化工原理課程設計分離苯甲苯混合物的精餾塔設計

1、化工原理課程設計化工原理課程設計任務書一、設計任務：設計題目：分離苯-甲苯混合物的精餾塔設計給定條件：原料液：苯-甲苯混合物組成：xF = 0.32（摩爾分率，下同）處理量：F = 12400 kg/h溫度：29oC餾出液：組成：xD = 0.93殘液：組成：xW = 0.02操作壓力：常壓二、設計內(nèi)容：設計說明書一份，其內(nèi)容包括目錄題目及數(shù)據(jù)工藝流程選擇論證及說明、流程圖主要設備的設計（塔板數(shù)、塔徑、塔板結(jié)構(gòu)元件及尺寸，流體力學交校核）塔板布置圖，負荷性能圖主要輔助設備的選用與計算（塔頂冷凝器）三、參 考 資 料：化工原理設計導論，成都科技大學化工原理設計導論編寫組，成都科技大學出版社，19

2、94化工原理，下冊，葉世超 夏素蘭 易美桂 楊雪峰等編，科學出版社，2002化工原理（第二版），下冊，陳敏恒等，化學工業(yè)出版社，2000化工設備設計基礎，化工設備設計基礎編寫組，上?？茖W技術(shù)出版社，1987化學工程師手冊，機械工業(yè)出版社，1999PERRY化學工程手冊（第六版），化學工業(yè)出版社，1984化學工程手冊（第二版），時鈞等，化學工業(yè)出版社，1996化學工程師簡明手冊，鄧忠等，機械工業(yè)出版社，1997化工生產(chǎn)流程圖解，化學工業(yè)出版社，精餾設計、操作和控制，吳俊生等，中國石化出版社，1997塔型設備基礎設計，石油化學工業(yè)部編，1975塔設備設計，上?？茖W技術(shù)出版社，1988塔的工藝計算，

3、石油化學工業(yè)部設計院，1977 目錄第一章 方案選定1.1操作條件的確定1.1.1操作壓力 1.1.2 進料狀態(tài)加熱方式冷卻劑與出口溫度回流比的選擇1.2設備的選擇塔設備的選擇再沸器，冷凝器等附屬設備的安排 1.3流程的確定物料的儲和輸送 參數(shù)的檢測和調(diào)控1.4 熱能的利用第二章 總體工藝設計計算 2.1物料衡算與操作線方程原料及產(chǎn)品組成 (xF, xD, xW, F)2.1.2全塔總物料衡算操作溫度2.1.4使進料達到泡點，預熱原料液所需熱2.1.5 相對揮發(fā)度(a)2.1.6最小回流比(Rmin) 2.1.7精餾塔的氣、液相負荷及操作線方程2.2 塔板數(shù)的確定 2.2.1理論塔板數(shù)實際塔板

4、數(shù)2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 2.3.1 平均摩爾質(zhì)量 2.3.2 平均密度 2.3.3 液相平均表面張力 2.3.4 液相平均黏度2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 2.4.1 塔徑的計算 2.4.2 精餾塔有效高度計算 2.5 塔板主要工藝尺寸的計算 2.5.1 溢流裝置計算 2.5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列2.6 塔板流體力學驗算 2.6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 2.6.2 淹塔 2.6.3 霧沫夾帶2.7 塔板負荷性能圖 2.7.1 霧沫夾帶線 2.7.2液泛線 2.7.3 液相負荷上限線 2.7.4 漏液線 2.7.5 液相負荷下線限第三章 附屬設備計算3.1

5、 換熱器熱量計算3.1.1 塔頂冷卻所需熱3.1.2 原料液加熱到泡點所需熱量3.1.3 塔釜加熱所需熱量3.2 塔頂冷凝器 3.2.1 物性參數(shù)3.2.2 傳熱面積3.2.3 工藝尺寸結(jié)構(gòu)3.3進料預熱器3.3.1 設計方案的確定3.3.2 物性數(shù)據(jù)3.3.3 傳熱面積估算3.3.4 工藝尺寸結(jié)構(gòu)3.4 塔底再沸器3.4.1設計方案的確定3.4.2 物性數(shù)據(jù)3.4.3 傳熱面積的估算3.4.4 工藝尺寸結(jié)構(gòu)3.5 接管與法蘭3.5.1 塔頂蒸汽出口管徑3.5.2 回流液管徑3.5.3 進料管直徑3.5.4 釜液排出管徑3.6 筒體與封頭3.6.1 筒體3.6.2 封頭3.7 人孔 第一章 方

