2.8萬(wàn)ta甲苯-乙苯精餾工藝設(shè)計(jì)【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　?。?0 屆）</b></p><p>　　2.8萬(wàn)t/a甲苯-乙苯精餾工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　所在學(xué)院 </p><p>　　專業(yè)班級(jí) 化學(xué)工程

2、與工藝 </p><p>　　學(xué)生姓名 學(xué)號(hào) </p><p>　　指導(dǎo)教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><p><b>　　摘 要</b>&

3、lt;/p><p>　　本設(shè)計(jì)為分離甲苯-乙苯混合物,采用篩板式精餾塔.生產(chǎn)時(shí)，原料液不斷地經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱到指定溫度后進(jìn)入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與上升蒸氣密切接觸，不斷地進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱過(guò)程，最后進(jìn)入再沸器的液體幾乎全為難揮發(fā)組分，引出一部分作為餾殘液送預(yù)熱器回收部分熱能后送往貯槽。剩余的部分在再沸器中用間接蒸汽加熱氣化，生成的蒸氣進(jìn)入塔內(nèi)逐板上升，每經(jīng)一塊塔板時(shí)，都使蒸氣中易揮發(fā)組分增加，難揮發(fā)組分減

4、少，經(jīng)過(guò)若干塊塔板后進(jìn)入塔頂冷凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分經(jīng)冷卻器降溫后作為塔頂產(chǎn)品（也稱餾出液）送往貯槽。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料,回流比為最小回流比的2倍.本文就是對(duì)此精餾塔的一些主要的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)進(jìn)行計(jì)算.</p><p>　　關(guān)鍵詞：精餾塔；篩板；回流比</p><p><b>　　ABSTRACT</b></p><p>　

5、　This design to separate the Toluene--Ethylbenzene mixture, uses the lamina cribrosatype rectifying tower. When production, raw material fluid preheating enough to after assigning thetemperature enters the feed plate unc

6、easingly after the pre-heater, with the rectifying section phegma convergence by the board lower reaches, and with the rise vapor intimate contact, carries on the mass transfer and the heat transfer process unceasingly,

7、finally enters reboiler's liquid nearly to feel embarrassed t</p><p>　　Key word: Rectifying tower ； Lamina cribrosa paper ； reflux ratio</p><p><b>　　目錄</b></p><p>

8、<b>　　前 言5</b></p><p>　　第一章 生產(chǎn)流程方案確定6</p><p><b>　　1.1設(shè)計(jì)條件6</b></p><p>　　1.2生產(chǎn)流程確定和說(shuō)明6</p><p>　　1.3生產(chǎn)流程簡(jiǎn)述7</p><p>　　第二章 精餾塔的設(shè)計(jì)

9、8</p><p>　　2.1設(shè)計(jì)方案選定8</p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算11</p><p>　　2.3塔板數(shù)的確定11</p><p>　　2.4塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算14</p><p>　　2.5精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算20</p><p>　　2.

10、6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算21</p><p>　　2.7塔板主要工藝尺寸的計(jì)算22</p><p>　　2.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算25</p><p>　　2.9塔板負(fù)荷性能圖29</p><p>　　2.10、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表36</p><p>　　第三章冷凝器的設(shè)計(jì)37</p>

11、;<p>　　3.1、確定設(shè)計(jì)方案37</p><p>　　3.2、確定物性數(shù)據(jù)37</p><p>　　3.3、熱負(fù)荷計(jì)算38</p><p>　　3.4逆流平均溫差39</p><p>　　3.5、冷卻水用量40</p><p>　　3.6、估算傳熱面積40</p><

12、p>　　3.7換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸40</p><p>　　3.8、換熱器核算41</p><p>　　3.9換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果44</p><p>　　第四章再沸器的設(shè)計(jì)45</p><p>　　4.1有關(guān)物性的確定45</p><p>　　4.2估算傳熱面積、初選換熱器型號(hào)47</

13、p><p>　　4.3傳熱能力核算48</p><p>　　4.4、循環(huán)流量的校核54</p><p>　　4.5再熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果56</p><p><b>　　第五章 附圖57</b></p><p>　　附一 冷凝器裝置簡(jiǎn)圖57</p><p>　

