙座高度、塔主體的 </p><p>　　高度、塔的頂部空間、塔的底部空間</p><p>　　（三）、附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型</p><p>　　1、換熱器選型。對(duì)原料預(yù)熱器、塔底再沸器、塔頂產(chǎn)品冷 </p><p><b>　　卻器等進(jìn)行選型。</b></p>&

27、lt;p>　　2、塔頂冷凝器設(shè)計(jì)選型。根據(jù)換熱量，回流管內(nèi)流速，冷 </p><p>　　凝器高度，對(duì)塔頂進(jìn)行選型設(shè)計(jì)。</p><p>　?。ㄋ模⒃O(shè)計(jì)結(jié)果匯總</p><p>　?。ㄎ澹⒐に嚵鞒虉D及精餾塔工藝條件圖</p><p>　?。?duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或?qū)τ嘘P(guān)問(wèn)題的分析與討論</p><p>

28、<b>　　第二部分</b></p><p><b>　　精餾塔的設(shè)計(jì)</b></p><p>　　一、精餾塔的物料衡算 (一)、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.13 kg/kmol</p><p>　　乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.16 kg/kmo

29、l</p><p>　?。ǘ?、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=0.331×92.13＋(1－0.331)×106.16=101.522 ㎏/kmol</p><p>　　MD=0.983×92.13＋(1－0.983)×106.16=92.371 kg/kmol</p><

30、p>　　MW=0.046×92.13＋(1－0.046)×106.16=105.513 kg/kmol</p><p><b>　?。ㄈ?、物料衡算</b></p><p>　　對(duì)于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W。</p><p><b>　　進(jìn)料流

31、量F=</b></p><p>　　聯(lián)立解得D=22.698 kmol/h , W=51.924 kmol/h</p><p>　　二、塔板數(shù)的確定 （一）、理論板層數(shù)NT的求取 </p><p>　　1、甲苯、乙苯的溫度-組成 </p><p>　　甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。</p>

32、<p>　　根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊(cè)已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。</p><p><b>　　表1</b></p><p>　　再根據(jù)泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程得到各組t-x(y)</p><p>　　數(shù)據(jù)（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲 </p>

33、<p><b>　　線(xiàn)（如圖2）。 </b></p><p><b>　　表2</b></p><p><b>　　圖 1</b></p><p>　　2、確定操作的回流比R</p><p>　　由于是飽和液體進(jìn)料， 有q=1、xq=xf=0.331在x～y圖上查得y

34、q=0.500。故有： </p><p>　　而一般情況下R=(1.1～2)Rm ,考慮到精餾段操作線(xiàn)離平衡線(xiàn)較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的2倍。</p><p>　　即：R=2Rm=5.716</p><p>　　3、求操作線(xiàn)方程 L=R×D=5.716×22.698=129.742 kmol/h</p

35、><p>　　精餾段操作線(xiàn)方程為：</p><p>　　提餾段操作線(xiàn)方程為 </p><p>　　兩操作線(xiàn)交點(diǎn)橫坐標(biāo)為 </p><p><b>　　4、求理論板層數(shù)</b></p><p>　　對(duì)于某些進(jìn)料熱狀態(tài)，當(dāng)泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí),，則有,所以α=2.021, 由于</p><p&

36、gt;　?。ǘ?、實(shí)際塔板數(shù)Np的求取</p><p>　　全塔效率 : ET=0.49(αμL)-0.245 μL=0.212 mN.s/m2</p><p><b>　　ET=0.60</b></p><p>　　精餾段：Np1=NT1/0.6＝16.667≈17，取Np1=17塊； </p><p>　　提留段

37、：NP2=NT2/0.6=8.333≈9；取Np2=9塊；</p><p>　　總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=26塊。</p><p>　　三、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　?。ㄒ唬?、操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 ：PD＝97.3＋4= 101.3 kPa</p><p>　　每層塔板壓降 ：取△P＝

