精餾塔的物料衡算

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目：分離苯甲苯混合液的篩板板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件：（1）設(shè)計(jì)規(guī)模：苯甲苯混合液4萬t/a。（2）生產(chǎn)制度：年開工300天，每天三班8小時(shí)連續(xù)生產(chǎn)。（3）原料組成：苯含量35%（質(zhì)量百分率，下同）.（4）進(jìn)料熱狀況：含苯35%（質(zhì)量百分比，下同）的苯甲苯混合液,25.（5）分離要求：塔頂苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于0.8%。（6）建廠地址：大氣壓為760mmHg，自來水年平均溫度為20的濱州市三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（加熱物料進(jìn)出口溫度、密度

2、、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算6、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計(jì)10、餾塔接管尺寸計(jì)算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)繪，A2圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件）（手繪，A1圖紙）13、撰寫課程設(shè)計(jì)說明書一份 設(shè)計(jì)說明書的基本內(nèi)容課程設(shè)計(jì)任務(wù)書課程設(shè)計(jì)成績評(píng)定表中英文摘要目錄設(shè)計(jì)計(jì)算與說明設(shè)計(jì)結(jié)果匯總小結(jié)參考文獻(xiàn)14、 有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊15、 注意事項(xiàng)寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表設(shè)計(jì)最終需裝訂成冊上交四、進(jìn)度計(jì)劃（列出完成項(xiàng)目設(shè)計(jì)內(nèi)容、繪圖等具體起

3、始日期）1、設(shè)計(jì)動(dòng)員，下達(dá)設(shè)計(jì)任務(wù)書 0.5天2、收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計(jì)進(jìn)度 1-2天3、初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)計(jì)算內(nèi)容 5-6天4、繪制總裝置圖 2-3天5、整理設(shè)計(jì)資料，撰寫設(shè)計(jì)說明書 2天6、設(shè)計(jì)小結(jié)及答辯 1天目錄專心-專注-專業(yè)摘 要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油

4、生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備篩板精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。采用篩板精餾塔，塔高14.3米，塔徑1.2米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為36。算得全塔效率為0.541。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為17，提餾段實(shí)際板數(shù)為19。實(shí)際加料位置在第18塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為2.7,通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。

5、塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用160飽和蒸汽加熱，用16循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞：苯_甲苯、板式精餾塔 篩板 計(jì)算 校核緒 論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能

6、力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對(duì)待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了結(jié)構(gòu)，塔盤造價(jià)減少40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右，處理能

7、力大等優(yōu)點(diǎn)，綜合考慮更符合本設(shè)計(jì)的要求。設(shè)計(jì)方案的選擇和論證1.設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定

8、性，流程中除用泵直接送入塔原料。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且篩板與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。2設(shè)計(jì)方案的確定方案選定是指確定整個(gè)精餾裝置的流程。主要設(shè)備的

9、結(jié)構(gòu)形式和主要操作條件。所以方案的選定必須：（1）能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。（2）操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。（3）經(jīng)濟(jì)合理。（4）生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問題中，上述四項(xiàng)都是必須考慮的。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯和甲苯混合物，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。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1.5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，塔頂采用全凝器。第一章 塔的工藝設(shè)計(jì)1.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)（1）常壓下，苯甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)溫度液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x氣象中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y溫度液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x氣象中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y110.560091.40.50

10、.713109.910.010.02590.110.550.755108.790.030.071188.80.60.791107.610.050.11287.630.650.825105.050.10.20886.520.70.857102.790.150.29485.440.750.885100.750.20.37284.40.80.91298.840.250.44283.330.850.93697.130.30.50782.250.90.95995.580.350.56681.110.950.9894.090.40.61980.660.970.98592.690.450.66780.210

11、.990.9961(3)飽和蒸汽壓Po Antoine方程 ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（4）苯-甲苯的液相密度溫度8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0（5）液體表面張力溫度8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯31.6920.5919.9418.4117.31（6）液體表面粘度溫度8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2

