化工原理工程設(shè)計

1、西南交通大學(xué)化工原理工程設(shè)計說明書題目：分離苯甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計設(shè) 計 者：琪 班 級：生物工程 學(xué) 號：指導(dǎo)老師： 完成日期：2012/7/17目錄前言-設(shè)計任務(wù)-一 精餾裝置工藝流程圖-二 精餾塔的設(shè)計計算-1.基本數(shù)據(jù)計算-2.回流比的計算-3.塔板數(shù)的計算-三精餾塔的工藝設(shè)計- 1.塔徑的計算- 2.塔高的計算-3.塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的計算和設(shè)計-附 精餾塔塔板設(shè)計結(jié)果匯總表- 提餾塔塔板設(shè)計結(jié)果匯總表-四精餾塔的負荷性能的計算- 1.塔板的負荷性能計算- 2.塔板的流體力學(xué)校核-五精餾塔的輔助設(shè)備- 1.塔頂冷凝器- 2.塔底再沸器-六設(shè)計小結(jié)-七參考文獻-八附圖-前言本實驗的設(shè)計題

2、目是分離分離苯甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計。精餾操作是重要的化工單元操作，廣泛應(yīng)用于石油、化工、輕工、食品、冶金等領(lǐng)域。此操作主要在塔設(shè)備中進行，使液液混合液經(jīng)過多次部分氣化和部分冷凝，以達到使混合物體系分離成較高純度的組分的目的，精餾塔設(shè)計的主要任務(wù)是根據(jù)物系性質(zhì)和工藝要求，確定操作條件。選擇一定的塔型，進行工藝和設(shè)備的計算。精餾裝置流程比較定型。一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備等。塔器是氣液傳質(zhì)的主要設(shè)備。氣液混合物通過塔器的處理，就能將其中各組分進行分離。從精餾的原理可知：要使過程順利進行，必須具備兩個條件：一是氣液兩相密切接觸；二是氣液兩相接觸

3、面積要大。塔設(shè)備中本身的結(jié)構(gòu)正是為提供這兩個條件而設(shè)計的。因此選擇塔設(shè)備一般根據(jù)以下原則：能提供良好的氣液接觸條件和足夠大的接觸面積，以達到生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，操作范圍廣，結(jié)構(gòu)簡單，金屬材料消耗少。在選擇塔的種類時應(yīng)注意，不同的塔型各有某些獨特的特性。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求選擇適宜的塔型。本實驗設(shè)計選擇浮閥塔。它是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的。它主要的改進是取消了升氣管和泡罩。在塔板開孔上設(shè)有浮孔。這一改進使浮閥塔在操作彈性，塔板效率壓降，生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔更優(yōu)越。浮閥塔廣泛用于精餾，吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。設(shè)計之所以選擇浮閥塔，是因為它具有以下幾個優(yōu)點：

4、處理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%40% 操作彈性大，一般約為34，最高可達6，比篩板塔，泡罩塔，舌形塔都大。 塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。 壓降小。在常壓下塔中每塊板的壓降一般都較小。 使用周期長，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常工作。 安裝容易，制造費為泡罩塔的6080%。在選定浮閥塔的基礎(chǔ)上確定設(shè)計方案。其總原則是盡可能的設(shè)計出經(jīng)濟上合理，產(chǎn)品質(zhì)量高，低耗能的塔設(shè)備。一 精餾裝置工藝流程圖精餾裝置一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備和管路等。其工藝流程圖比較固定。工業(yè)生產(chǎn)常見的精餾流程見下圖。二 精餾塔的設(shè)計及計算1.基本數(shù)據(jù)的計

5、算苯的分子量：78.1kg/kmolC6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmolC7H8進料的平均分子量：MF=0.6578.1+0.3592.1=82.9kg/kmol進料液的摩爾量為：F=770082.9=92.88kmol/h總物料衡算：F=D+WFxf=DxD+WxW解之得：D=60.49kmol/h W=32.39kmol/h2q值的計算由苯甲苯的溫度組成相圖（附圖2） 得：當(dāng)xF=0.65時苯的泡點溫度為tD=88.1進料溫度為65時的平均溫度為t=由液體的比熱共線圖1可查得苯的比熱CpA=0.464.187kJkg-1K-1=1.93kJkg-1K-1甲苯的比熱CpB=0.464

6、.187 kJkg-1K-1=1.93 kJkg-1K-1（采用內(nèi)差法計算所得）則進料的平均比熱Cpm=1.93 kJkg-1K-1當(dāng)P=0.1MPa時，查得2苯的氣化潛熱為A=393.9kJkg-1甲苯的氣化潛熱為B=363 kJkg-1則進料液的平均氣化潛熱m=393.9+0.388363=381.9 kJkg-1所以q=即q=1.117.3計算最小回流比Rmin由2得q=1.117q線為y=x-由此作附圖3，q線與平衡線的交點為：xq=0.671，Yq=0.769所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=0.8994、計算最小理論塔板數(shù)Nmin由參考3 表103以及附圖2，計算xF=

