分離甲苯-苯的混合液設計規(guī)范

1、化工原理課程設計說明書設計題目：分離甲苯-苯的混合液設計者：專業(yè)：學號：指導老師：2007年6月27日廈門大學化學工程與生物工程系化工原理課程設計任務書設計題目：分離甲苯-苯的混合液設計條件：處理量：4噸/小時進料濃度：40卿苯（質(zhì)量）處理要求：塔頂甲苯濃度W4.5%（質(zhì)量）塔底甲苯濃度A96.5%（質(zhì)量）年工作小時：7200小時專業(yè)：化工學號：姓名：指導老師：1設計的方案簡介2工藝流程圖3精微工段工藝計算4附屬設備及主要附件的選型5參考文獻6附件1設計的方案簡介本設計采用板塔精儲塔連續(xù)分離苯-甲苯混合液，精儲時為泡點進料，回流比為最小回流比的1.791倍.設計中利用離心泵來輸送物料和冷凝水.

2、加熱介質(zhì)均為140C,表壓0.2Mpa的水蒸氣，換熱后降溫至100C;冷卻介質(zhì)為初溫為25c白水，換熱后升溫至35C;塔頂采出液經(jīng)換熱降溫至35C,換熱形式均采用間壁逆流換熱,.2工藝流程圖利用離心泵把物料從儲梢輸送至預熱器，加熱至泡點時進入精儲塔進行連續(xù)精微操作，上升蒸氣經(jīng)塔頂?shù)睦淠骼淠僚蔹c，部分回流，部分采出；釜底混合液經(jīng)過再沸器加熱，形成的蒸氣回到塔中維持一定的蒸氣量，剩下的釜底液從出料管導出。流程圖見附件6.2。3精儲工段工藝計算3.1 工藝條件系統(tǒng)進料：25C處理量：4噸/小時進料濃度：40%甲苯（質(zhì)量）處理要求：塔頂甲苯濃度M.5%（質(zhì)量）塔底甲苯濃度為6.5%（質(zhì)量）設備形式

3、：篩板塔進塔物料狀態(tài)：泡點進料回流比：1.791Rmin塔頂壓強：4kPa（表壓）冷卻水溫：25C加熱蒸汽：0.2MPa（表壓）單板壓降：<0.7kPa塔頂冷凝采用全凝器。塔低再沸器為間壁加熱。年工作：7200小時年工作日：300天，連續(xù)操作3.2 雙組分理想系統(tǒng)系統(tǒng)汽液平衡數(shù)據(jù)（t-x-y;x-y）表1苯-甲苯的平衡數(shù)據(jù)t/C80.1859095100105110.6x1.00.7800.5810.4120.2580.1300y1.00.8970.7730.6330.4610.26905系統(tǒng)汽液平衡數(shù)據(jù)圖(t-x-y;x-y)見附件3.3 塔的物料衡算3.3.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品組

4、分質(zhì)量(摩爾)分率苯的摩爾質(zhì)量78.114kg/kmol甲苯摩爾質(zhì)量92.141kg/kmol0.678114料液組分xf=-=0,63978.11492.1410.955塔頂組分xc=0.962+-78.11492A410.03S培底組分XW=口”5=0,041+78,11492A41上述各點對應氣相組成，通過t-x-y圖讀取:yF=0.815,yd=0.990,yw=0.090X92.141=83.178kg/kmolX92.141=80.709kg/kmolX92.141=78.647kg/kmolX92.141=78.254kg/kmolX92.141=91.566kg/kmol3.3

5、.2 平均分子量MFl=0.639X78.114+(1-0.639)MFv=0.815X78.114+(1-0.815)Ml=0.962X78.114+(1-0.962)Mv=0.990X78.114+(1-0.990)Mvl=0.041X78.114+(1-0.041)MVXF0.090x78.114+(1-0.090)x92.141=90.879kg/kmol3.3.3 總物料衡算、易揮發(fā)組分物料衡算總物料衡算D+W=F=4000/83.178=48.090kmol/h(a)易揮發(fā)組分物料衡算Dxd+Wx=Fxf(b)聯(lián)解(a)、(b)得到：D=31.225kmol/hW=16.865km

