化工原理課程設(shè)計(jì)-精餾塔工藝設(shè)計(jì)

分離苯-甲苯的浮閥精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)第頁(yè) 設(shè)計(jì)者： 周強(qiáng) 學(xué)號(hào)： 0843082120 指導(dǎo)老師： 夏素蘭 設(shè)計(jì)時(shí)間： 2011年1月15日

目錄TOC\o"1-3"\h\u29815第1章設(shè)計(jì)任務(wù)及設(shè)計(jì)內(nèi)容 163811.1.設(shè)計(jì)任務(wù) 1279311.2.設(shè)計(jì)內(nèi)容 126317第2章工藝流程及控制 29784第3章塔的物料計(jì)算 3299203.1.料液及塔頂、底產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) 3273533.2.平均相對(duì)分子質(zhì)量 323163.3.物料衡算 331818第4章塔板數(shù)的確定 337094.1.q線方程的求解 34.2.21456最小回流比及回流比的確定 443554.3.求理論塔板數(shù) 5284334.4.全塔效率的計(jì)算 672664.5.實(shí)際板數(shù)確定 725779第5章塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 7263445.1.壓力 7110045.2.溫度 8107735.3.分子量 821755.4.密度 9248505.5.液體表面張力 10100045.6.液體粘度 1192885.7.塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果列表 1217328第6章精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算 13210866.1.精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 1325176.2.提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 1331324第7章塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 13245007.1.塔徑計(jì)算 13224817.2.塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 15205407.3.浮閥的數(shù)目與排列 1831013第8章塔板的流體力學(xué)校核 21272968.1.塔板壓降的校核 21106238.1.1.精餾段 21274258.1.2.提餾段 22171338.2.液沫夾帶的校核 23243548.2.1.精餾段 23293558.2.2.提餾段 24181198.3.溢流液泛校核 2422358.3.1.精餾段 2422308.3.2.提餾段 2529999第9章負(fù)荷性能圖及操作彈性 25288509.1.負(fù)荷性能圖 25268379.1.1.精餾段 26307499.1.2.提餾段 28317759.2.操作彈性 3120408第10章塔體總高度 3110.1.5763塔頂空間 32718010.2.人孔及進(jìn)料孔 322500110.3.塔底空間 33879510.4.總塔高度 3412054第11章接管設(shè)計(jì) 3421025第12章浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總 3511327第13章塔頂冷凝器的設(shè)計(jì) 381416613.1.換熱方案的確定 382461713.2.估算傳熱面積 38105013.3.工藝結(jié)構(gòu)及尺寸 39178513.4.準(zhǔn)確管子數(shù) 40523813.5.流體流動(dòng)阻力計(jì)算 411719113.5.1.管程壓降計(jì)算 41954513.5.2.殼程壓降計(jì)算 42645213.6.總傳熱系數(shù)的校核 423268313.6.1.污垢熱阻的確定 43462113.6.2.管內(nèi)對(duì)流傳熱系數(shù)的計(jì)算 43928313.6.3.管外蒸氣膜冷凝的傳熱系數(shù) 4338413.7.傳熱面積校核 44777513.8.換熱器計(jì)算結(jié)果匯總 456513附錄一苯-甲苯平衡數(shù)據(jù) 469433表一苯與甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 4630649圖一苯-甲苯平衡曲線 477942圖二苯-甲苯相圖 473012附錄二物性數(shù)據(jù) 485705表一 苯與甲苯氣化潛熱 488439表二 苯與甲苯的液相密度 486612圖一 苯與甲苯的液相密度 4931157表三 苯與甲苯表面張力 4911163參考文獻(xiàn) 50