38、0.7 kPa 進(jìn)料板壓力 ：PF＝101＋0.7×17＝112.9 kPa</p><p>　　塔底操作壓力 ：PW＝112.9＋0.7×9＝119.2 kPa 精餾段平均壓力：Pm1＝（101＋112.9）/2＝106.95 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力：Pm2＝（112.9＋119.2）/2＝116.05 kPa<

39、;/p><p>　?。ǘ⒉僮鳒囟扔?jì)算 </p><p>　　查溫度-組成圖可得相應(yīng)溫度如下： 塔頂溫度 ：TD＝110.783 ℃ 進(jìn)料板溫度 ：TF＝125.817 ℃ </p><p>　　塔底溫度 ：TW＝136.983 ℃ 精餾段平均溫度 ：Tm1＝（110.783＋125.817）/2 =118.301

40、℃</p><p>　　提餾段平均溫度 ：Tm2＝（125.817＋136.983）/2 = 131.40 ℃</p><p>　?。ㄈ?、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 1、塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由y1=xD=0.983,查平衡曲線(xiàn)得x1=0.966</p><p>　　2、進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由 xF＝0.

41、331，查平衡曲線(xiàn)得yF＝0.500</p><p>　　3、塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由 xW＝0.046，查平衡曲線(xiàn)得yW＝0.088</p><p>　　4、精餾段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　5、提餾段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　?。ㄋ模?、平均密度計(jì)算 1、氣相平均密度計(jì)算

42、 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 </p><p>　　2、液相平均密度計(jì)算</p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度（如表3），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的密度可用下式求得： 甲苯ρA=-1.025T＋892.00 , 乙苯 ρB=-0.952T＋889.84 </p><p>　　而液相平均密度用計(jì)算（ 式中表

43、示質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。 </p><p><b>　　表3</b></p><p>　?、?、塔頂液相平均密度的計(jì)算 由TD＝110.783℃ 得：</p><p>　　ρDA=-1.025×110.783＋892.00=778.503 kg/m3</p><p>　　ρDB=-0

44、.952×110.783＋889.84=784.364 kg/m3 </p><p>　?、?、進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由TF＝125.817℃ 得：</p><p>　　ρFA=-1.025×125.817＋892.00=763.101 kg/m3</p><p>　　ρFB=-0.952×125.817＋88

45、9.84=770.050 kg/m3 </p><p>　?、?、塔底液相平均密度的計(jì)算 由TW＝136.983 ℃ 得：</p><p>　　ρWA=-1.025×136.983＋892.00=751.661 kg/m3</p><p>　　ρWB=-0.952×136.983＋889.84=759.418 kg/m3

46、 ④、精餾段液相平均密度</p><p>　　ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（778.619＋767.952）/2=773.286 kg/m3</p><p>　?、?、提餾段液相平均密度 </p><p>　　ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（767.952＋759.105）/2=763.529 kg/m3</p><p>

47、;　?。ㄎ澹⒁后w平均表面張力計(jì)算 </p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（如表4），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得：甲苯σA=-0.105T＋30.095, 乙苯σB=-0.102T＋31.046 而液相平均表面張力用計(jì)算 </p><p><b>　　表4<

48、/b></p><p>　　1、塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 TD＝110.783℃ 得： σDA=-0.105×110.783＋30.095=18.429 mN/m </p><p>　　σDB=-0.102×110.783＋31.046=19.790 mN/m</p><p>　　σDm=0.966×

49、;18.429＋(1-0.966)×19.790=18.475mN/m 2、進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由TF＝125.817℃ 得：</p><p>　　σFA=-0.105×125.817＋30.095=16.846 mN/m</p><p>　　σFB=-0.102×125.817＋31.046=18.263 mN/m</p>

50、;<p>　　σFm=0.331×16.846＋（1－0.331）×18.263=17.794 mN/m</p><p>　　3、塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 TW＝136.983℃ 得： σWA=-0.105×136.983＋30.095=15.670 mN/m </p><p>　　σWB=-0.102×