14、　附二 再沸器裝置簡(jiǎn)圖58</p><p>　　附三 精餾過(guò)程流程圖59</p><p>　　第六章 成本概算60</p><p>　　6.1 塔設(shè)備成本的概算60</p><p>　　6.2原料，能耗成本概算60</p><p>　　6.3車間成本估算61</p><p>　　

15、6.4三廢處理成本61</p><p>　　6.5 成本估算表61</p><p>　　第七章 環(huán)境保護(hù)與安全措施62</p><p>　　7.1 廢水污染防治措施62</p><p>　　7.2噪聲污染防治措施62</p><p>　　7.3 員工消防知識(shí)培訓(xùn)以及事故應(yīng)對(duì)措施完善62</p>

16、<p><b>　　結(jié)論63</b></p><p><b>　　[參考文獻(xiàn)]64</b></p><p><b>　　致 謝65</b></p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　塔設(shè)備是石油化工和煉油等企業(yè)中最

17、重要的設(shè)備之一,他可以使氣液或液液兩相緊密接觸，達(dá)到傳質(zhì)及傳熱的效果。在化工企業(yè)、石油化工廠、煉油企業(yè)等單位中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各方面都有重大影響。塔設(shè)備的發(fā)展從20世紀(jì)20年代就開始，發(fā)展至今已有近百年的發(fā)展歷史了，對(duì)于一般塔設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算，我想大家都是非常的了解。那么我本次對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)，我想在基本的計(jì)算之上，重點(diǎn)致力于目前國(guó)內(nèi)外關(guān)于塔設(shè)備各項(xiàng)技術(shù)的研究進(jìn)展，選用

18、我認(rèn)為最合適的技術(shù)成果，來(lái)應(yīng)用于本次的設(shè)計(jì)之中。</p><p>　　第一章 生產(chǎn)流程方案確定</p><p><b>　　1.1設(shè)計(jì)條件</b></p><p>　　1、處理量： 28000 （噸/年）。</p><p>　　2、進(jìn)料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%。</p><

19、;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、飽和蒸汽壓強(qiáng)：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa</p><p>　　7、精餾塔塔頂壓強(qiáng): 4 KPa(表壓)</p><p&g

20、t;　　8、單板壓降不大于 0.7 kPa</p><p>　　9、總塔效率為 0.62 </p><p>　　10、分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?9%,塔底的甲苯含量不大于1%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))。</p><p>　　11、年開工時(shí)間： 7200 （小時(shí)）</p><p>　　12、工廠地址：紹興袍江地區(qū)</p><p>

21、;　　1.2生產(chǎn)流程確定和說(shuō)明</p><p><b>　　1.2.1加料方式</b></p><p>　　加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料. 高位槽加料通過(guò)控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺(tái)，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用；泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，本次加料可選泵加料，泵和自動(dòng)調(diào)節(jié)裝置配合控制進(jìn)料。</p><p><b>　　1.2

22、.2進(jìn)料狀態(tài)</b></p><p>　　進(jìn)料方式一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料，氣液混合物進(jìn)料，露點(diǎn)進(jìn)料，加熱蒸汽進(jìn)料等。</p><p>　　泡點(diǎn)進(jìn)料對(duì)塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。</p><p>　　泡點(diǎn)進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。</p><p>　　由于泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)塔的制造比

23、較方便，而其他進(jìn)料方式對(duì)設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來(lái)難度相對(duì)加大，所以采用泡點(diǎn)進(jìn)料。</p><p><b>　　1.2.3冷凝方式</b></p><p>　　選全凝器，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需再次冷凝，為節(jié)省資金，選全凝器。</p><p>　　1.2.4回流方式</p><p>　　宜采

24、用重力回流，對(duì)于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。</p><p>　　優(yōu)點(diǎn)：回流冷凝器無(wú)需支撐結(jié)構(gòu)；</p><p>　　缺點(diǎn)：回流控制較難安裝，但強(qiáng)制回流需用泵，安裝費(fèi)用，點(diǎn)耗費(fèi)用大，故不用強(qiáng)制回流塔頂上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流入塔內(nèi)。</p><p><b>　　1.2.5加熱方式</b></p><p>　　采

