精餾塔的物料衡算

1、濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計濱州學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目：分離苯甲苯混合液的篩板板式精餾塔工藝設(shè)計二、設(shè)計條件：（1）設(shè)計規(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)計內(nèi)容1、設(shè)計方案的選定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)的計算（加熱物料進(jìn)出口

2、溫度、密度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體力學(xué)驗算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計10、餾塔接管尺寸計算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點、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)計說明書一份 設(shè)計說明書的基本內(nèi)容課程設(shè)計任務(wù)書課程設(shè)計成績評定表中英文摘要目錄設(shè)計計算與說明設(shè)計結(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、 注意事項寫出詳細(xì)計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源每項設(shè)計結(jié)束后列出計算結(jié)果明細(xì)表設(shè)計最終需裝訂成冊上交四、進(jìn)度計劃（列出完成項目設(shè)計內(nèi)容、繪

3、圖等具體起始日期）1、設(shè)計動員，下達(dá)設(shè)計任務(wù)書 0.5天2、收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計進(jìn)度 1-2天3、初步確定設(shè)計方案及設(shè)計計算內(nèi)容 5-6天4、繪制總裝置圖 2-3天5、整理設(shè)計資料，撰寫設(shè)計說明書 2天6、設(shè)計小結(jié)及答辯 1天目錄摘 要1緒 論1設(shè)計方案的選擇和論證21.設(shè)計思路22設(shè)計方案的確定2第一章 塔的工藝設(shè)計31.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)31.2精餾塔的物料衡算41原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)41.2.2平衡線方程的確定51.2.3進(jìn)料熱狀況q的確定51.2.4操作回流比r的確定61.2.5求精餾塔的氣液相負(fù)荷61.2.6操作線方程71.2.7用逐板法算理論板數(shù)71.2.8.實際板

4、數(shù)的求取81.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算81.3.1進(jìn)料溫度的計算81.3.2 操作壓強91.3.3平均摩爾質(zhì)量的計算91.3.4平均密度計算101.3.5液體平均表面張力計算111.3.6液體平均粘度計算121.4 精餾塔工藝尺寸的計算121.4.1塔徑的計算121.4.2精餾塔有效高度的計算141.5 塔板主要工藝尺寸的計算151.6塔板布置161.7篩板的流體力學(xué)驗算171.8塔板負(fù)荷性能圖（以提鎦段為例）181.9小結(jié)21第二章 熱量衡算222.1相關(guān)介質(zhì)的選擇222.2蒸發(fā)潛熱衡算222.2.2 塔底熱量232.3焓值衡算24第三章 輔助設(shè)備273.1冷凝器的選型273

5、.1.1計算冷卻水流量273.1.2冷凝器的計算與選型273.2冷凝器的核算283.2.1管程對流傳熱系數(shù)283.2.2殼程流體對流傳熱系數(shù)293.2.3污垢熱阻303.2.4核算傳熱面積303.2.5核算壓力降313.3泵的選型與計算333.4 再沸器的選型與計算333.4.1 加熱介質(zhì)的流量333.4.2 再沸器的計算與選型33設(shè)計結(jié)果匯總35致謝36參考文獻(xiàn)36主要符號說明3640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

6、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，對選擇、設(shè)計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、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計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)計針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計書對苯和甲苯的分離設(shè)備篩板精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設(shè)備計算,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。精餾段實際板數(shù)為17，提

7、餾段實際板數(shù)為19。實際加料位置在第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)驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。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。為實現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)

8、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)具有較高的綜合能力、解決實際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計是一次讓我們接觸并了解實際生產(chǎn)的大好機(jī)會，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會去認(rèn)真去對待。而新穎的設(shè)計思想、科學(xué)的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅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)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：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

9、盤造價減少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，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右，處理能力大等優(yōu)點，綜合考慮更符合本設(shè)計的要求。設(shè)計方案的選擇和論證1.設(shè)計思路在本次設(shè)計中，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)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，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現(xiàn)分

10、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，因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，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)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。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)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)

11、定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。2設(shè)計方案的確定方案選定是指確定整個精餾裝置的流程。主要設(shè)備的結(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。在實際的設(shè)計問題中，上述四項都是必須考慮的。本設(shè)計任務(wù)為分離苯和甲苯混合物，對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)冷卻后送至儲罐，塔頂采用全凝器。第一章 塔的工藝設(shè)計1.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)（1）常

12、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)y110.560091.40.50.713109.910.010.02590.110.550.755108.790.030.071188.80.60.791107.610.050.11287.630.650.825105.050.10.20886.520.70.857102.790.150.29485.440.750.885100.750.20.37284.40.80.91298.840.250.44283.330.850.93697.130.30.50782.250.90.9599

13、5.580.350.56681.110.950.9894.090.40.61980.660.970.98592.690.450.66780.210.990.9961(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