51、136.983＋31.046=17.128 mN/m</p><p>　　σWm=0.046×15.670＋(1-0.046)×17.128=17.061 mN/m 4、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.475＋17.794)/2=18.135mN/m </p><p>　　5、提餾段液相平均表面張力 σL

52、m2=(σFm＋σWm)/2=（17.794＋17.061)/2=17.405 mN/m</p><p>　?。⒁后w平均粘度計(jì)算 </p><p>　　已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（如表5）,故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的粘度可用下式算得： 甲苯 :μ=1.2×10-5T2－0.005T＋0.601</p>

53、<p>　　乙苯 ：μ=1.4×10-5T2－0.005T＋0.690 </p><p>　　液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計(jì)算 </p><p><b>　　表5</b></p><p>　　1、塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由TD＝110.783℃ 得 ： μDA=1.2×

54、10-5×110.7832－0.005×110.783＋0.601=0.238 mPa·s </p><p>　　μDB=1.4×10-5×110.7832－0.005×110.783＋0.690=0.274 mPa·s</p><p>　　lgμDm=0.966×lg(0.238)＋(1-0.966)

55、15;lg(0.274) 解出μDm=0.239 mPa·s 2、進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由TF＝125.817℃ 得 ： μFA=1.2×10-5×125.8172－0.005×125.817＋0.601=0.212 mPa·s</p><p>　　μFB=1.4×10-5×125.8172－0.005×125

56、.817＋0.690=0.244 mPa·s</p><p>　　lgμFm=0.331×lg(0.212)＋(1-0.331)×lg(0.244) 解出μFm= 0.233 mPa·s</p><p>　　3、塔底液相平均粘度的計(jì)算 由TW＝136.983℃ 得 ： μWA=1.2×10-5×136.9832－

57、0.005×136.983＋0.601=0.196 mPa·s</p><p>　　μWB=1.4×10-5×136.9832－0.005×136.983＋0.690=0.226 mPa·s</p><p>　　lgμWm=0.046×lg(0.196)＋(1-0.046)×lg(0.226)=0.224 mP

58、a·s 解出μWm=0.224 mPa·s</p><p>　　4、精餾段液相平均粘度 μLm1=(0.239+0.233)/2=0.236 mPa·s</p><p>　　5、提餾段液相平均粘度 </p><p>　　μLm2=(0.233＋0.224)/2=0.229 mPa·s</p>&

59、lt;p>　　四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算</p><p>　?。ㄒ唬⒕s段氣、液相負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　汽相摩爾流率：V=(R+1)×D=(5.716+1)×22.698=152.440kmol/h</p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p><b>

60、;　　汽相體積流量：</b></p><p>　　液相回流摩爾流率：L=R×D=5.716×22.698=129.742 kmol/h</p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　（二）、

61、提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算</p><p><b>　　汽相摩爾流率：</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　液相回流摩爾流率：</b></p>&

62、lt;p><b>　　液相體積流量：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 （一）、塔徑的計(jì)算</p><p>　　1、 精餾段塔徑的計(jì)算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.06m。

63、</p><p><b>　　液氣動(dòng)能參數(shù) ：</b></p><p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得</p><p><b>　　負(fù)荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ1=0.7μF1=0.964 m/s&l

64、t;/p><p>　　估算塔徑 ：，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后取塔徑D＝1.4 m。</p><p>　　塔截面積為 AT1=0.785D2=0.785×1.42=1.539 m2</p><p>　　2、 提餾段塔徑的計(jì)算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.06m。</p><p>

65、<b>　　液氣動(dòng)能參數(shù) ：</b></p><p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得</p><p><b>　　負(fù)荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ2=0.7μF2=0.864 m/s</p><p>　　

66、估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致.</p><p>　　塔截面積為 AT2=0.785D2=0.785×1.42=1.539 m2</p><p>　　（二）、精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(17-1) ×0.5=8 m 提餾段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(9-1) 