25、用間接加熱，因?yàn)樗O(shè)了再沸器，故采用間接加熱。</p><p><b>　　1.2.6加熱器</b></p><p>　　選用熱虹吸式再沸器。熱虹吸式再沸器利用再沸器中氣—液混合物和塔底液體的密度差為推動(dòng)力，增加流體在管內(nèi)的流動(dòng)速度，減少了污垢的沉積，提高了傳熱系數(shù)，裝置緊湊，占地面積小。</p><p><b>　　1.3生產(chǎn)流程

26、簡(jiǎn)述</b></p><p>　　甲苯乙苯的混合原料液，經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱到指定溫度后進(jìn)入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與上升蒸氣密切接觸，不斷地進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱過(guò)程，最后進(jìn)入再沸器的液體幾乎全為乙苯，引出一部分作為餾殘液送預(yù)熱器回收部分熱能后送往貯槽。剩余的部分在再沸器中用間接蒸汽加熱氣化，生成的蒸氣進(jìn)入塔內(nèi)逐板上升，每經(jīng)一塊塔板時(shí)，都使蒸氣中甲苯組分增加，乙苯組分減少，經(jīng)過(guò)若干塊塔板后進(jìn)入塔頂冷

27、凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分經(jīng)冷卻器降溫后作為塔頂產(chǎn)品（也稱餾出液）送往貯槽。</p><p>　　第二章 精餾塔的設(shè)計(jì)</p><p><b>　　2.1設(shè)計(jì)方案選定</b></p><p>　　我向大家推介的是由河北工業(yè)大學(xué)教授杜佩衡經(jīng)過(guò)20多年潛心研究開發(fā)出來(lái)的噴射型板式塔技術(shù)。</p><p>

28、;　　我們普通的書本教材上的板式塔的孔結(jié)構(gòu)形式如圖：</p><p>　　在查閱了相關(guān)的文獻(xiàn)資料，我了解到諸如天津化工廠，德州石化總廠等許多大型的精餾塔設(shè)備的塔內(nèi)件都采用了一種叫New-VST的孔結(jié)構(gòu)技術(shù)。</p><p>　　New-VST結(jié)構(gòu)、操作原理</p><p>　　圖2-1 帽罩單元</p><p>　　圖2-2 氣液流動(dòng)接觸

29、狀況</p><p><b>　　1．結(jié)構(gòu)</b></p><p>　　主要以帽罩的形態(tài)為特征。它有圓形、方形、矩形、梯形等，相應(yīng)在板上開有圓形、方形、矩形大孔。帽罩上開有圓孔、條形孔、柵條孔等。</p><p><b>　　2．操作原理</b></p><p>　　普通塔板（浮閥、篩板、泡罩及其變

30、種）氣液流動(dòng)接觸系呈泡沫狀態(tài)。在塔板上氣液兩相系錯(cuò)流接觸式，而新型垂直篩板上氣液流動(dòng)接觸呈噴射狀態(tài)，氣液兩相取并流接觸形式。來(lái)自上一層的液體從降液管流出，橫向穿過(guò)各排帽罩，經(jīng)帽罩底隙流入帽內(nèi)；從板孔上升的來(lái)自下一層的氣體在罩內(nèi)與液體進(jìn)行接觸，這過(guò)程可以四段論加以描述：①托液拉膜段②破膜粉碎段③氣液噴射段④氣液分離段。被噴出的氣液混合物中的大液滴回落入板上液層并進(jìn)行循環(huán)（重復(fù)上述四段）；小液滴（霧沫）懸浮于罩頂空間并隨氣流進(jìn)入上一層塔板。

31、而液體則從上游帽罩周圍流過(guò)，并到達(dá)下游帽罩．．．．．．直至通過(guò)降液管流入下一塔板。</p><p>　　New-VST主要技術(shù)特性</p><p>　　試驗(yàn)研究與工業(yè)化實(shí)踐證明（與浮閥塔相比）：</p><p>　　●處理能力大 提高50%～100%以上</p><p>　　●傳質(zhì)效率高 提高15%～20%以上<