6、ol/h3.4 塔板數(shù)的確定3.4.1 最小回流比泡點進料q=1.Xq=XF=0.639通過y-x圖，得到y(tǒng)q=0.815已知Xd=0.962,yD=0.990加yq0.962-0.815Rnin=0.835yqXq0,815-0.6393.4.2 回流比取操作回流比為1.791,所以R=1.791XFU=1.4953.4.3 精微段操作線方程RxDy=-x+.=0.599x+0.386JxT1rii"!q線方程x=xf=0.6393.4.4 圖解得理論板數(shù)NT在對角線上定出點a(0.962,0.962),在y軸上定出截距的點b(0,0.386),連接ab即為精微段操作線。在對角線上

7、定出點e(0.639,0.639),過點e作垂直于x軸的直線交精儲段操作線與點do此直線為q線。在對角線定出c(0.041,0.041),連接cd即為提儲段操作線。從點a開始在平衡線與精微段操作線之間作由水平線和鉛垂線構成的階梯，從第7個階梯開始更換提儲段操作線，直至x=0.025<xw時為止。圖解結果為：所需理論板數(shù)為13(不包括再沸器)，從塔頂算起第7層理論板為加料板。3.4.5 板效率取全塔的平均操作溫度為進料溫度，即t=88.3C,區(qū)mL為0.28CP.所以,Eo=0.17-0.616Xlg(0.28)=0.511故實際板數(shù)N=13/0.511=25.4,取N為25(扣除再沸器)

8、實際進料板為6.3/0.511=12.3,即實際進料板為第12塊板.塔的有效高度H=(25-1)X0.45=10.8m3.5 精微段氣液負荷精微段：V=(R+1)D=(1+1.495)X31.225=77.906Kmol/hL=RD=1.495X31.225=46.681Kmol/h提儲段：V'=V+(1-q)F=77.906Kmol/hL'=L+qF=46.681+1X48.090=94.771Kmol/h83.6 工藝條件及物性數(shù)據(jù)以精儲段為例進行計算安托尼公式純組分的飽和蒸汽壓p0和溫度的關系。,0A-lgp=A一表2苯與甲苯的安托尼常數(shù)常數(shù)ABC組分苯6.0231206

9、.35220.24甲苯6.0781343.94219.583.6.1溫度和組成從圖2可查出各處氣相和液相組成，并將數(shù)據(jù)列于表3中.從圖1可查出對應液相組成下的溫度.圖3溫度與組成液相組成氣相組成溫度/C塔頂0.9200.96281.5塔釜0.0410.090109.0進料板0.6390.81588.53.6.1 操作壓力塔頂用安托尼公式求得純苯蒸汽壓PASat=105.9kPa純甲苯蒸汽壓PBsat=41.1kPa塔頂壓力PD=X1PAsat+(1-Xi)PBsat=0.920x105.9+0.080x41.1=100.7kPa塔釜用安托尼公式求得純苯蒸汽壓PASat=228.5kPa純甲苯蒸

10、汽壓PBSat=97.2kPa塔頂壓力PW=XWPAsat+(1-Xv)PBsat=0.041X228.5+0.959X97.2=102.6kPa進料板用安托尼公式求得純苯蒸汽壓PAsat=130.5kPa純甲苯蒸汽壓PBsat=52.0kPa塔頂壓力PF=XqPAsat+(1Xq)P8時=0.639X130.5+0.361X52.0=102.2kPa精儲段P1=(Pd-PF)/ln(PD/PF)=101.4kPa提儲段P2=(Pw-PF)/ln(PWPF)=102.4kPa3.6.2 平均分子量塔頂=X1M+(1-x1)Mb=0.920X78.114+0.080X92.14110=79.23

11、6kg/kmol塔釜M卡XvM+(1-xw)M=0.041X78.114+0.959X92.141=91.566kg/kmol進料板Mf=XqM+(1-xq)MB=0.639X78.114+0.361X92.141=83.178kg/kmol精儲段M1=(Md-MF)/ln(MD/MF)=81.191kg/kmol提儲段M=(Mw-Mf)/ln(MMMf)=87.304kg/kmol3.6.3 平均密度3.6.3.1 液相密度塔頂從有機液體相對密度共線圖查81.5C時，苯和甲苯純液體的密度pLD=814kg/m,pLD=806kg/m1aD1-aD0.9550.0451=r=!=PldPlda

12、Pldb814806814塔頂液相密度pLD=814kg/m塔釜從有機液體相對密度共線圖查109c時，苯和甲苯純液體的密度pLWA=780kg/m,pLWB=782kg/mii1aw1-aw0.0350.9651=+=+=PlwPlwaPlwb780782782塔頂液相密度plw=782kg/m進料板從有機液體相對密度共線圖查88.5C時，苯和甲苯純液體的密度pLFA=805kg/吊,pLFEF800kg/n31.aF1-aF.0.60.4.1PlfPlfaPlfb805800803塔頂液相密度plf=803kg/m精儲段3pL1=(pld-pLF)/ln(pld/plf)=808kg/m提儲