設(shè)計(jì)任務(wù)及設(shè)計(jì)內(nèi)容設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)題目： 分離苯-甲苯的浮閥精餾塔原料液： 組成：苯35%甲苯65%處理量： 4800kg/h 溫度：20oC餾出液： 組成：苯98.5%殘液： 組成：苯1.0%（都為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）操作壓力： 常壓連續(xù)操作設(shè)計(jì)內(nèi)容工藝流程選擇塔設(shè)備設(shè)計(jì)塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)精餾塔部分附件的設(shè)計(jì)

工藝流程及控制料液從上一工段輸送到精餾單元，通過(guò)精餾塔生產(chǎn)出濃度較高的產(chǎn)品，采用全冷凝，釜外加熱。為了使產(chǎn)品濃度具有一定的穩(wěn)定性，必須對(duì)精餾單元進(jìn)行監(jiān)測(cè)和控制，通過(guò)對(duì)溫度（通過(guò)測(cè)量溫度來(lái)間接檢測(cè)濃度）和流量的監(jiān)控來(lái)達(dá)到工藝生產(chǎn)要求，精餾塔控制方案如圖2-1所示。圖2-1 帶控制點(diǎn)的精餾塔工藝流程圖塔的物料計(jì)算料液及塔頂、底產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)平均相對(duì)分子質(zhì)量物料衡算總物料 易揮發(fā)組分物料衡算 聯(lián)立以上解得： 塔板數(shù)的確定q線方程的求解進(jìn)料溫度由根據(jù)附錄二表2可以查得進(jìn)料液泡點(diǎn)溫度由苯、甲苯的比熱共線圖可查得：時(shí)時(shí)按平均算得由附錄可查得：苯在97。C時(shí) q線方程即為：最小回流比及回流比的確定由以上數(shù)據(jù)可在平衡圖上作出q線如圖4.3-1有 所以由作圖法可以確定全回流時(shí)最小理論半并根據(jù)吉利蘭圖查出相應(yīng)參數(shù)、計(jì)算并作出理論板數(shù)與回流比關(guān)系曲線如圖4.2-1所示：圖4.2-1回流比與理論板數(shù)關(guān)系圖由圖可知當(dāng)時(shí)曲線趨于平衡所以取操作回流比求理論塔板數(shù)精餾段操作線方程為：根據(jù)q線和精餾段操作線可以作出如圖4.3-1所示圖4.3-1作圖法求理論板數(shù)由作圖法如圖4.3-1所示，。其中精餾段為6塊，提餾段為7.7塊，第7塊為加料板。全塔效率的計(jì)算有或根據(jù)塔頂和塔底的液相組成查附圖得塔底和塔頂溫度，得平均溫度為95.2。C。再由附圖查得在95.2。C時(shí)苯和甲苯粘度 所以平均粘度：塔效率：實(shí)際板數(shù)確定精餾段 取10塊。提餾段 取15塊。塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算壓力塔頂壓強(qiáng)，取每層塔板壓降則進(jìn)料壓強(qiáng) 塔底壓強(qiáng) 精餾段平均操作壓強(qiáng)為：提餾段平均操作壓強(qiáng)為：溫度由圖4.3-1可以查得進(jìn)料板的液相組成 查附錄一圖2有：塔頂溫度 進(jìn)料點(diǎn)溫度 塔底溫度 所以精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 分子量塔頂 查平衡圖 塔頂 進(jìn)料板由圖4.3-1查得進(jìn)料板組成： 塔底精餾段平均分子量 提餾段平均分子量： 密度液相密度按式 塔頂有 進(jìn)料板 塔底 故精餾段平均密度 氣相密度混合液體表面張力查附表可得所以塔頂平均表面張力： 所以進(jìn)料板上混合液平均表面張力： 所以釜底混合液平均表面張力： 