32、/p><p>　　●阻力小 降至大約一半</p><p>　　●操作彈性優(yōu) 與浮閥塔板相當(dāng)</p><p><b>　　●操作簡(jiǎn)便可靠</b></p><p>　　●特別適用于易發(fā)泡物系的操作</p><p>　　●具有獨(dú)特的防有機(jī)物自聚堵塞及固體顆粒堵塞能力（唯一）&

33、lt;/p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算</p><p>　　2.2.1、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/kmol</p><p>　　2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量<

34、;/p><p>　　MF=0.3306×92.13＋(1－0.3306)×106.16=100.0782 ㎏/kmol</p><p>　　MD=0.9913×92.13＋(1－0.9913)×106.16=92.2521 kg/kmol</p><p>　　MW=0.0115×92.13＋(1－0.0115)×

35、;106.16=105.9987 kg/kmol</p><p><b>　　2.2.3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)料流量F=</b></p><p>　　聯(lián)立解

36、得D=16.7641 kmol/h , W=22.0944 kmol/h</p><p><b>　　2.3塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　2.3.1理論板層數(shù)NT的求取 </p><p><b>　　表2-1</b></p><p><b>　　表2-2</b>

37、;</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><p>　　根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊(cè)已查得如表2-1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。</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><

38、p>　　數(shù)據(jù)（如表2-2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖2-5）及平衡曲 </p><p>　　線（如圖2-6）。 </p><p>　　圖2-5 甲苯-乙苯的溫度-組成相圖</p><p>　　2、確定操作的回流比R</p><p>　　因q=1、xe=xf=0.4342在x～y圖上查得ye=0.6019。故有：

39、 </p><p>　　而一般情況下R=(1.1～2)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，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=4.5486</p><p>　　圖2-6 泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)理論塔板數(shù)的圖解</p><p>　　3、求操作線方程 精餾段操作線方程為：</p>&

40、lt;p>　　L=R×D=4.5486×16.7641=76.2532 kmol/h 提餾段操作線方程為 4、圖解法求理論板層數(shù)</p><p>　　精餾段操作線為經(jīng)過(guò)點(diǎn)a(0.9913,0.9913)、c(0,0.18)的直線，與q線交與點(diǎn)d,而提留段操作線為經(jīng)過(guò)點(diǎn)d、b(0.0115,0.0115)兩點(diǎn)的直線。在x-y圖中繪出精餾段操作線、提留段操作線、q線，并繪出梯級(jí)

41、（如圖2-6）。</p><p>　　圖解得總理論塔板數(shù)NT=19.3519－1=18.3519塊（不含再沸器）。其中精餾段NT1=9塊，提餾段NT2=9.3519塊，第10塊為加料板位置。</p><p>　　2.3.2實(shí)際塔板數(shù)Np的求取</p><p>　　精餾段：Np1=NT1/0.62=15，取Np1=15塊； </p><p>　

42、　提留段：NP2=NT2/0.62=15.1865；取Np2=16塊；</p><p>　　總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。</p><p>　　2.4塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　2.4.1操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 ：PD＝101.3＋4= 105.3 kPa</p><p>　　每層塔板

43、壓降 ：取△P＝0.7 kPa 進(jìn)料板壓力 ：PF＝105.3＋0.7×15＝115.8 kPa</p><p>　　塔底操作壓力 ：PW＝115.8＋0.7×16＝127 kPa 精餾段平均壓力：Pm1＝（105.3＋115.8）/2＝110.55 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力：Pm2＝（115.8＋127）/2＝121

44、.4 kPa</p><p>　　2.4.2操作溫度計(jì)算 </p><p>　　查溫度-組成圖可得相應(yīng)溫度如下： 塔頂溫度 ：TD＝110.885 ℃ 進(jìn)料板溫度 ：TF＝123.566 ℃ </p><p>　　塔底溫度 ：TW＝136.952 ℃ 精餾段平均溫度 ：Tm1＝（110.885＋123.566）/2

45、= 117.2255 ℃</p><p>　　提餾段平均溫度 ：Tm2＝（123.566＋136.952）/2 = 130.259 ℃</p><p>　　2.4.3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=0.9913,查平衡曲線得x1=0.9818</p><p>　　2、進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><