13、段pL2=(pLw-plf)/ln(pLw/plf)=792kg/m3.6.4.2氣相密度塔頂PVDPdMdRTd100.779.2368.314(81.5273.15)=2.7kg/m3塔釜pvwPwMwRTv102.691.5668.314(109.0273.15)=3.0kg/m3進料板PVFPfMfRTf102.283.1788.314(88.5273.15)=2.8kg/m3精儲段12pvi=(pvd-pvf)/ln(pvd/pvf)=2.7kg/m提儲段PV2=(pVWVvf)/ln(pw/pvf)=2.9kg/m3.6.5 液體表面張力塔頂從液體的表面張力共線圖查81.5C時，苯

14、和甲苯純液體的表面張力erLDA=21.6mN/m,old=21.6mN/m塔頂液體表面張力(td=xktlda+(1-xi)(tld=0.92x21.6+0.08x21.6=21.6mN/m塔釜從液體的表面張力共線圖查109c時，苯和甲苯純液體的表面張力gLw=18.2mN/m,glw=19.0mN/m塔頂液體表面張力Ww=Xw(TLw+(1-XW(Tlw=0.041x18.2+0.959x19.0=19.0mN/m進料板從液體的表面張力共線圖查88.5C時，苯和甲苯純液體的表面張力erLFA=20.5mN/m,olfb=21.0mN/m塔頂液體表面張力(TF=Xq(TLFA+(1-Xq)(

15、Tlfb=0.639x20.5+0.361X21.0=20.7mN/m13精儲段lli=(lld-(Tlf)/ln(Tld/(Tlf)=21.1mN/m提儲段6l2=(Tlw-6lf)/ln(kM"lf)=19.8mN/m3.6.6 液體黏度塔頂從液體黏度共線圖查81.5C時，苯和甲苯純液體的黏度itLDA=0.29mPaS,LDB=0.33mPaS塔頂液體黏度jid=(Xild；/3+(1-xi)jildJ3)3=0.29mPc?S塔釜從液體黏度共線圖查109c時，苯和甲苯純液體黏度itLw=0.22mPaS,以Lw=0.26mPaS塔頂液體黏度j!W=(Xwj!LwA/3+(1-

16、Xv)aLW?3)3=0.26mPOS進料板從液體黏度共線圖查88.5C時，苯和甲苯純液體黏度J!lfa=0.28mPa合，LFB=0.30mPaS塔頂液體黏度LF=(Xq以LFA"3+(1-Xq)3=0.29mPc&精儲段14li=(ld-lf)/ln(ld/LF)=0.29mPa*S提儲段pL2=(plw-plf)/ln(lwlv/lfLF)=0.27mPa*S3.6.7塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)列表壓力/kPa平均摩爾質(zhì)量/kg/kmol液相密度/kg/m氣相密度/kg/m液相表面張力/mNm液相黏度/mPa塔頂100.779.2368142.721.60.29塔釜102.

17、691.5667823.019.00.26進料板102.283.1788032.820.70.29精微段101.481.1918082.721.10.29提儲段102.487.3047922.919.80.27表四塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)列表3.7塔和塔板主要工藝尺寸計算3.7.1塔徑D,最大空塔氣速3.7.1.1精微段體積流量Vs1=VMi77.90681.1913,=0.651m/s3600pv136002.715Lh1=LM1P1146.68181.191808=4.69m3/hLs1=-Lh=；469=1.3010m3/s36003600液氣動能參數(shù)Lh1iV1.30x10"父

18、麗8nn&片=0.03,5Vh1刖0.65122.7參數(shù)HT-hL=0.45-0.06=0.39m查史密斯關聯(lián)圖，得C20=0.085m/s校正蒸汽負荷因子C=G(匹)0.2=0.085(211)0.2=0.086m/s20201.49m/s極限空塔氣速Umax=C匹,=0.0864竺婦紀pv22.7取空塔氣速u=0.8umax=0.8X1.49=1.19m/s塔徑氣4VH言篝=0.=830mm圓整后，取塔徑D=1000mm3.7.1.2提微段體積流量Vs2=V'M23600277.90687.30436002.9u0.651m3/s,L'M294.77187.3043