6、案選定1.1操作條件的確定1.1.1操作壓力根據(jù)生產(chǎn)要求，本設計選擇常壓下的連續(xù)蒸餾。常壓操作對設備要求低，操作費用低，適用于苯-甲苯這類非熱敏沸點在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離，連續(xù)蒸餾集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。1.1.2 進料狀態(tài)本設計采用泡點。在29攝氏度時苯與甲苯的狀態(tài)均為油狀液體，所以采用q1。在進料前將冷液體加熱到泡點再進料。加熱方式由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。用飽和水蒸汽作為加熱劑，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率。冷卻劑與出口溫度冷卻劑選用經(jīng)濟的常溫水。回流比的選擇采用泡點回流。根據(jù)實驗和生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計，一般最適宜回流比的范圍為R（1.1

7、2）Rmin，該物系屬易分離物系，最小回流比較小，所以在設計中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。1.2設備的選擇塔設備的選擇精餾操作課選用的塔設備有很多。在實際的生產(chǎn)操作中，由于浮閥塔具有結(jié)構(gòu)簡單、生產(chǎn)能力和操作彈性大、板效率高等優(yōu)點，因而是一種綜合性能較優(yōu)異的板型，所以本實驗采用浮閥塔。再沸器，冷凝器等附屬設備的安排塔底設置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，餾出產(chǎn)品進入儲罐。塔釜產(chǎn)品接近純水，一部分用來補充加熱蒸汽，其余儲槽備稀釋其他工段污水排放。1.3流程的確定物料的儲和輸送在流程中應設置原料槽、產(chǎn)品槽以及

8、離心泵。原料可有泵直接送入塔內(nèi)，也可以通過高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。衛(wèi)士過程連續(xù)穩(wěn)定地進行，產(chǎn)品還需用泵送入下一個工序。 參數(shù)的檢測和調(diào)控流量、壓力和溫度等是生產(chǎn)中的重要參數(shù)，必須在流程中的適當位置裝設儀表，以測量這些參數(shù)。同時，實際生產(chǎn)過程中，物流的狀態(tài)（流率、溫度、壓力）、加熱劑和冷卻劑的狀態(tài)都不可能避免地會有一定程度的波動，因此必須在流程中設置一定的閥門（手動或自動）進行調(diào)節(jié)，以適應這種波動，保證產(chǎn)品達到規(guī)定的要求。1.4 熱能的利用精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，

9、可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程1，可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。第二章總體工藝設計計算以下設計計算中

10、，A代表苯，B代表甲苯，苯、甲苯可視為理想溶液。苯的摩爾質(zhì)量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92kg/kmol進料液平均摩爾質(zhì)量2.1物料衡算與操作線方程原料及產(chǎn)品組成 (xF, xD, xW, F)= 0.32= 0.93= 0.02kmol/h2.1.2 全塔總物料衡算總物料易揮發(fā)組分 解方程解得 操作溫度由上述操作條件知，在進料處采用泡點進料，蒸餾塔頂采用泡點回流。所以根據(jù)物料組成，結(jié)合苯-甲苯的物系相圖中的壓強一定下（P=101.325pa）的溫度組成圖t-x(y)圖，可以查得：冷液體進料溫度=29oC塔頂xD =0.93=81oC塔板xF = 0.32=98oC塔

11、底xW = 0.02=109oC精餾段平均溫度=89.5o提餾段平均溫度=103.5oC2.1.4 使進料達到泡點，預熱原料液所需熱泡點下的飽和液體進料則：q=1其中，苯的質(zhì)量分數(shù)為：則甲苯的質(zhì)量分數(shù)為：苯的比熱容=1.7kJ/（kgK)甲苯的比熱容=1.7kJ/（kgk）進料板xF = 0.39,，=98oC所以所需熱量為2.1.5相對揮發(fā)度(a) 用安托因方程計算:苯的安托因常數(shù)為：甲苯的安托因常熟為：苯與甲苯的飽和蒸汽壓 塔頂 =81oC則代入數(shù)值得2.007 1.597 進料板=98oC 2.2223 1.8373 塔底=109oC2.3491.97954 2.4029則全塔的平均相對

12、揮發(fā)度2.472.1.6最小回流比(Rmin) 平衡方程 A式q=1 則q線方程為 B式聯(lián)立A、B兩式的 由此可得最小回流比為 操作過程中去回流比為最小回流比的1.5倍，則2.1.7 精餾塔的氣、液相負荷及操作線方程kmol/hkmol/h由于泡點進料q=1 所以 kmol/hkmol/h精餾段操作線方程帶入數(shù)值的 提餾段操作線方程 帶入數(shù)值得 2.2 塔板數(shù)的確定2.2.1理論塔板數(shù)苯甲苯屬于理想體系，可采用逐板計算法來計算理論塔板數(shù)，由精餾段和提餾段的操作線方程聯(lián)立得 交點為 相平衡方程式 即 第1塊板上升的蒸汽組成 第1塊板下降的液體組成 第2塊板上升的氣相組成 第2塊板下降的液體組成