46、;p>　　由 xF＝0.4342，查平衡曲線得yF＝0.6285</p><p>　　3、塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由 xW＝0.0115，查平衡曲線得yW＝0.01151</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>　　2.4.4平

47、均密度計(jì)算 1、氣相平均密度計(jì)算 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），將其以T為x軸、ρ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-密度曲線圖（如圖2-7）。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=-1.0245T＋892.00 ，&

48、lt;/p><p>　　乙苯 ρB=-0.9521T＋889.84 </p><p>　　而液相平均密度用計(jì)算（ 式中表示質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。 </p><p><b>　　表2-3</b></p><p><b>　　圖2-7</b></p><p>

49、　?、?、塔頂液相平均密度的計(jì)算 由TD＝110.885℃ 得：</p><p>　　ρDA=-1.0245×110.885＋892.00=778.3983 kg/m3</p><p>　　ρDB=-0.9521×110.885＋889.84=784.2664 kg/m3 </p><p>　?、?、進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算

50、 由TF＝123.566℃ 得：</p><p>　　ρFA=-1.0245×123.566＋892.00=765.4128 kg/m3</p><p>　　ρFB=-0.9521×123.566＋889.84=772.1928 kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 </p><p>　?、邸⑺滓合嗥骄芏鹊挠?jì)算 由TW

51、＝136.952 ℃ 得：</p><p>　　ρWA=-1.0245×136.952＋892.00=751.6927 kg/m3</p><p>　　ρWB=-0.9521×136.952＋889.84=759.4737 kg/m3 ④、精餾段液相平均密度</p><p>　　ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（778.4823

52、＋769.3315）/2=773.9069kg/m3</p><p>　?、荨⑻狃s段液相平均密度 </p><p>　　ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（769.3315＋759.3951）/2=764.3633 kg/m3</p><p>　　2.4.5液體平均表面張力計(jì)算 </p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度

53、下的表面張力（如表2-4），將其以T為x軸、σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面張力曲線圖（如圖2-8）。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=-0.1053T＋30.095</p><p>　　乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 </p><p>　　而液相平均表面張力用計(jì)算 <

54、;/p><p><b>　　表2-4</b></p><p><b>　　圖2-8</b></p><p>　　1、塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 TD＝110.885℃ 得： σDA=-0.1053×110.885＋30.095=18.4188 mN/m </p><p

55、>　　σDB=-0.1016×110.885＋31.046=19.7801 mN/m</p><p>　　σDm=0.9818×18.4188＋(1-0.9818)×19.7801=18.4436mN/m 2、進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由TF＝123.566℃ 得：</p><p>　　σFA=-0.1053×123.5

56、66＋30.095=17.0835 mN/m</p><p>　　σFB=-0.1016×123.566＋31.046=18.4821 mN/m</p><p>　　σFm=0.4342×17.0835＋（1－0.4342）×18.4821=17.8748 mN/m</p><p>　　3、塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 T

57、W＝136.952℃ 得： σWA=-0.1053×136.952＋30.095=15.6740 mN/m </p><p>　　σWB=-0.1016×136.952＋31.046=17.1317 mN/m</p><p>　　σWm=0.0115×15.6740＋(1-0.0115)×17.1317=17.1118 mN/m

58、 4、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4436＋17.8748)/2=18.1592mN/m </p><p>　　5、提餾段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.8748＋17.1118)/2=17.4933 mN/m</p><p>　　2.4.6液體平均粘度計(jì)算 </p><p&

59、gt;<b>　　表2-5</b></p><p><b>　　圖2-9</b></p><p>　　已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（如表2-5），將其以T為x軸σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-粘度曲線圖（如圖2-9）。 </p><p>　　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

60、：甲苯 ：μ=1.2×10-5T2－0.0046T＋0.6010</p><p>　　乙苯 ：μ=1.4×10-5T2－0.0053T＋0.6896 </p><p>　　液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計(jì)算 </p><p>　　1、塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由