12、28（7）液體的汽化熱溫度8090100110120苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.61.2精餾塔的物料衡算1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)（1）苯的摩爾質(zhì)量：甲苯的摩爾質(zhì)量：= (2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：(3) 物料衡算原料處理量 ： 總物料衡算： 即 （1） 易揮發(fā)組分物料衡算： 即 （2）解得： D= W= 1.2.2平衡線方程的確定由文獻(xiàn)中苯與甲苯的汽-液平衡組成可以找出算出。同理可算出其它的編號(hào)數(shù)值編號(hào)數(shù)值12.132.521322.142.523132.152.538542.162.568

13、452.172.565262.182.590972.192.580982.202.598992.212.5789102.222.0309112.232.5799122.所以 所以平衡線方程1.2.3進(jìn)料熱狀況q的確定由文獻(xiàn)中苯甲苯混合液t-x-y圖可知，進(jìn)料組成時(shí)，溶液的泡點(diǎn)為96，平均溫度=由文獻(xiàn)液體的比熱容查得：苯和甲苯的比熱容為1.83kJ/（kg）故原料液的平均比熱容為 kJ/（kg）用內(nèi)插法計(jì)算操作條件下，苯和甲苯的汽化熱由表7可知：設(shè)苯和甲苯的汽化熱分別為X,YkJ/kg 對(duì)于苯：解得： 苯的汽化熱為383.10 kJ/kg同理： 甲苯的汽化熱為370.70 kJ/kg 所以 kJ

14、/kg所以 所以q線方程為：1.2.4操作回流比R的確定聯(lián)立： 解得： 所以 1.2.5求精餾塔的氣液相負(fù)荷 1.2.6操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：1.2.7用逐板法算理論板數(shù)同理可算出如下值：所以總理論板數(shù)為19塊（包括再沸器），第10塊板上進(jìn)料。1.2.8.實(shí)際板數(shù)的求取由苯與甲苯不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知對(duì)應(yīng)的塔底溫度為。對(duì)應(yīng)的塔頂?shù)臏囟葹?，這樣，平均塔溫為。由經(jīng)驗(yàn)式查式中，查文獻(xiàn)在 苯的粘度：；甲苯的粘度：。 加料液體的平均粘度： 。 精餾段實(shí)際板層數(shù) 提餾段實(shí)際板層數(shù) 所以精餾塔的總實(shí)際塔板數(shù)為1.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.

15、3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算查苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)文獻(xiàn)，可知 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 1.3.2 操作壓強(qiáng)每層塔板相差0.7kPa塔頂壓強(qiáng) =101.33kPa進(jìn)料板壓強(qiáng)： =101.33+180.7=113.93kPa塔底壓強(qiáng)：=精餾段平均操作壓力： 提餾段平均操作壓力： 1.3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂： 進(jìn)料板： 塔釜： 精餾段平均摩爾質(zhì)量： 提餾段平均摩爾質(zhì)量： 1.3.4平均密度計(jì)算 (1)氣相平均密度計(jì)算理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段氣相密度：提餾段氣相密度：(2)液相平均密度計(jì)算 當(dāng)時(shí),用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù) 對(duì)于進(jìn)料板：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù) 對(duì)于塔底： ，查表1-4得 精餾段

16、平均密度： 提餾段平均密度： 1.3.5液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算公式：塔頂：，查文獻(xiàn) 進(jìn)料板：，查文獻(xiàn) 塔底：，查文獻(xiàn) 精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：1.3.6液體平均粘度計(jì)算塔頂：，查文獻(xiàn) 進(jìn)料板：，查文獻(xiàn) 塔底：，查文獻(xiàn) 所以 1.4 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算1.4.1塔徑的計(jì)算精餾段氣液相體積流量為提餾段氣液體積流量 （1）精餾段塔徑計(jì)算欲求塔徑應(yīng)求出空塔氣速（安全系數(shù)） 式中的C可有史密斯關(guān)聯(lián)圖文獻(xiàn)查出橫坐標(biāo)的數(shù)值為 取間距，取板上液層高度 =0.06m 。 故查圖得到因物系表面張力=20.68mN/m，很接近20mN/m，故無需校正 取安全系數(shù)為，則空塔速度為塔