13、如此反復計算 因為 所以第8塊板為加料板第9塊板上升的蒸汽組成 第9塊板下降的液體組成 如此反復計算得 因為 ，所以總理論板數(shù)為16，精餾段8塊，第8塊板為進料板。實際塔板數(shù)對精餾塔，采用相對揮發(fā)度與液相黏度的乘積為參數(shù)來表示全塔效率，相對揮發(fā)度與黏度取塔頂塔底平均溫度下的值，對苯甲苯雙組份，由上述的計算可得相對揮發(fā)度，黏度為液相平均黏度。則根據(jù)上面所述并查相關(guān)手冊得：=81oC=109oC已知 由 得：所以塔板的實際數(shù)為2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算2.3.1 平均摩爾質(zhì)量已知：苯的摩爾質(zhì)量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92kg/kmol 塔頂處： kg/

14、kmolkg/kmol 進料板處： kg/kmolkg/kmol塔底處： kg/kmolkg/kmol精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量：kg/kmolkg/kmol提餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量：kg/kmolkg/kmol 總體塔的氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量：kg/kmolkg/kmol2.3.2 平均密度A 氣相平均密度，由理想氣態(tài)方程計算：塔頂 進料板塔底 精餾段 提餾段 氣相平均密度B 液相平均密度，計算公式： 塔頂 =81oC 進料板 =98oC 液相的質(zhì)量分數(shù)： 塔底 =109oC 液相的質(zhì)量分數(shù)： 精餾段液相平均密度： 提餾段液相平均密度： 全塔液相平均密度：2.3.3 液相平

15、均表面張力 液相平均表面張力計算公式： 塔頂液相平均表面張力 =81oC查圖得 進料板液相平均表面張力 =98oC塔底液相平均表面張力 =109oC精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：全塔平均表面張力：2.3.4 液相平均黏度液相平均黏度計算公式 塔頂液相平均黏度 =81oC進料板液相平均黏度 =98oC塔底液相平均黏度 =109oC精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.4.1 塔徑的計算氣、液相體積流率： C 表示氣體負荷系數(shù)（m/s）根據(jù) 取板間距 板上液層高度 則有 查圖可知取安全系數(shù)為0.7 則塔徑 塔截面積 實際空塔

16、氣速為 2.4.2 精餾塔有效高度計算精餾段有效高度：提餾段有效高度：在精餾段、提餾段各設一人孔，其高度均為0.8m.。所以精餾塔的有效高度為 2.5 塔板主要工藝尺寸的計算2.5.1 溢流裝置計算因塔徑D=1.4m ,可選用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下： (1）堰長 由液體負荷及溢流形式可知，單溢流堰長滿足,本設計采用（2）溢流堰高度 溢流堰高度計算公式： 選用平直堰，堰上液層高度依下列計算公式取上層液高度得（3） 弓形降液管寬度以及截面積由,得 所以 液體在降液管中停留的時間，一般不小于35s，以保證溢流液中的泡沫有足夠的時間在降液管中得到分離。在求的降液管截面積之后，應

17、按照下列驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即： 帶入數(shù)據(jù)得： 故降液管設計合理。(4 )降液管底隙高度 計算公式 取則： 故降液管底隙高度設計合理2.5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)F0=10 ，孔速為u0每層塔板上的浮閥數(shù)： 其中為閥孔直徑，取值為取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m,破沫區(qū)寬度Ws=0.07m，鼓泡區(qū)面積為Aa，即： 由于在閥孔的排列中，叉排氣液接觸較好，而且對于大塔，當塔板采用分塊式結(jié)構(gòu)時，不便按正三角形，所以對本設計的浮閥排列方式采用等腰三角形交叉，取同一橫排的孔心距t=75mm ,則估算排間距為 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而個快的支承與銜接也要占去一部分

18、鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用67.6mm，應小于此值。故去t=65mm 按t=75mm,t=65mm以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=207按N=207 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。塔板開孔率=2.6 塔板流體力學驗算2.6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù) 計算塔板壓降（1） 干板阻力 臨界孔速 因,則可按下式計算：（2) 板上充氣液層阻力 本設計分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，可得 (3) 客服表面張力所造成的阻力 因本設計采用浮閥塔，其很小，可忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹椋簡伟鍓航?.6.