61、TD＝110.885℃ 得 ： μDA=1.2×10-5×110.8852－0.0046×110.885＋0.6010 </p><p>　　μDA=0.2398 mPa·s</p><p>　　μDB=1.4×10-5×110.8852－0.0053×110.885＋0.6896</p><

62、p>　　μDB=0.2769 mPa·s lgμDm=0.9818×lg(0.2398)＋(1-0.9818)×lg(0.2769) 解出μDm=0.2412 mPa·s 2、進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由TF＝123.566℃ 得 ： μFA=1.2×10-5×123.5662－0.0046×123.566＋0.6010 </

63、p><p>　　μFA= 0.2042 mPa·s</p><p>　　μFB=1.4×10-5×123.5662－0.0053×123.566＋0.6896</p><p>　　μFB= 0.2438 mPa·s lgμFm=0.4342×lg(0.2042)＋(1-0.4342)×lg(0.

64、2438) 解出μFm= 0.2352 mPa·s</p><p>　　3、塔底液相平均粘度的計(jì)算 由TW＝136.952℃ 得 ： μWA=1.2×10-5×136.9522－0.0046×136.952＋0.6010 </p><p>　　μWA=0.1954 mPa·s</p><p>　

65、　μWB=1.4×10-5×136.9522－0.0053×136.952＋0.6896</p><p>　　μWB=0.2249 mPa·s lgμWm=0.0115×lg(0.1954)＋(1-0.0115)×lg(0.2249) 解出μWm=0.2246 mPa·s</p><p>　　4、精餾段液相平

66、均粘度 μLm1=(0.2412+0.2352)/2=0.2382 mPa·s</p><p>　　5、提餾段液相平均粘度 </p><p>　　μLm2=(0.2332＋0.2259)/2=0.2296 mPa·s</p><p>　　2.5精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　2.5.1精餾段氣、液相負(fù)

67、荷計(jì)算</p><p>　　汽相摩爾流率：V=(R+1)×D=(4.4582+1)×16.7641=93.0173kmol/h</p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p>　　液相回流摩爾流率：L=R&#

68、215;D=4.4582×16.7641=74.7377 kmol/h</p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　2.5.2提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算</p><p><b>　　汽相摩爾流率：<

69、/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><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p&

70、gt;<b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　2.6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　2.6.1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。</p><p><b>　

71、　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=0.9529 m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，按標(biāo)

72、準(zhǔn)塔徑圓整后取塔徑D＝1 m。</p><p>　　塔截面積為 AT1=0.785D2=0.785×12=0.785 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><b>　　液氣動(dòng)能參數(shù) ：</b></

73、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=0.7μF=0.8398 m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致.</

74、p><p>　　塔截面積為 AT2=0.785D2=0.785×12=0.785 m2</p><p>　　表2-6 板間距與塔徑的關(guān)系⑤</p><p>　　2.6.2精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(15-1) ×0.5=7 m 提餾段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(16-1

75、) ×0.5=7.5 m 在進(jìn)料板上方開一人孔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=7＋7.5＋0.5=15 m</p><p>　　2.7塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　2.7.1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 m，可選用單溢流

76、弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下： ①、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)滿足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p&

77、gt;<p>　?、?、弓形降液管寬度Wd1和截面積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 取降液管底隙的流速則 （不宜小于0.02～0.025 m，滿足要求）</p><p>　　hW1-h

78、o1=43.8-36.86=6.94 mm>6 mm故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 </p><p>　　2、提餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。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

79、據(jù)液流收縮系數(shù)圖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)滿足要求 ，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p><p>　?、?、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2

80、 液體在降液管中停留時(shí)間：故降液管設(shè)計(jì)合理。 ④、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速則 </p><p>　　(滿足要求） 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 </p><p>　　2.7.2塔板布置 </p><p>　　1、精餾段塔板布置 ①、塔板的分塊

81、 因D1≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。</p><p>　　表2-7 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 取破沫區(qū)寬度：==0.06 m ；取無(wú)效邊緣區(qū)：Wc1=0.05 m。 ③、開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按計(jì)算 其中x1

82、=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 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（一般的厚度為3～4mm）碳鋼板，取篩孔直徑 d01＝5 mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在3～10mm之間，4～5mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t1＝3d01