最后精餾段液體平均表面張力：提餾段液體平均表面張力：混合液體粘度由塔頂、進(jìn)料點(diǎn)、塔底溫度查附表有：所以有平均粘度：精餾段平均粘度：提餾段平均粘度：塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果列表表5-1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)匯總表參數(shù)塔頂進(jìn)料塔底精餾段提餾段總物質(zhì)的量/（kmol）21.3855.3733.99產(chǎn)品含摩爾分?jǐn)?shù)0.98730.38840.0118平均相對(duì)分子質(zhì)量/（kmol/kg）86.6878.2991.96液相氣相液相氣相80.8181.2089.0986.68溫度t/（。C）80.3295.4109.9187.86102.66壓力p/（kpa）105.33115.13110.22114.08密度ρ/（kg/m3）812.63809.73807.96液相氣相液相氣相811.182.945808.843.165表面張力σ/（mN/m）21.219.6118.420.419.0粘度μ/（mpa.s）0.3110.2720.2530.2900.260精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算塔徑計(jì)算精餾段塔徑初選板間距，板上液層高度氣液兩相流動(dòng)參數(shù)：查圖得C20=0.0674，矯正到表面張力為20.4mN/m時(shí)的C，即泛點(diǎn)速度 取 流通截面積 按表11.3（《化工原理》下）選取塔板上的液體流動(dòng)方式為單流型，并取。由圖11.9（《化工原理》下）查得,即有：所以因此按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1m，則精餾段空塔氣速為：提餾段塔徑氣液兩相流動(dòng)參數(shù)：查圖得C20=0.0671，矯正到表面張力為19.0mN/m時(shí)的C，即泛點(diǎn)速度 取流通截面積 按表11.3（《化工原理》下）選取塔板上的液體流動(dòng)方式為單流型，并取。由圖11.9（《化工原理》下）查得,即有：塔板面積 所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為0.9m，則空塔氣速為： 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（1）溢流裝置因?yàn)樗讲皇呛艽?，所以只設(shè)置出口堰，不設(shè)進(jìn)口堰和受液盤(pán)，并選用單溢流型弓型降液管。①精餾段堰長(zhǎng) 因已經(jīng)取,所以堰高 取板上清液層高度由弗朗西斯（francis）公式有：因由圖11.20（《化工原理》下）查得所以故C、降液管面積及寬度由，查圖11.19（《化工原理》下） 得 因此 校核液體在降液管中的停留時(shí)間：，所以降液管尺寸合適。D、降液管底隙高度，取25mm②提餾段A、堰長(zhǎng) 因已經(jīng)取,所以B、堰高 取板上清液層高度由弗朗西斯（francis）公式有：因由圖11.20（《化工原理》下）查得所以故C、降液管面積及寬度由，查圖11.19（《化工原理》下） 得 因此 校核液體在降液管中的停留時(shí)間：，所以降液管尺寸合適。D、降液管底隙高度，取35mm浮閥的數(shù)目與排列精餾段A、初選浮閥數(shù)選用F1重型浮閥，閥孔直徑d0=0.039m，取F0=10則閥孔氣速： 由式 ，取88 個(gè)。B、浮閥排列：采用等腰三角形交叉排列，取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度。鼓泡區(qū)面積：其中 所以 取則有，結(jié)合推薦值取t=65mm。C、實(shí)際浮閥數(shù)的確定以等腰三角形交叉方式繪圖排列如圖7.3-1所示：圖7.3-1 精餾段塔板布置圖由排布圖7.3-1可得實(shí)際的開(kāi)孔數(shù)為78個(gè)。所以，在適宜范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率：，符合要求。②提餾段選用F1重型浮閥，閥孔直徑d0=0.039m，取F0=10則閥孔氣速 由式 ，取 66個(gè)。浮閥排列：采用等腰三角形交叉排列，取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度。鼓泡區(qū)面積：其中 所以 取則有，結(jié)合推薦值取t=65mm。C、實(shí)際浮閥數(shù)的確定以等腰三角形交叉方式繪圖排列如圖7.3-2所示：圖7.3-2提餾段塔板布置圖由排布圖7.3-2可得實(shí)際的開(kāi)孔數(shù)為65個(gè)。