67、5;0.5=4 m 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔H´T，其高度為0.5 m 故精餾塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋0.5=8＋4＋0.5=12.5 m</p><p>　　六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 (一)、溢流裝置計(jì)算 </p><p>　　1、精餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D＝1.4 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下： ①、

68、堰長(zhǎng)： 取</p><p>　　②、溢流堰高度hw1 </p><p>　　由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=1.031，對(duì)于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算得：</p><p>　　hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計(jì)滿(mǎn)足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p><p>　?、?、弓形降液管寬度Wd1和

69、截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得：</p><p>　　液體在降液管中停留時(shí)間：</p><p>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。 ④、降液管底隙高度ho1 因ho=hw-(0.006～0.012) 而不宜小于0.02～0.025 m，以免引起堵塞。則取ho=27.7mm</p><p>　　hW1-ho1=39.7

70、-27.7=12 mm>6 mm故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤(pán)，深度取=50mm。 </p><p>　　2、提餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D＝1.4 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下： ①、堰長(zhǎng)： 取</p><p>　?、?、溢流堰高度hw2 </p><p>　　由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖

71、可查得液流收縮系數(shù)E2=1.081，對(duì)于平直堰，堰上液層高度hOW2由Francis經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算：</p><p>　　hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計(jì)滿(mǎn)足要求 ，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p><p>　　③、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.154 m，Af2=Af1=0.139 m2 液體在降液

72、管中停留時(shí)間：故降液管設(shè)計(jì)合理。 ④、降液管底隙高度ho2 因ho=hw-(0.006～0.012) 而不宜小于0.02～0.025 m，以免引起堵塞。則取ho=22mm</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤(pán)，深度取=50mm。 </p><p><b>　

73、?。ǘ⑺宀贾?</b></p><p><b>　　1、精餾段塔板布置</b></p><p>　　①、塔板的分塊 因D1≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為4塊。</p><p>　　表7 塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系</p><p>　?、?、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無(wú)效邊緣區(qū)確定 取破

74、沫區(qū)寬度：==0.065 m ；取無(wú)效邊緣區(qū)：Wc1=0.035 m。 ③、開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　開(kāi)孔區(qū)面積Aa按計(jì)算 其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.7-(0.154+0.065)=0.481 m r1 = D/2-Wc1 =0.7-0.035=0.665

75、m</p><p>　　則 ④、篩孔計(jì)算及其排列 本設(shè)計(jì)所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用δ＝3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 d01＝5 mm，篩孔按正三角形排列，取孔中心距t1為 :</p><p>　　t1＝3d01＝3 × 5＝15mm 篩孔數(shù)目：個(gè) 開(kāi)孔率為：（開(kāi)孔率一般在5～15%之間,滿(mǎn)足要求）</p><p>&

76、lt;b>　　每層塔板開(kāi)孔面積：</b></p><p>　　氣體通過(guò)篩孔的氣速： </p><p>　　2、提餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為4塊。</p><p>　?、凇⑵颇瓍^(qū)(安定區(qū))寬度、無(wú)效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：===0.065 m </p>

77、<p>　　取無(wú)效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.035 m ③、開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 </p><p>　　開(kāi)孔區(qū)面積Aa2=Aa1=1.077 m2 ④、篩孔計(jì)算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 × 5＝15mm。 篩孔數(shù)目：n2=n1=5529個(gè)

78、 開(kāi)孔率為： （滿(mǎn)足要求）</p><p><b>　　每層塔板開(kāi)孔面積：</b></p><p>　　氣體通過(guò)篩孔的氣速：</p><p>　　七 、 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 (一) 、塔板壓降 </p><p>　　1、精餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc1計(jì)算 干板阻力

79、hc1由 計(jì)算 d01/δ＝5/3＝1.667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝0.770 故 ②、氣體通過(guò)板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過(guò)有效流通截面積的氣速，對(duì)單流型塔板有：</p><p><b>　　動(dòng)能因子：</b></p><p>　　查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。</p>