19、人Lh2=210.45m3/h0279216Ls2=-Lh=10.45=2.9010-m3/s36003600液氣動能參數(shù)792,2.9=0.074,Lh2厄_2.90x10，Vh7、不=0.651參數(shù)H-hL=0.45-0.06=0.39m查史密斯關聯(lián)圖，得C20=0.082m/s校正蒸汽負荷因子0=(20(匹)0.2=0.082(19.8)0.20.082m/s2020極限空塔氣速Umax=C匹,=0.082。彥二空=1.35m/sVPV22.9取空塔氣速u=0.8umax=0.8xi.35=1.08m/s塔徑D=4Vs=40.65:0.876m=876mm'.二u3.141.08

20、圓整后，取塔徑D=1000mm3.7.1.3全塔塔徑取塔徑D=1000mm3.7.2溢流裝置因為塔徑d=im我們選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。3.7.2.1 堰長lw取lw=0.6D=0.6x1=0.6m3.7.2.2 溢流堰高度hw17由hw=hL-how選用平直堰，堰上液層高度how=284E（叢）2/31000lw近似取E=1,則精儲段2/3how=""型）=0.0llm1000<0.6Jhw=hL-how=0.06-0.011=0.049m提儲段how=絲”咄f=0.019m1000<0.6）hw=hL-how=0.06-0.019=0.041m

21、3.7.2.3 弓形降液管寬度W不口截面積A由lw/D=0.7,查弓形降液管的參數(shù)圖，得A/At=0.09及W/D=0.157T故A=0.09At=0.09D2=0.071m24W=0.15D=0.15X1=0.15m3600AfHy用公式u=-驗算液體在降液管中的停留時間，即以3600*0.071*0,45精微段0=-=24.52s>5s4.69一一一“3600*0.071*0,45提微段0=11.01s>5s故降液管設計合理。18一、瓦3.7.2.4 降收管底隙局度ho=73600LwuJ精微段取u；=0.10m/si4,fi9貝Uho=0.0217m3600*0.6*0.10

22、hw-h0=0.05-0.0217=0.0283m>0,006m提儲段取u；=0.24m/s10.45貝Uh0=0.020m3600*0.6*0,24hw-h0=0.043-0.020=0,023m>0,006m故降液管高度設計合理。選用凹形受液盤，深度h=50mm3.7,3塔板布置各區(qū)尺寸確定：因D<1.5m,取W=0.06m,Wc=0.03m3.7.4篩孔數(shù)與開孔率由于所處理的物系無腐蝕性，可選用5=4mm|勺碳鋼板，篩板直徑d0=4mm篩板按正三角形排列，取孔中心距t為t=3,d0=12mm篩孔數(shù)目n為n=L155AS19其中as=2(xVr2-x2+sin-1&quo

23、t;)V180r/x=D/2-(Wd+W)=1/2-(0.15+0,06)=0.29mr=D/2-W=1/2-0.03=0.47m則A=2I1-<'.i'=0.51m1800.47/1.155*0,51.人n=4091個0.0122開孔率-一=0.907(0.004/0.012)2=0.1=10%3.8流體力學驗算3.8.1塔板壓降氣體通過一層塔板的壓降為hp=hc+h+h。精儲段干板壓降hp=0.051()2(')coPlVsUo=其中,氣體通過篩孔的速度為0.651r=12.67m/s4091X0.0042-4由do/S=1,查干篩孔的流量系數(shù)圖得,co=0.

24、8故hc=o帕償）閡=0.043m（液柱）氣體通過充氣液層得壓降h=BhL計算20Ua0.651_0.912m/sAy-Af0785-0,071氣相動能Fo=0.912x歷=1.499kg1/2/（s.m1/2）查充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得（3=0.6故hi=0.6X0.06=0.036m（液柱）液體表面張力所產(chǎn)生的壓降4GL4*21,1<03一、h（T=0.003m（液柱）ngd808X9.81X0.004mo由上有hp=0.043+0.036=0.079m（液柱）每層塔板的Pp=hppLg=626pa<700pa故塔板壓降符合要求提儲段干板壓降hp=0.051（）2（）coPl其中,氣