所以，在適宜范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率：，符合要求。塔板的流體力學(xué)校核塔板壓降的校核精餾段干板壓降：閥全開(kāi)前（）:閥全開(kāi)后（）:由此的臨界速度所以閥已全開(kāi),取液層阻力：其中，。由此可得總壓力降，與前面估計(jì)的0.07m相差不多。提餾段干板壓降：閥全開(kāi)前（）:閥全開(kāi)后（）:由此的臨界速度所以閥已全開(kāi),取液層阻力：其中，。由此可得總壓力降，與前面估計(jì)的0.07m相差不多。液沫夾帶的校核因塔徑0.9,所以應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%.精餾段其中： 物性系數(shù)K取1所以<80%，符合要求。提餾段其中： 物性系數(shù)K取1所以<80%，符合要求。溢流液泛校核為了防止液泛的發(fā)生，降液管的液層高度應(yīng)該滿足如下關(guān)系：其中精餾段將單板壓降0.081m水柱換算成苯-甲苯混合液高度為：因此取泡沫層的相對(duì)密度?？梢?jiàn)，不會(huì)發(fā)生液泛，精餾段塔板間距選擇合適。提餾段將單板壓降0.071m水柱換算成苯-甲苯混合液高度為：因此取泡沫層的相對(duì)密度。可見(jiàn)，不會(huì)發(fā)生液泛，提餾段塔板間距選擇合適。負(fù)荷性能圖及操作彈性負(fù)荷性能圖精餾段液體負(fù)荷上限線液體在降液管里停留最短時(shí)間以3s計(jì)算，所以液相負(fù)荷最大值：B、液相負(fù)荷下線取平堰上液層高度為液相負(fù)荷下限標(biāo)準(zhǔn)。得C、氣相負(fù)荷下限取時(shí)氣體負(fù)荷為操作的下限值。與之對(duì)應(yīng)的氣體負(fù)荷為：D、過(guò)量霧沫夾帶線因直徑大于等于0.9m，取泛點(diǎn)率=80%，有整理得E、液泛線根據(jù)其中堰高 ,其中所以 將上述各式代入 得： 整理得：根據(jù)以上計(jì)算結(jié)果可作出精餾段負(fù)荷性能圖如圖9.1.1-1圖9.1-1 精餾段負(fù)荷性能圖由圖可以看出操作負(fù)荷上線受霧沫夾帶控制，下限受漏液控制。提餾段A、液體負(fù)荷上限線液體在降液管里停留最短時(shí)間以3s計(jì)算，所以液相負(fù)荷最大值：B、液相負(fù)荷下線取平堰上液層高度為液相負(fù)荷下限標(biāo)準(zhǔn)。得C、氣相負(fù)荷下限取時(shí)氣體負(fù)荷為操作的下限值。與之對(duì)應(yīng)的氣體負(fù)荷為：D、過(guò)量霧沫夾帶線因直徑大于等于0.9m，取泛點(diǎn)率=80%，有整理得E、液泛線根據(jù)其中堰高 ,其中所以 將上述各式代入 得： 整理得：根據(jù)以上計(jì)算結(jié)果，可作出如圖9.1.2-1的提餾段負(fù)荷性能圖圖9.1.2-1 提餾段負(fù)荷性能圖由圖可以看出操作負(fù)荷上限受霧沫夾帶控制，下限受漏液控制。操作彈性從塔板負(fù)荷性能圖中可以看出，精餾段和提餾段按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣體和液體流量所得的操作點(diǎn)都在適中位置，說(shuō)明塔板設(shè)計(jì)較為合理。由于精餾段和提餾段都是液泛線在霧沫夾帶線之上，所以塔的氣相負(fù)荷上線有霧沫夾帶線控制，操作負(fù)荷下限由漏液線（氣相操作下限線）控制。由固定的氣液比，從負(fù)荷性能圖中可查得①精餾段其中的負(fù)荷上限和負(fù)荷下限由圖9.1.1-1可查得分別為1.1、0.28。②提餾段其中的負(fù)荷上限和負(fù)荷下限由圖9.1.2-1可查得分別為0.94、0.218。塔體總高度板式塔的塔高如圖10-1所示，塔體總高度（不包括裙座）由下式?jīng)Q定：式中 HD——塔頂空間，m； HB——塔底空間，m；HT——塔板間距，m；HT’——開(kāi)有人孔的塔板間距，m；HF——進(jìn)料段高度，m；N——實(shí)際塔板數(shù)。塔頂空間塔頂空間（見(jiàn)圖10-1）指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取 HD為（1.5～2.0）HT。若需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安 裝要求確定塔頂空間。