83、＝3 × 5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直徑的中心距） 。 篩孔數(shù)目： 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求）</p><p><b>　　每層塔板開孔面積：</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

84、 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。</p><p>　?、?、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無(wú)效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：===0.06 m </p><p>　　取無(wú)效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.05 m ③、開孔區(qū)面積計(jì)算 </p><p>　　開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=0.5353 m2</p><p&

85、gt;　?、?、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=2755個(gè) 開孔率為： （滿足要求）</p><p><b>　　每層塔板開孔面積：</b></p><p>　　表2-8

86、 單流型塔板某些參數(shù)推薦值 </p><p>　　2.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 </p><p>　　2.8.1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hc1由 計(jì)算 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流

87、系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝0.8011 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)：（一般可近似取）。</p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計(jì)算

88、 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 </p><p>　?、堋怏w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 干板阻力hc2由 計(jì)算 d02／δ＝5／3＝1.666

89、7，查得孔流系數(shù)C02＝0.8011 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?。?lt;/p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計(jì)算 液

90、體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 </p><p>　?、堋怏w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足工藝要求）。 2.8.2 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影響。 2.8.3液沫夾帶 </p><p>　

91、　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>　?。?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）2.8.4、漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速(下限氣速)uOM可由下式計(jì)算，即 </p><p&g

92、t;　　精餾段： 實(shí)際孔速uo1＝12.4337 m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.134>1.5</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　實(shí)際孔速uo2＝11.41613 m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/u

93、OM2=11.41613/5.4372=2.1>1.5</p><p>　?。ü试诒驹O(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液）。 2.8.5、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×(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰

94、，本設(shè)計(jì)采用平直堰Δ=0，hd可由計(jì)算，即 精餾段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。</p><p>　　提餾段： 故Hd2=0.08805+0.06+0.00612=0.1542 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 </p><p>　　通過(guò)流

95、體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適。</p><p>　　2.9塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　2.9.1、精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負(fù)荷上限線</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p>&l

96、t;b>　　2、液相負(fù)荷下限線</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</b></p><p><b>　　式中</b></p><p>

97、<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 ③</p><p><b>　　4、液泛線

98、</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 ④</p><p>　　5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）</p><p><b>　　漏液點(diǎn)氣速</b></p>

99、<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 ⑤</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p>&l

100、t;b>　　操作氣液比 </b></p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點(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)方程繪制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖2-10）</p><p>　　2.9.2、提餾段塔

101、板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負(fù)荷上限線</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　2、液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　?、?

102、lt;/b></p><p><b>　　3、霧沫夾帶線</b></p><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

103、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 ③</p><p><b>　　4、液泛線</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 ④</p>&

104、lt;p>　　5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）</p><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

105、 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2-11）</p><p><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與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比

106、，即：操作彈性=</p><p><b>　　圖 2-10</b></p><p><b>　　圖2-11</b></p><p>　　2.10、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表</p><p><b>　　表 9</b></p><p><b>

107、;　　第三章冷凝器的設(shè)計(jì)</b></p><p>　　3.1、確定設(shè)計(jì)方案</p><p>　　1、選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況：熱流體進(jìn)口溫度110.885℃，以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)的固定管板式換熱器。 2、流動(dòng)空間及流速的確定 為便于水垢清

108、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><b>　　3、防腐涂料的選定</b></p><p>　　防腐涂料的選定也是本次設(shè)計(jì)換熱器的重點(diǎn)所在，換熱器一般需經(jīng)受介質(zhì)腐蝕，熱腐蝕和污垢腐蝕?，F(xiàn)代大型生產(chǎn)裝置，特別是石油煉制、化工等成套生產(chǎn)工程中，各類換熱器時(shí)刻在履行熱能轉(zhuǎn)換和傳遞的功能。據(jù)統(tǒng)