25、體通過篩孔的速度為0.651Uo=TV=12.67m/sndg-4091X0,0042*由do/S=1,查干篩孔的流量系數(shù)圖得,co=0.8故hc=JSL=0.047m（液柱）氣體通過充氣液層得壓降h=BhL計算21vs0.651二0.912m/sUa=A-Af0,785-0.071T氣相動能Fo=0.912x、09=1.553kg1/2/(s.m1/2)查充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得(3=0.59故hi=0.59X0.06=0.035m(液柱)液體表面張力所產(chǎn)生的壓降40L4*19,8*103一、her=0.003m(液柱)pgd792X9.81X0.004U由上有hp=0.047+0.035=0.0

26、82m(液柱)每層塔板的Pp=hppLg=637pa<700pa故塔板壓降符合要求3.8.2 液面落差對于篩板塔，液面落差較小，且本設計中塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響.3.8.3 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應符合下式：HK©(HT+hw)苯-甲苯物系屬于一般物系，取。=0.5精儲段o(HT+hw)=0.5X(0.45+0.049)=0.25m而Hd=hp+hL+hd板上不設進口堰時,22hd=0.153(U0')2=0.153x(0.10)2=0.002m(液柱)H=0.086+0.06+0.002=0.148m(液柱)<0(HT+h

27、w)=0.25m(液柱）故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象提儲段©(HT+hw)=0.5X(0.45+0.041)=0.25m而Hd=hp+hi+hd板上不設進口堰時,hd=0.153（u。'）2=0.153X（0.24）2=0.009m（液柱）H=0.09+0.06+0.009=0.152m（液柱）©（HT+hw）=0.25m（液柱）故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象3.8.4 漏液對篩板塔，取漏液量10%氣相動能因子為Fo=10精儲段Fo1°Uo,min=6.09m/s/v晤實際孔速Uo=12.67m/s穩(wěn)定系數(shù)K=Uo/uo,min=2.08無明顯漏液.提儲段FoI。Uo,min=

28、5.87m/s23實際孔速uo=12.67m/s穩(wěn)定系數(shù)K=Uo/Uo,min=2.16無明顯漏液.3.8.5 液沫夾帶精儲段Ua=0.912m/s且hf=2.5hL=2.5x0.06=0.15m3.23.2故液沫夾帶量ev=(5.7x10-6/(Tl)xua/(HT-hf)3.2=(5.7X10-6/21.1X10-3)X0.912/(0.45-0.15)=0.0095Kg液/Kg氣(<0.1Kg液/Kg氣)故本設計中液沫夾帶量a在允許的范圍內(nèi)提儲段Ua=0.912m/s且hf=2.5hL=2.5X0.06=0.15m故液沫夾帶量ev=(5.7x10-6/(Tl)xua/(HT-hf)

29、3.2=(5.7X10-6/19.8X10-3)X0.912/(0.45-0.15)=0.011Kg液/Kg氣(<0.1Kg液/Kg氣)故本設計中液沫夾帶量&在允許的范圍內(nèi)3.9塔板負荷性能圖3.9.1 液沫夾帶線（氣相負荷上限）精儲段以ev=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關系如下由ev=（5.7x10-6/（Tl）xua/（HT-hf）3.224Ua=VS/(AT-Af)=Vs/(0.785-0.071)=Vs/0.714hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.049mhow=0.00284X(3600Ls/0.6)2/3=0.938Ls"3推出hf=

30、2.5(0.049+0.938Ls2/3)=0.123+2.345Ls0J14X(0.327-2I34SLs3/3)32=0.1HT-hf=0.327-2.345Ls2/3/5JX1O"3ev=1XX21.1/整理得Vs=1.482-10.63Ls2/3列表計算如下Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008U/(m3/s)1.3131.2141.1311.057據(jù)上表可作出液沫夾帶線2提儲段以ev=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關系如下由ev=(5.7x10-6/(Tl)xua/(HT-hf)3.2Ua=M/(AT-Af)=Vs/(0.785-0.071)=Vs

31、/0.714hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.041mhow=0.00284x(3600Ls/0.6)2/3=0.938Ls2/3推出hf=2.5(0.041+0.938Ls2/3)=0.103+2.345LsT-hf=0.347-2.345Ls2/325ZSJX10"3ev=x19.8/；O.714X(0.347-2.34SLsz/3)j32=0.1整理得Vs=1.542-10.42Ls2/3列表計算如下Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008M/(m3/s)1.3771.2791.1981.125據(jù)上表可作出液沫夾帶線2'3.9.2 氣相