80、<p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 </p><p>　　液柱 ④、氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 ： </p><p>　?。M(mǎn)足工藝要求）。 </p><p>　　2、提餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc2計(jì)算

81、 干板阻力hc2由 計(jì)算 d02／δ＝5／3＝1.667，查得孔流系數(shù)C02＝0.770 故 ②、氣體通過(guò)板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過(guò)有效流通截面積的氣速，對(duì)單流型塔板有：</p><p><b>　　動(dòng)能因子：</b></p><p>　　查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。</p>&

82、lt;p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 </p><p>　　液柱 ④、氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 ：</p><p>　　（滿(mǎn)足工藝要求）。 (二)、 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的

83、影響。 (三)、 液沫夾帶 </p><p>　　液沫夾帶量可用式計(jì)算： </p><p><b>　　精餾段液沫夾帶量</b></p><p>　　提餾段液沫夾帶量: </p><p>　　（驗(yàn)算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計(jì)范圍內(nèi)允許） (四) 、漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速(下限氣速

84、)uOM可由下式計(jì)算，即 </p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　實(shí)際孔速u(mài)o1＝11.817 m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=11.817/5.670=2.084>1.5</p><p><b>　　提餾段：</b></p><

85、;p>　　實(shí)際孔速u(mài)o2＝11.257 m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=11.257/5.327=2.113>1.5</p><p>　　（故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液）。 (五) 、液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0.5，則 φ(HT+hW)=0.5×

86、;(0.50+0.0397)=0.270 m 而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，本設(shè)計(jì)采用平直堰Δ=0，hd可由計(jì)算，即 精餾段： 故Hd1=0.083+0.06+0.005=0.148 m液柱 。</p><p>　　提餾段： 故Hd2=0.088+0.06+0.021=0.169 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在

87、本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 </p><p><b>　　八、塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　（一）、精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負(fù)荷上限線(xiàn)</b></p><p><b>　　-①</b></p><p>&l

88、t;b>　　2、液相負(fù)荷下限線(xiàn)</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　3、霧沫夾帶線(xiàn)</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs1-LS1關(guān)系如下：</p>

89、<p><b>　　式中</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)得</b></p><p><b>　　簡(jiǎn)化得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線(xiàn)

90、 ③</p><p><b>　　4、液泛線(xiàn)</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線(xiàn) ④</p><p>　　5、漏液線(xiàn)（氣相負(fù)荷下限線(xiàn)）</p

91、><p><b>　　漏液點(diǎn)氣速</b></p><p><b>　　，整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線(xiàn) ⑤</p><p&

92、gt;<b>　　6、操作彈性</b></p><p><b>　　操作氣液比 </b></p><p>　　操作彈性定義為操作線(xiàn)與界限曲線(xiàn)交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：</p><p><b>　　操作彈性=</b></p><p>　　將所得上述五個(gè)方程繪

93、制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖6）</p><p>　?。ǘ?、提餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負(fù)荷上限線(xiàn)</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　2、液相負(fù)荷下限線(xiàn)</b></p><p>

94、　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　　②</b></p><p><b>　　3、霧沫夾帶線(xiàn)</b></p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)得</b></p><p>&l

95、t;b>　　簡(jiǎn)化得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線(xiàn) ③</p><p><b>　　4、液泛線(xiàn)</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式

96、算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線(xiàn) ④</p><p>　　5、漏液線(xiàn)（氣相負(fù)荷下限線(xiàn)）</p><p><b>　　漏液點(diǎn)氣速</b></p><p><b>　　，整理得：</b></p>&l

97、t;p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線(xiàn) ⑤</p><p>　　將所得上述五個(gè)方程繪制成提餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖7）</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p>&

98、lt;b>　　操作氣液比 </b></p><p>　　操作彈性定義為操作線(xiàn)與界限曲線(xiàn)交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=</p><p><b>　　圖 6</b></p><p><b>　　圖 7</b></p><p>　　九、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總