17、徑 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 （2）提餾段塔徑計(jì)算取板間距 板上液層高度 則 查文獻(xiàn)史密斯關(guān)聯(lián)圖得到因物系表面張力,很接近20mN/m，故無需校正取安全系數(shù)為，則空塔速度為塔徑 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為 塔截面積為以下的計(jì)算將以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算：實(shí)際空塔氣速為 1.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為。故精餾塔的有效高度為1.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算因塔徑D=1.2m可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）溢流堰長取堰長為0.66D，即（2）溢流堰堰高h(yuǎn)w 取板上清液

18、層高度 故 （3）弓形降液管的寬度Wd和面積由，查文獻(xiàn)弓形降液管的寬度與面積圖得故 依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速為0.19m/s，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度1.6塔板布置1.取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度2.計(jì)算開孔區(qū)面積mm3篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3m,取故孔中心距依下式計(jì)算塔板上篩孔數(shù)n ,即孔依下式計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率即：%=（在515%范圍內(nèi)）精餾段每層板上的開孔面積為氣孔通過篩孔的氣速1.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1、根據(jù)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫?，查表?0.7

19、932.氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔蓤D充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.62則3.克服液體表面張力所造成的靜壓頭降則單板壓降 (設(shè)計(jì)允許值)（2）提鎦段霧沫夾帶量的驗(yàn)算由式kg液/kg氣，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶（3）提餾段漏液的驗(yàn)算篩板的穩(wěn)定性系數(shù),故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液（4）提餾段液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度由計(jì)算0.0876+0.06+0.030.178取=0.5.則在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛1.8塔板負(fù)荷性能圖（以提鎦段為例） (1) 霧沫夾帶線 2.36)(107.5fTaVhHue-´=-s 式中 (a) 近似取

20、,取霧沫夾帶極限量為0.1kg液/kg氣，已知 （b）取液/kg氣，已知.由（a）（b）可得整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值計(jì)算結(jié)果列于下表6.510-38.52.902.762.652.502.37（2）液泛線近似取 （c） (d) (e)將整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表6.58.50.880.780.690.580.49( 3 )液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限由下式據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限（4）漏液線經(jīng)計(jì)算得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表6.58.50.2340.2570

21、.2730.2960.318(5) 液相負(fù)荷下限對(duì)于平流堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，取E=1.0,由式整理上式得據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。故操作彈性為1.9小結(jié)從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn)在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計(jì)合理。因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限 =0.74m3/s,氣相負(fù)荷下限 0.27m3/s

22、，所以可得塔板的這一操作彈性在合理的范圍(25)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的第二章 熱量衡算2.1相關(guān)介質(zhì)的選擇（1）加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度160,工程大氣壓為3.69。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。（2）冷凝劑選冷卻水，溫度20，溫升16。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇16。2.2蒸發(fā)潛熱衡算苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點(diǎn)0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯80.1393.9561.65甲苯1

23、10.63363591.72（1）塔頂熱量其中 0C 苯: 蒸發(fā)潛熱甲苯: 蒸發(fā)潛熱 2.2.2 塔底熱量其中 0C 苯: 蒸發(fā)潛熱甲苯: 蒸發(fā)潛熱 2.3焓值衡算由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度，塔底溫度，進(jìn)料溫度。溫度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 下: 用內(nèi)插法計(jì)算的： 下： 下： 下： (1)0時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0為基準(zhǔn)。(2)回流液的焓 回流液組成與塔頂組成相同。(3)塔頂餾出液的焓(4)冷凝器消耗的焓QC=QV-QR-QD (5)進(jìn)料口的焓下： 所以 (6)塔底殘液的焓(7)再沸器 項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔

24、頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱119.1599.28133.83熱量 第三章 輔助設(shè)備3.1冷凝器的選型本設(shè)計(jì)冷凝器管殼式冷凝器原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。取進(jìn)口（冷卻水）溫度為=20(夏季)冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結(jié)垢，取出口溫度36。泡點(diǎn)回流溫度被冷凝的氣體的溫度，冷凝水的平均溫度。在此前提下， 各自對(duì)應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù)項(xiàng)目種類Cp(KJ/(kgK)/(kg/m3)/Pas/Wm-11混合