32、負荷下限（漏液線）精儲段前已求得U0,min=6.09m/s故VS,min=-d02nu0,min=0.785乂0.0042乂4091x6.09=0.313m3/s4據(jù)此可作出與液體流量無關的水平漏液線1。提儲段前已求得U0,min=5.87m/s故Vs,min=-d02nu0,min=0.785乂0.0042x4091x5.87=0.302m3/s據(jù)此可作出與液體流量無關的水平漏液線1'。3.9.3 液相負荷上限線以0=5s作為降液管中液體得停留時間下限0=AXHT/Ls=5故Ls,min=AXH/5=0.071X0.45/5=0.00639m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相

33、負荷上限線263.9.4液相負荷下限對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006作為最小液體負荷標準how=0.00284X(3600Ls/lw)2/3=0.006彳#,Ls,min=(0.006x1000/2.84)1.5X0.6/3600=0.00051m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。3.9.5液泛線精儲段令Hd=©(HT+hw)由Hd=hp+hL+hd;hp=hc+hl+h0;h=3hL;hL=hw+how聯(lián)立得©Hr+(©-B-1)hw=(B+1)how+hc+hd+h.忽略h。，將how與Ls;hd與Ls;hc與U的關系式代入上式

34、，整理得：a，Vj=b，-c，Ls2-d'Ls2/3式中a'=0.051/(AoCo)2(pv/pl)(式中A%11)4b'=(|)Hr+(©-B-1)hwc'=0.153/(lwXho)2d'=2.84X10-3E(1+B)(3600/lw)2/3將有關值代入，得a'=0.051/(0.785x0.0042乂4091乂0.8)2乂(2.7/808)=0.1009b'=0.5X0.45+(0.5-0.6-1)X0.049=0.171c'=0.153/(0.6X0.0217)2=902.527d'=0.00284X

35、(1+0.6)x(3600/0.6)2/3=1.500故0.1009Vs2=0.171-902.5Ls2-1.500Ls列表計算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.0850.9390.7260.332由上表可作出液泛線5提儲段令Hd=©(HT+hw)由Hd=hp+h_+hd;hp=hc+hl+ha;h=3hL;hL=hw+how聯(lián)立得©HT+(©-B-1)hw=(B+1)how+hc+hd+h.忽略h。，將how與Ls;hd與Ls;hc與U的關系式代入上式，整理得：a，V9=b，-c，Ls2-d'Ls2/3式

36、中a'=0.051/(Aoco)2(pv/pl)(式中Ad；n)4b'=(|)Hr+(©-B-1)hw2c'=0.153/(lwXho)d'=2.84X10-3E(1+B)(3600/lw)2/3將有關值代入，得a'=0.051/(0.785x0.0042x4091x0.8)2x(2.9/792)=0.1105X0.041=0.180=0.5X0.45+(0.5-0.59-1)28c'=0.153/(0.6X0.02)2=1062.5d'=0.00284X(1+0.59)X(3600/0.6)2/3=1.491故0.1105Vs

37、2=0.180-1062.5Ls2-1.491Ls2/3列表計算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.0650.9150.6880.203由上表可作出液泛線5'根據(jù)以上各線方程，即可得篩板塔的負荷性能圖，如下圖所示294附屬設備及主要附件的選型4.1冷凝器選用管殼式換熱器，總傳熱系數(shù)K=500W/(科C)對數(shù)平均溫度差tm=(81-35)-(81-25)/Ln(81-35)/(81-25)=50.84C換熱面積S=1000Q/(3600Xkxtm)=26.38m230可選用FLb500-40-25-2型冷凝器，相關參數(shù)表管程數(shù)殼程數(shù)管長/m

38、管徑/m公稱換熱面積/m2計算換熱面積/m2設備質(zhì)量/Kg213253032.020004.2加熱器加熱介質(zhì)為140c加壓飽和水蒸汽，換熱后，溫度降為100c.取換熱器的總傳熱系數(shù)K=1500W/(rhs)4.2.1再沸器溫差t=140-100=40C換熱面積S=Q'/(KXt)=2585035.6/(3.6乂1500X40)=11.96m2可選用G40OV-1.6-12型換熱器4.2.2預熱器溫差t=(140-88.3)-(100-25)/ln(140-88.3)/(100-25)=62.63換熱面積S=Q/(KXAt)=465128.4/(3.6X1500X62.63)=1.375m可選用G159I-2.5-1型換熱器4.3 塔內(nèi)管徑的計算及選擇本設計選用熱軋無縫鋼管。4.3.1進料管設計uF=0.6m/sdf=4F/(3600?兀?Uf?plf)1/231=4x4000