99、一覽表</p><p><b>　　表 9</b></p><p><b>　　第三部分</b></p><p><b>　　冷凝器的設(shè)計(jì)</b></p><p>　　一、確定設(shè)計(jì)方案 1、選擇換熱器的類(lèi)型 兩流體溫度變化情況：熱流體進(jìn)口溫度110.783℃，以

100、飽和溫度流出換熱管；冷流體進(jìn)口溫度30℃，出口溫度70℃。估計(jì)該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式式換熱器。 2、流動(dòng)空間及流速的確定 為便于水垢清洗，應(yīng)使循環(huán)水走管程，油品走殼程。選用ф25×2.5的碳鋼管，管內(nèi)流速取u=0.5m/ｓ。 </p><p>　　二、確定物性數(shù)據(jù) 1、定性溫度：可取流體進(jìn)、出口溫度的平均值。 殼程流體的定性溫度

101、為 ： 管程水的定性溫度為 ： 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。 2、殼程流體在110.783℃下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： 密 度　 ： ρ1= 778.561 kg/m3 定壓比熱容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg·℃) 導(dǎo)熱系數(shù)　 ： λ1= 0.113119 W/(m·℃) 粘 度　 ： μ1=μDm=0.0002393 P

102、a·s 3、循環(huán)冷卻水在50℃下的物性數(shù)據(jù)： 密 度　 ：ρ=988.1 kg/m3 定壓比熱容 ：cp=4.174 kJ/(kg·℃) 導(dǎo)熱系數(shù)　 ：λ=0.648 W/(m·℃) 粘 度　 ：μ=0.000549 Pa·s三、熱計(jì)算負(fù)荷 1、殼程液流量</p><p>　　由精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算可知：</p>&l

103、t;p>　　汽相摩爾流率：V=82.0307 kmol/h </p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：MVDM=92.25 kg/kmol</p><p>　　殼程液流量 ：ms1=V×MVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s</p><p>　　2、殼程流體的汽化潛熱</p><p>　　根據(jù)已查得的

104、汽相甲苯、乙苯在某些溫度下的汽化潛熱（如表），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的汽化潛熱可用下式算得：甲苯 ：r=-0.001T2－0.4373T＋420.92</p><p>　　乙苯 ：r=0.0008T2－0.3999T＋407.22 </p><p><b>　　表 10 </b></p><p>　　由T=110.783

105、 ℃可計(jì)算出相應(yīng)的汽化潛熱： </p><p><b>　　3、熱負(fù)荷</b></p><p>　　熱負(fù)荷：Q=ms1×rm=2.1021×360.1399=757.0501 KW（忽略熱損失）</p><p><b>　　逆流平均溫差</b></p><p><b>

106、;　　五、冷卻水用量</b></p><p><b>　　六、估算傳熱面積</b></p><p>　　由于管程走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數(shù)K=467～814 W/（m2·℃），現(xiàn)取K=600 W/（m2·℃）</p><p><b>　　傳熱面積：</b></p><

107、p>　　考慮 15％的面積裕度，S=1.15×S′=1.15×21.5346=24.7942 m2。</p><p>　　換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸</p><p>　　1、換熱管及管內(nèi)流速的選擇</p><p>　　根據(jù)我國(guó)目前的系列標(biāo)準(zhǔn)，本設(shè)計(jì)固定管板式式換熱器選用管徑為ф25mm×2.5mm的碳鋼管，管內(nèi)流速取u=0.5 m/s。

108、</p><p>　　2、管程數(shù)和傳熱管數(shù) 依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) 根 按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長(zhǎng)度為 （do為管外徑）。顯然傳熱管過(guò)長(zhǎng)，宜采用多管程結(jié)構(gòu)，現(xiàn)取傳熱管長(zhǎng)L=6 m，則該換熱器管程數(shù)為，傳熱管總根數(shù) N=30×2=60(根)</p><p>　　3、傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法，即每程內(nèi)均按正三角形排列，隔板兩側(cè)采