14、）液體表面粘度溫度8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228（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

15、汽-液平衡組成可以找出算出。同理可算出其它的編號數(shù)值編號數(shù)值12.538462132.521322.474863142.523132.396396152.538542.363636162.568452.359773172.565262.369427182.590972.376344192.580982.399594202.598992.421988212.5789102.437008222.0309112.448115232.5799122.484321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，溶液的泡點為96，平均溫度=由文獻(xiàn)液體的比熱

16、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/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.實際板數(shù)的求取由苯與甲苯不

17、同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知對應(yīng)的塔底溫度為。對應(yīng)的塔頂?shù)臏囟葹?，這樣，平均塔溫為。由經(jīng)驗式查式中，查文獻(xiàn)在 苯的粘度：；甲苯的粘度：。 加料液體的平均粘度： 。 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 所以精餾塔的總實際塔板數(shù)為1.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算1.3.1進(jìn)料溫度的計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 操作壓強每層塔板相差0.7kpa塔頂壓強 =101.33kpa進(jìn)料板壓強： =101.33+180.7=113.93kpa塔底壓強：=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)量的計算塔

18、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平均密度計算 (1)氣相平均密度計算理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段氣相密度：提餾段氣相密度：(2)液相平均密度計算 當(dāng)時,用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù) 對于進(jìn)料板：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù) 對于塔底： ，查表1-4得 精餾段平均密度： 提餾段平均密度： 1.3.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力計算公式：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算1.4.1塔徑的計算精餾

19、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，則空塔速度為塔徑 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 （2）提餾段塔徑計算取板間距 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算，可知全塔塔徑為 塔截面積為以下的計算將以精餾段為例進(jìn)行計算：實際空塔氣速為 1.4.2精

20、餾塔有效高度的計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。各項計算如下：（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 依式驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設(shè)計合理。（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.計算開孔區(qū)面積

21、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算塔板上篩孔數(shù)n ,即孔依下式計算塔板上開孔區(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)驗算1、根據(jù)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫?，查表?0.7932.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)計允許值)（2）提鎦段霧沫夾帶量的驗算由式kg液/kg氣，故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶（3）提餾段漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數(shù),故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液

22、（4）提餾段液泛驗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算0.0876+0.06+0.030.178取=0.5.則在設(shè)計負(fù)荷下不會發(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,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ls值，依上式計算出vs值計算結(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)，任取幾個值，依上式計算

23、出值計算結(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)計算得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值計算結(jié)果列于下表6.58.50.2340.2570.2730.2960.318(5) 液相負(fù)荷下限對于平流堰，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，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

24、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在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計合理。因為液泛線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，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

25、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0c蒸發(fā)潛熱kj/kg臨界溫度tc/k苯80.1393.9561.65甲苯110.63363591.72（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93.3113.313

26、1.0146.6 下: 用內(nèi)插法計算的： 下： 下： 下： (1)0時塔頂氣體上升的焓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 項目進(jìn)料冷凝器塔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)計冷凝器管殼式冷凝器原因：因本設(shè)計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，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，起液膜減少，傳

27、熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。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， 各自對應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù)項目種類cp(kj/(kgk)/(kg/m3)/pas/wm-11混合氣體1.2262.909.37410-60.167冷卻后的混合液體1.820804.420.29210-30.143冷凝水4.176103 wm-11996.20.836010-361.386 13.1.1計算冷卻水流量3.1.2冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。）按單管程計時，初步選定換熱器殼徑

28、/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) 普朗特數(shù) 3.2.2殼程流體對流傳熱系數(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)及普朗特數(shù)分別為 取于是殼程流體的對流傳熱系數(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換熱器的實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

29、用的。3.2.5核算壓力降 (1)管程壓力降管程壓力降計算的通式為式中，殼程數(shù)ns=1,管程數(shù)=1。可知管程流體呈湍流狀態(tài)。取管壁粗糙=0.1mm,相對粗糙度，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，所以計算殼程流體壓力降的表達(dá)式很多，計算結(jié)果都差不多?，F(xiàn)用埃索法來計算殼程壓降。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，對于液體取1.15，對于氣體可取1.0；殼程數(shù)。而 式中f管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列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)，對三角形排列(

30、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)殼程流通截面由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時涉及到的相關(guān)物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時的數(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泵的選型與計算由 所以 查文獻(xiàn)油泵的型號如下：型號50y60b流量9.9揚程38m轉(zhuǎn)速軸功率2.39kw電機(jī)

31、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)形式單級懸臂3.4 再沸器的選型與計算3.4.1 加熱介質(zhì)的流量 當(dāng)時，查的 3.4.2 再沸器的計算與選型 取 按單管程計時，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)計結(jié)果匯總項目內(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2095等腰三角形叉排篩孔氣速u0/(m/s)11.86臨界篩孔氣速u0c(