19、2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度可用下列公式計算。即（1） 與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨龋?） 液體通過降液管的壓力損失，因不設進口堰，故按下式計算的 （3） 板上液層高度，去因此=0.059+0.05+0.006123=0.1151m取，, 則可見,符合防止淹塔的要求。2.6.3 霧沫夾帶板上液體流經(jīng)長度 板上液流面積 苯和甲苯可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，查的泛點負荷系數(shù),將以上數(shù)值帶入下式，得：100即F1=54.32又按下列式子計算泛點率100帶入數(shù)值得=55.56計算出的泛點率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 的要求。2.7 塔板負荷性能圖2

20、.7.1 霧沫夾帶線作出 對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中,及均為已知值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各已知數(shù)據(jù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點率=80計算如下：整理得 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個,依照上式計算出相應的的值列于附表1中：附表1：霧沫夾帶線數(shù)據(jù) 0.003 0.0020.0010.01 2.23 2.252.272.072.7.2液泛線由確定液泛線。忽略式中項，將, 閥全開前 , 閥全開后 , 帶入上式，得到物性一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則,及等均為定植，而與又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化，得 在操作范圍內(nèi)

21、任取若干個值，按照上式算出相應的值列于附表2中： 附表2：液泛線數(shù)據(jù)0.0010.0020.0030.0040.012.522.452.372.301.942.7.3 液相負荷上限線 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s。液體在降液管內(nèi)的停留時間，求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負荷上限線與氣體流量無關(guān)的豎直線。 以作為液體在降液管中停留時間的下限，則2.7.4 漏液線對于F1型重閥，依計算，則又知 式中均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據(jù)此與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則 2.7.5 液相負荷下線限 取堰上液層高度作為液相負

22、荷下限條件，依下列的計算式 計算出的下限值，依次作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。去E=1，則根據(jù)附表1、2可分別作出塔板負荷性能圖上的15共5條線，見附圖1：由塔板負荷性能圖可以看出：1：在規(guī)定的氣液負荷下的操作點，處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中未知。2：塔板的氣負荷上限完全由霧沫夾帶控制。3：按固定的液氣比，由附圖1的氣相負荷上限氣相負荷下限所以：操作彈性=將計算結(jié)果匯總列表附表3中：附表3：浮閥塔板工藝設計結(jié)果 項目 數(shù)值及說明塔徑D/m 1.4板間距HT/m 0.45塔板型式單溢流弓形降液管空塔起氣速u/(m/s) 1.00835堰長lw/m 0.98堰高hw/m 0.03

23、321板上液層高度hL/m 0.05降液管底隙高度h0/m 0.01996閥孔氣速u0/(m/s) 5.8986閥孔動能因數(shù)F0 9.8761臨界閥孔氣速u0c/(m/s) 5.9707浮閥數(shù)N/個 207空心距t/mm 75排間距t/mm 65單板壓降 439.6563液體在降液管內(nèi)停留時間 13.6277降液管內(nèi)清夜層高度 0.1151泛點率/ 54.32氣相負荷上限 2.27氣相負荷下限 0.7385操作彈性 3.07 第三章 附屬設備計算3.1 換熱器熱量計算已知：氣化潛熱 比熱容 81oC98oC kmol/h kmol/hkmol/hxF = 0.32=29oC=81oC=98oC

24、=109oC3.1.1 塔頂冷卻所需熱量 在未冷凝前，塔底的物料基本上為氣體，再被冷凝回流后基本上都是液體，并且溫度并未發(fā)生明顯變化，只是物料狀態(tài)的改變，則： 3.1.2 原料液加熱到泡點所需熱量泡點下的飽和液體進料 其中苯的質(zhì)量分數(shù) 同理可得 甲苯的質(zhì)量分數(shù) 所需熱量為 帶入數(shù)值得 3.1.3 塔釜加熱所需熱量塔釜加熱 （3) Qm包括將原料液F從=98oC加熱到=109oC，回流液L從=81oC 加熱到=109oC，即：帶入數(shù)值得 則 （4) Qr為將V近乎為從純液體純氣體狀態(tài)，即： 帶入數(shù)值得 綜上可得 3.2 塔頂冷凝器 塔頂采用循環(huán)冷卻水冷凝，冷卻水入口溫度為室溫（取oC)，出口溫度