109、用正方形排列。取管心距t=1.25 do，則t=1.25×25=31.25≈32(mm) 橫過(guò)管束中心線(xiàn)的管數(shù)4、殼體內(nèi)徑 采用單管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率η＝0.7，則殼體內(nèi)徑為 圓整可取D＝400 mm5、折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25％，則切去的圓缺高度為h＝0.25×400＝100 mm；取折流板間距B＝0.3D，則B＝0.3×400＝120

110、 mm，可取板間距B=150 mm；折流板數(shù)，折流板圓缺面水平裝配。6、接管 殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)流體流速為 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 45 mm。 管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：</p><p>　　取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 800 mm八、換熱器核算</p><p>　　1、熱量核算 ①殼程對(duì)流傳熱系數(shù)

111、 對(duì)圓缺形折流板，可采用凱恩公式</p><p>　　因是正三角形排列所以當(dāng)量直徑： 殼程流通截面積：</p><p>　　殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別：</p><p>　　普蘭特準(zhǔn)數(shù)： 粘度校正： </p><p><b>　?、诠艹虒?duì)流傳熱系數(shù)</b></p><p>

112、;　　管程流通截面積 管程流體流速及其雷諾數(shù)分別</p><p><b>　　普蘭特準(zhǔn)數(shù)</b></p><p><b>　?、蹅鳠嵯禂?shù)K</b></p><p>　　污垢熱阻Rs=0.000344 m2·℃/W , Rs1=0.000172 m2·℃/W；管壁的導(dǎo)熱系數(shù)λ=48 W/(m

113、3;℃)；。</p><p><b>　?、軅鳠崦娣eS</b></p><p>　　該換熱器的實(shí)際傳熱面積Sp</p><p>　　,因S´p<S所以此串聯(lián)一個(gè)殼程，因此Sp=46.62 m2 該換熱器的面積裕度為：故傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。 2、換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力 ①管程流動(dòng)阻力</

114、p><p>　　管程總壓力降，其中污垢校正系數(shù)取Ft=1.4；管程數(shù)Np=2；串聯(lián)殼程數(shù)Ns=2。 由Re＝13278.571，傳熱管相對(duì)粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄圖得λ＝0.032 W/m·℃。</p><p><b>　　直管阻力</b></p><p><b>　　局部阻力</b><

115、/p><p>　　管程流動(dòng)阻力在允許范圍之內(nèi)。 ②殼程阻力 流體流經(jīng)管束的阻力用計(jì)算：</p><p>　　F=0.5，nc=10，NB=40，u1=0.2057</p><p><b>　　摩擦系數(shù)</b></p><p>　　流體流過(guò)折流板缺口的阻力</p><p>　　B=

116、0.15，D=0.4，F(xiàn)s=1.15</p><p>　　，殼程流動(dòng)阻力也能接受。</p><p>　　換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果 </p><p><b>　　表 11</b></p><p><b>　　第四部分</b></p><p><b>　　再沸器的設(shè)

117、計(jì)</b></p><p><b>　　有關(guān)物性的確定</b></p><p>　　若把再沸器當(dāng)作一層理論板，且認(rèn)為壓降與壓力損失近視相等則其操作壓力P=127 kPa（與塔釜相等），在此溫度下乙苯的液態(tài)與氣態(tài)的物性基本數(shù)據(jù)如下:</p><p>　　計(jì)算此溫度下的乙苯的物性：</p><p>　　液態(tài)密度ρ

118、L=ρWm= 759.34 Kg/m3</p><p>　　蒸汽密度ρV=ρVm2=3.7023 Kg/m3</p><p>　　液態(tài)粘度μL=μWm= 0.2259 mPa·s</p><p>　　蒸汽粘度μV=0.0237×136.2＋5.8236=9.0515 mPa·s</p><p>　　液態(tài)比熱容Cp