25、氣體1.2262.909.37410-60.167冷卻后的混合液體1.820804.420.29210-30.143冷凝水4. Wm-11996.20.-361.386 13.1.1計(jì)算冷卻水流量3.1.2冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。）按單管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器殼徑/mm800管子尺寸25mm2.5mm公稱壓力/2.5管長3m管子總數(shù)98管城流通面積/0.0364管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32實(shí)際換熱面積 采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為3.2冷凝器的核算3.2.1管程對(duì)流傳熱系數(shù) 管程流體流通截面積 管程流體流速 雷諾數(shù) 普朗特?cái)?shù) 3

26、.2.2殼程流體對(duì)流傳熱系數(shù)管子正三角形排列，傳熱當(dāng)量直徑為殼程流通截面積 殼程流體流速、雷諾數(shù)及普朗特?cái)?shù)分別為 取于是殼程流體的對(duì)流傳熱系數(shù)為 3.2.3污垢熱阻查文獻(xiàn) 故所選換熱器是合適的3.2.4核算傳熱面積而該型號(hào)換熱器的實(shí)際傳熱面積為從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器是可用的。3.2.5核算壓力降 (1)管程壓力降管程壓力降計(jì)算的通式為式中，殼程數(shù)Ns=1,管程數(shù)=1?？芍艹塘黧w呈湍流狀態(tài)。取管壁粗糙=0.1mm,相對(duì)粗糙度，查-Re關(guān)聯(lián)圖可知摩檫因數(shù)=0.035。所以于 是 (2)殼程壓力降由于殼程流體狀況較復(fù)雜，所以計(jì)算殼程流體壓力降的表達(dá)式很多，計(jì)算結(jié)果都差不多。現(xiàn)用埃索

27、法來計(jì)算殼程壓降。即式中流體橫過管束的壓力降Pa；流體通過折流擋板缺口的壓力降；殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對(duì)于液體取1.15，對(duì)于氣體可取1.0；殼程數(shù)。而 式中F管子排列方法對(duì)壓力降的校正系數(shù)，對(duì)正三角形排列F=0.5殼程流體的摩檫系數(shù)，橫過管束中心線的管子數(shù)，對(duì)三角形排列(式中n為換熱器總管數(shù))；折流擋板數(shù)；折流擋板間距，m;取按殼程流通截面積A0計(jì)算的流速，而A0=h(D-nCd0);殼徑，m;換熱管外徑，m。本題中，管子的排列方式對(duì)壓力影響的校正因數(shù)Fs=1.15,殼層數(shù)Ns=1。管子為正三角形排列，管子排列方法對(duì)壓力降的校正系數(shù).橫過管束中心線的管子數(shù)取折流擋板數(shù)殼程流通截面

28、由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時(shí)涉及到的相關(guān)物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時(shí)的數(shù)據(jù)。于是 所以通過以上壓力降核算可知管程和殼程壓力降都小于所要求的30kPa,所以所選的冷凝器是合適的。3.3泵的選型與計(jì)算由 所以 查文獻(xiàn)油泵的型號(hào)如下：型號(hào)50Y60B流量9.9揚(yáng)程38m轉(zhuǎn)速軸功率2.39kW電機(jī)功率5.5kW效率35%氣蝕余量2.3m泵殼許應(yīng)力1570/2550Pa結(jié)構(gòu)形式單級(jí)懸臂3.4 再沸器的選型與計(jì)算3.4.1 加熱介質(zhì)的流量 當(dāng)時(shí)，查的 3.4.2 再沸器的計(jì)算與選型 取 按單管程計(jì)時(shí)，再沸器選型如下：殼徑/mm600管子尺寸25mm2.5mm公稱壓力/2.5管長2m管子總數(shù)245管城流通面積0.0174m2管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32設(shè)計(jì)結(jié)果匯總項(xiàng)目內(nèi)容數(shù)值或說明備注塔徑 D/m1.20板間距HT/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速U/(m/s)0.75堰長/m0.792板上液層高度/m0.0037降液管底隙高度h0/m0.028篩孔數(shù)N/個(gè)2095等腰三角形叉排篩孔氣速U0/(m/s)11.86臨界篩孔氣速U0c(m/s)11.88孔心距t/m0.021同一橫排的孔心距排間距h/m0.065相鄰兩橫排中心線距離單板壓降P/Pa677.88液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間8.