109、計(jì)，換熱器占整個(gè)設(shè)備投資的10~40％。工業(yè)的高度發(fā)展，能源問題的困擾，使人們對(duì)換熱器倍加重視，從設(shè)計(jì)到應(yīng)用，從改進(jìn)到保養(yǎng)，許多技術(shù)專家都致力于降低成本及提高使用壽命的競(jìng)爭(zhēng)。其中最令人關(guān)注的是換熱器的防腐蝕問題。</p><p>　　換熱器涂料經(jīng)歷了大半世紀(jì)的研究與發(fā)展，從最早期四十年代，美國(guó)首先將酚醛涂料應(yīng)用于冷凝器，到七十年代以環(huán)氧樹脂及其改性樹脂水冷器涂料為主體。TH-847是天津派爾尼爾科技發(fā)展有限公司技

110、術(shù)總監(jiān)唐功麒先生于1984年發(fā)明并在1985年榮獲國(guó)家科技進(jìn)步二等獎(jiǎng)。經(jīng)過(guò)20多年廣泛應(yīng)用的篩選，TH-847仍然是我國(guó)首選的兩種耐高溫（150oC），耐油，耐酸和耐堿的換熱器防腐涂料之一。</p><p>　　中?；し栏行?，曾用TH-847涂料做過(guò)測(cè)試，相比于一般的防腐涂料的半年到一年就產(chǎn)生嚴(yán)重腐蝕而無(wú)法繼續(xù)使用的情況，TH-847在經(jīng)歷了一年半時(shí)間后打開換熱器檢查，管內(nèi)外光潔如新，無(wú)腐蝕結(jié)垢現(xiàn)象。鑒于TH

111、-847具有良好的防腐，防垢效果，大大提高了傳熱效果和企業(yè)生產(chǎn)的穩(wěn)定性，我決定選用TH-847作為本次設(shè)計(jì)的換熱器涂料。</p><p>　　3.2、確定物性數(shù)據(jù)</p><p>　　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110.885

112、℃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 Pa·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

113、.174 kJ/(kg·℃) 導(dǎo)熱系數(shù)　 ：λ=0.648 W/(m·℃)</p><p>　　粘 度　 ：μ=0.000549 Pa·s</p><p><b>　　3.3、熱負(fù)荷計(jì)算</b></p><p><b>　　1、殼程液流量</b></p><p&g

114、t;　　由精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算可知：</p><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

115、熱</p><p>　　根據(jù)已查得的汽相甲苯、乙苯在某些溫度下的汽化潛熱（如表），將其以T為x軸、r為y軸繪制出溫度-汽化潛熱兩條曲線（如圖3-1）。 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：</p><p><b>　　表 3-1 </b></p><p><b>　　圖3-1</b><

116、/p><p>　　甲苯 ：r=-0.001T2－0.4373T＋420.92</p><p>　　乙苯 ：r=0.0008T2－0.3999T＋407.22 </p><p>　　由T=110.885 ℃可計(jì)算出相應(yīng)的汽化潛熱： </p><p><b>　　3、熱負(fù)荷</b></p><p>　

117、　熱負(fù)荷：Q=ms1×rm=2.1021×360.9842=758.8249 KW（忽略熱損失）</p><p><b>　　3.4逆流平均溫差</b></p><p><b>　　3.5、冷卻水用量</b></p><p>　　3.6、估算傳熱面積</p><p>　　由于管程

118、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><p>　　考慮 15％的面積裕度，S=1.15×S′=1.15×21.7172=24.9748 m2。</p><p>　　3.7換熱器的工藝結(jié)構(gòu)

119、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。</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

120、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，取管心距t=1.25 do，則t=1.25×25≈32(mm) 橫過(guò)管束中心線的管數(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 mm 5、

121、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400×0.25＝100 mm；取折流板間距B＝0.3D，則B＝0.3×400＝120 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：取流速為 u＝2 m/s，則內(nèi)徑為：取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 45 mm。 管程流體進(jìn)出口接管：取水流速 u＝2 m/s，則內(nèi)

122、徑為：</p><p>　　取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 800 mm</p><p><b>　　3.8、換熱器核算</b></p><p>　　1、熱量核算 ①殼程對(duì)流傳熱系數(shù) 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

123、>　　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>　　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><

124、;p><b>　　③傳熱系數(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·℃)；。</p><p><b>　?、軅鳠崦娣eS</b></p><p>　　該換熱器的實(shí)際傳熱面積S