119、L=0.0037×136.2+1.6353=2.13924 KJ/(kg·℃)</p><p>　　液態(tài)導(dǎo)熱系數(shù)λL=-0.2559×136.2+136.88=0.1020 W/(m·℃)</p><p>　　表面張力σ=-0.1016×136.2＋31.046=17.2081 mN/m</p><p>　　液體蒸氣

120、壓曲線(xiàn)的斜率</p><p>　　比氣化焓ΔhV≈r=-0.5545×136.2＋414.13=338.6071KJ/kg</p><p>　　液體的臨界壓力Pc=4107.715 Kpa</p><p>　　因?yàn)?18.28Kpa下加熱用的水蒸汽的飽和溫度為ts=160℃，此溫度下水蒸汽的物性數(shù)據(jù)如下：</p><p>　　液態(tài)粘

121、度為μL水=0.173 mPa·s</p><p>　　汽化潛熱為r=2087.1 KJ·kg</p><p>　　液態(tài)密度ρL水=907.4 kg/m3</p><p>　　蒸汽密度ρV水=3.252 kg/m3</p><p>　　液態(tài)導(dǎo)熱率λL水=0.683 W/(m·℃)</p><p

122、>　　有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算來(lái)歷如下</p><p>　　二、估算傳熱面積、初選換熱器型號(hào)</p><p><b>　　1、熱負(fù)荷Q</b></p><p>　　顯熱加熱段熱負(fù)荷Q1</p><p><b>　　蒸發(fā)量</b></p><p>　　設(shè)出口氣化率x=0.1（有機(jī)

123、液體一般在0.1～0.25左右）；由于壓力變化引起液體沸點(diǎn)溫度的變化，設(shè)為Δt=2℃</p><p><b>　　蒸發(fā)段熱負(fù)荷Q2</b></p><p>　　熱負(fù)荷Q=Q1+Q2=898.7203 KW</p><p><b>　　傳熱溫差</b></p><p>　　3、假設(shè)K值，估算傳熱面積&

124、lt;/p><p><b>　　假設(shè)K值：</b></p><p>　　因有機(jī)物走管程且μL= 0.2259 mPa·s<0.5 mPa·s，水蒸汽走 殼程，其傳熱系數(shù)由經(jīng)驗(yàn)值可知其傳熱系數(shù)K在582～1193 W/(m2/K),現(xiàn)假設(shè)K=1000 W/(m2/K)。</p><p><b>

125、　　估算傳熱面積</b></p><p><b>　　4、初選再沸器</b></p><p>　　管規(guī)格 …………φ25×2</p><p>　　管長(zhǎng) ………… L=3 m</p><p><b>　　計(jì)算管數(shù) ……… </b></p><p>　　

126、中心距 ………… t=32 mm</p><p>　　采用正方角形排列，中心線(xiàn)管束：</p><p><b>　　計(jì)算殼徑………</b></p><p>　　圓整……………取D=600 mm (長(zhǎng)徑比L/D=5在4～6之間,合理) </p><p>　　管程流體進(jìn)、出口接管：取接管內(nèi)流體流速 u＝1 m/s，則接管內(nèi)

127、徑為：，取標(biāo)準(zhǔn)管徑 70 mm。</p><p><b>　　三、傳熱能力核算</b></p><p>　　1、確定顯熱段傳熱系數(shù)KL</p><p>　　計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱系數(shù)αi</p><p><b>　　釜液循環(huán)質(zhì)量流量：</b></p><p><b>　

128、　管內(nèi)流通截面積：</b></p><p><b>　　管內(nèi)總質(zhì)量流速：</b></p><p><b>　　管內(nèi)流體流速：</b></p><p>　　(在0.5～1.5 m/s內(nèi)說(shuō)明假設(shè)氣化率合理)</p><p><b>　　殼程對(duì)流傳熱系數(shù)α</b><