根據(jù)苯和甲苯的物性可知，苯-甲苯混合液不易起泡沫，即不用設(shè)置除沫器。取人孔及進(jìn)料孔 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對(duì)于 處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人 孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔 板開(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm。A、人孔：苯-甲苯混合液不易結(jié)垢，無(wú)需長(zhǎng)期清洗，所以人孔間距可以取較大，在第8、17塊上方分別設(shè)一人孔，即人孔數(shù)（不包括塔頂和塔底）。人孔直徑取450mm。取開(kāi)人孔處塔板間距B、進(jìn)料孔：為方便安裝接管，塔體上進(jìn)料處應(yīng)開(kāi)一進(jìn)料口，進(jìn)料處塔板間距應(yīng)大于其它塔板間距，取進(jìn)料處塔板間距塔底空間HB塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取3～5分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取1～1.5分鐘。圖10-1板式塔總體結(jié)構(gòu)示意圖取釜底料液停留時(shí)間為5min所以，取1.9m總塔高度由以上結(jié)果可算得總塔高度： 即不算群座，塔體總高為13.5m。接管的設(shè)計(jì)接管考慮到裝卸等因素，所以都采用法蘭連接。根據(jù)進(jìn)料液的流量塔頂產(chǎn)品流量塔底殘液流量(釜外加熱)計(jì)算得:A）進(jìn)料接管直徑：初定管內(nèi)流量為1m/s圓整為標(biāo)準(zhǔn)直徑。其實(shí)際流速按標(biāo)準(zhǔn)選用D140標(biāo)準(zhǔn)管法蘭。B）同理釜底接管初選流速1m/s算得圓整為標(biāo)準(zhǔn)值。實(shí)際流速,符合要求。按標(biāo)準(zhǔn)選用D185的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭。C）塔頂接管氣體初定流速為10m/s按標(biāo)準(zhǔn)取，基本符合要求。法蘭選用D370標(biāo)準(zhǔn)法蘭。D）釜底接管應(yīng)設(shè)一180度彎頭，以起到液封的作用。浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總

項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段氣相負(fù)荷0.6100.445液相負(fù)荷0.001610.00413塔板數(shù)塊1015塔徑Dm1.00.9塔板面積m20.8540.66空塔氣速m/s0.7770.700塔板高m0.40.4溢流堰上層液體厚度mm11.825液體在降液管停留時(shí)間s19.15.7降液管低隙高度h0mm2535塔板結(jié)構(gòu)邊緣區(qū)寬度mm5080安定區(qū)寬度mm8080堰長(zhǎng)m0.70.63堰高mm6855降液管面積m20.0770.059降液管寬度m0.150.135浮閥數(shù)n個(gè)7850塔板開(kāi)孔率%11.965閥孔氣速m/s6.5512.2單板壓降hfm水柱0.0815.73塔板負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制塔板負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷m3/s1.10.94氣相最小負(fù)荷m3/s0.280.218操作彈性4.064.31塔頂空間HDm0.8塔底空間HBm1.9人孔數(shù)S個(gè)2人孔處塔板間距HT'm0.8進(jìn)料處塔板間距HFm0.8總塔高Hm13.5

塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)換熱方案的確定1、冷卻劑的確定 產(chǎn)品的冷凝沒(méi)有特殊要求，以河水為冷卻劑。設(shè)計(jì)進(jìn)口溫度T1=29oC，出口溫度T2=39oC。2、流體流經(jīng)空間 由于產(chǎn)品比較清潔，對(duì)金屬的腐蝕性不強(qiáng)，而河水具有容易結(jié)垢等特點(diǎn)，所以苯-甲苯蒸氣走殼程以更好的散熱，同時(shí)也能使殼體和換熱管體的溫差不致過(guò)高，水走管程以便水垢的清洗。3、流體流動(dòng)方向 飽和的苯-甲苯蒸氣由換熱器殼程上方進(jìn)入冷凝液由殼程下方排出，冷凝水從換熱器下方進(jìn)入管程，從上方的出口排出。估算傳熱面積TC"估算傳熱面積"\fC1、熱流量TC"熱流量"\fC 2、平均傳熱溫差TC"平均傳熱溫差"\fC 先按照純逆流計(jì)算，得 3、傳熱面積TC"傳熱面積"\fC 由于殼程為飽和有機(jī)物蒸氣，管程為水，故可選取較大的K值。假設(shè) K=700W/(㎡.k) 則估算的傳熱面積為4、冷卻水用量 工藝結(jié)構(gòu)及尺寸TC"工藝結(jié)構(gòu)尺寸"\fC1、換熱管的類(lèi)型、尺寸及材料的確定 TC"管徑和管內(nèi)流速"\fC 因?yàn)樗鋮s的飽和蒸氣及所用的冷卻水都相對(duì)比較清潔不易堵塞，選用Φ25×2.5無(wú)縫鋼管，管長(zhǎng)選用3000mm，管子材料選用20號(hào)優(yōu)質(zhì)低碳鋼。2、管程數(shù)和傳熱管數(shù)TC"管程數(shù)和傳熱管數(shù)"\fC 可依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)，取73根。3、管心距的確定 取管間距 管束最外層管心距與殼體內(nèi)邊緣的距離取4、管程數(shù)的確定 單管程流體的實(shí)際流速 管程數(shù)取2，管程流速5、殼體直徑的初步確定 若按正三角排列換熱管 ，取10。 取 所以，圓整為標(biāo)準(zhǔn)殼體內(nèi)徑400mm。準(zhǔn)確管子數(shù) 通過(guò)作圖法排列換熱管如下：圖13.4-1 換熱器管板布管圖由圖13.4-1可以看出實(shí)際管束數(shù)為82根。即有流體實(shí)際流速雷諾數(shù)流體流動(dòng)阻力計(jì)算管程壓降計(jì)算式中 m：管程數(shù)=2管程總壓降每層直管的壓力降由相對(duì)粗糙度，查圖得所以進(jìn)管程的局部壓降: 出管程的局部壓降：管箱和封頭180度轉(zhuǎn)向的阻力損失：換熱管程進(jìn)出口壓力降： 所以換熱器總壓降殼程壓降計(jì)算略總傳熱系數(shù)的校核式中 K0 是基于外壁面的傳熱系數(shù) 是傳熱壁面與流體間的對(duì)流換熱系數(shù)d 是管直徑b 傳熱避免厚度 材料的熱傳導(dǎo)率下標(biāo) i 內(nèi)壁O 外壁m 平均壁面污垢熱阻的確定由于使用河水作為冷卻劑，溫度<50OC,且流速>0.92。所以污垢熱阻查表取管內(nèi)對(duì)流傳熱系數(shù)的計(jì)算由于水是被加熱，所以n取0.4定性溫度取進(jìn)出口的平均值44oC可以查得所以 又 其中導(dǎo)熱系數(shù)k可查得所以管外蒸氣膜冷凝的傳熱系數(shù)換熱器水平安裝，冷凝液在飽和溫度下排出即有 定性溫度取膜溫度的算數(shù)平均值通過(guò)試差解得所以符合要求。傳熱面積校核殼程傳熱面積由此可見(jiàn)設(shè)備的傳熱面積是適宜的。

換熱器計(jì)算結(jié)果匯總表13.8-1換熱器計(jì)算結(jié)果表項(xiàng)目單位結(jié)果進(jìn)口蒸氣溫度oC80出口產(chǎn)品溫度oC80進(jìn)口冷凝水溫oC29出口水溫oC39額定處理量kg5021.55冷凝水流量熱流量KJ/h管徑mm管程數(shù)2管心距mm34換熱管根數(shù)82殼直徑mm400管長(zhǎng)mm3000管程流動(dòng)阻力kpa12.49總傳熱系數(shù)772.8

附錄附錄一 苯-甲苯平衡數(shù)據(jù)表一苯與甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/°C液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y110.6800.0000.000109.3340.0250.062108.0600.0500.118106.8500.0750.171105.6970.1000.219104.5950.1250.265103.5390.1500.307102.5250.1750.347101.5480.2000.384100.6060.2250.41999.6950.2500.45398.8120.2750.48497.9560.3000.51497.1240.3250.54396.3140.3500.57095.5250.3750.59694.7550.4000.62194.0040.4