25、設為=39oC。由于循環(huán)冷卻水容易結(jié)垢，若其流速太低將會把加快結(jié)垢的速度，使換熱器流量下降，所以循環(huán)冷卻水走管程，飽和氣體走殼程。3.2.1 物性參數(shù)冷卻水進出口平均溫度oC查得循環(huán)水在34oC下的物性數(shù)據(jù)：(moC)(kg.oC) 3.2.2 傳熱面積 由于采用泡點回流，所以近似于換熱器中只有相變化，其換熱器負荷的計算為：平均傳熱溫差：oC冷卻水用量由于高溫流體是氣體，所以可選取較小的K值，假設k=200oC),則估算的傳熱面積為 3.2.3 工藝尺寸結(jié)構(gòu) (1)：管徑和管內(nèi)流速： 選用較高級冷撥傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速為(2)： 管程數(shù)和傳熱管數(shù)：可根據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)按

26、單程管計算，所需的傳熱管長度為 按單程管設計，傳熱管過長，宜采用多管程結(jié)構(gòu)。根據(jù)本設計實際情況，采用非標設計，現(xiàn)取傳熱管長，則該換熱器的管程數(shù)位，傳熱管總根數(shù) (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)采用正方形排列。取管心距 ，隔板中心到離其最近一排管中心距離計算為 各管相鄰管的管心距為44mm。 (4): 殼體直徑 采用多管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率，則殼體直徑為 按卷制殼體的進級檔，可取(5): 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 故可取h=200mm 取折流板間距 則 可取B=400mm 折流板數(shù)目3.3進料

27、預熱器3.3.1 設計方案的確定 用飽和水蒸氣做熱源加熱使其溫度從oC加熱到=98oC，飽和水蒸氣溫度為120oC，冷凝水與100oC下排出。由于苯-甲苯體系易結(jié)垢且黏度較水小，加上體系用水蒸氣加熱，所以采用料液走管程，蒸汽走殼程，已達到傳熱效果好、結(jié)構(gòu)簡單、清洗方便的原則。3.3.2 物性數(shù)據(jù) 取物料進出口溫度為定性溫度，則oC在64oC下物料有關(guān)的物性系數(shù) ：oC）oC） 即： oC）飽和蒸汽的物性參數(shù)：3.3.3 傳熱面積估算由于采用泡點回流，所以近似于換熱器中熱流體只有相變化，其換熱負荷性能的計算：平均傳熱溫度：oC飽和蒸汽用量： 由于高溫流體是氣體，所以可選取較小的K值，假設oC），

28、則估算的傳熱面積是：3.3.4 工藝尺寸結(jié)構(gòu) (1): 管徑和管內(nèi)流速 由于所需傳熱面積較小，所以選用規(guī)格的管子，取管內(nèi)流速(2): 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 根據(jù)傳熱管內(nèi)徑與流速確定單管傳熱管數(shù)按單管程計算，所需的傳熱管長度為按單管程設計，傳熱管過長，適宜采用多管程結(jié)構(gòu)?，F(xiàn)取傳熱管長，則 該換熱器的管程數(shù)為 傳熱管總根數(shù)為 (3)：殼程數(shù)單殼程(4): 傳熱管排列和分程方法采用每程內(nèi)采用正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。管心距隔板中心到離其最近一排管中心距離計算為：(5)：殼體直徑采用多管程結(jié)構(gòu)，去管板利用率為60，則殼體直徑為：按卷制殼體的進級檔，可取D=400mm(6): 折流板 采用弓形折

29、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 故可取h=150mm 取折流板間距 則 可取B=200mm 折流板數(shù)目3.4 塔底再沸器3.4.1設計方案的確定 用飽和水蒸氣做熱源加熱使物料溫度從=81oC 加熱到=109oC，并且從液體加熱到氣體。飽和水蒸氣溫度為120oC，冷凝水于120oC下排出。3.4.2 物性數(shù)據(jù) 取物料進出口平均溫度為定性溫度：oC在95oC下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)：oC）oC）即： oC）飽和蒸汽的物性參數(shù)：3.4.3 傳熱面積的估算塔釜傳熱量為：平均傳熱溫差：oC飽和蒸汽用量：由于高溫流體是氣體，所以可選較小的K值。假設oC），則估算的傳熱面積為：3.4.4 工藝尺寸結(jié)構(gòu) (1）: 管徑和管內(nèi)流速 選用規(guī)格的管子，取管內(nèi)流速（2）: 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 根據(jù)傳熱管內(nèi)徑與流速確定單管傳熱管數(shù)按單管程計算，所需的傳熱管長度為按單管程設計，傳熱管過長，適宜采用多管程結(jié)構(gòu)?，F(xiàn)取傳熱管長，則 該換熱器的管程數(shù)為 傳熱管總根數(shù)為 （3）：殼程數(shù)單殼程（4）: 傳熱管排列和分程方法采用每程內(nèi)采用正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。管心距隔板中心到離其最近一排管中心距離計算