7、0.65xD=0.99xW=0.015下，分別對應(yīng)的泡點溫度，取三處的的幾何平均值。tF=88.1tD=80.3tW=109.9F=2.5297D=2.5978W=2.3553則=3FDW =2.49全回流時，所需理論塔板數(shù)最少，由芬斯克（Fenske）方程4Nmin=5、計算理論塔板數(shù)N設(shè)R=1.0由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖5得y=0.75（1-x0.567） y= 算出N=同上，設(shè)若干R值，可算得相應(yīng)的若干N值，其結(jié)果列表如下設(shè)RRminNmin10.8998.620.0510.61223.81.20.8998.620.1370.50718.51.40.8998.620.2090.44116.21.6

8、0.8998.620.270.39314.91.80.8998.620.3220.35613.920.8998.620.3670.32513.32.20.8998.620.4070.312.72.40.8998.620.4410.27812.32.60.8998.620.4730.26122.80.8998.620.50.24411.730.8998.620.5250.22911.53.20.8998.620.5480.21711.33.40.8998.620.5680.20611.1由上表做RN關(guān)系圖（附圖4）從R與N的關(guān)系可見：當(dāng)R1.8時，曲線很陡，所需N較多； 當(dāng)R1.8時，曲線變平坦

9、，所需N減少。取R=1.8，理論塔板數(shù)N=13.9作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N=14.5取R=2.0，理論塔板數(shù)N=13.3作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N=14.3則可以看出：當(dāng)R取1.8時，N與N最相近故取R=1.8N=14.56、塔板效率的計算采用奧康奈爾（Oconnell）法6ET=0.49（aV）-0.245由4可知=2.49塔頂：xD=0.99 查得泡點溫度為80.3塔底：xW=0.015 查得泡點溫度為109.9則平均溫度t=（80.3+109.9）/2=95.1由液體的粘度共線圖7查得苯的粘度=0.25cP甲苯的粘度=0.28cP則進料的平均粘度=0.250.65+0.280.

10、35=0.2605cPET=0.49（）-0.245=0.5448cP（與6圖1121對照，結(jié)果相近，故可用）E00.54481.1=0.5997、實際塔板數(shù)的計算由附圖3可知理論塔板數(shù)N=14.5，找到d點精餾段應(yīng)為N1=6.7故實際塔板數(shù)為Ne1=N1/E0=11.19取為12層提餾段應(yīng)為N2=14.5-6.7=7.8故實際塔板數(shù)為 Ne2=N2/E0=13.02取為14層即實際塔板數(shù)為12+14=26層，實際進料板位置為第12塊板。三精餾塔的工藝設(shè)計一、塔徑的計算1、精餾段的塔徑精餾段的平均溫度為t=（td+tf）/2=（80.3+88）/2=84.15餾出液的平均分子量M=0.9978

11、.1+0.0192.1=78.14 kg/kmol則塔頂t=80.3時，蒸汽的密度 =2.66kg/m3D=60.49kmol/h=0.017kmol/s則上升的蒸汽的量為：Vs=L+D=(R+1)D=0.017（1.8+1）78.142.63=1.4m3又查表8得: 當(dāng)t=80.3時，苯和甲苯的液體平均密度為811kg/m3當(dāng)t=88時，苯和甲苯的液體平均密度為803kg/m3當(dāng)t=109.9時，苯和甲苯的液體平均密度為780kg/m3則精餾段的液體平均密度 L=795.3+787.952=（803+811）/2=807 kg/m3將各處的摩爾分率換算為質(zhì)量分率：aF =0.65/(0.65

12、+0.35(92/78)=0.612kg/h aD =0.988kg/haW =0.013kg/h由物料衡算F=D+WFaF=DaD+WaW解之得D=4731kh/h=1.31kg/sW=2969kg/h=0.82kg/s液體流量為L=RD=1.81.31=2.36kg/sLs=2.36/807=0.003 m3/s假設(shè)取板間距HT為0.45m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖9可得C=0.11m/s則液泛速度Uf=c m/s取安全系級為0.7則u=0.7uf=1.34 m/sA=Vs/U=1.4/1.34=1.045m2Af=Vs/Uf=1.4/1.92=0.729m2D= m 取整為D=1.6m由于浮閥塔的

13、塔徑D在0.81.6m時 板間距HT正好在300450mm之間故取板間距為0.45m合適102.提餾段的塔徑提餾段的平均溫度t=(tF+tW)/2=（88+109.8）/2=98.95進料時t=94.8A= = 2.60kg/m3B= 3.07kg/m3F=2.600.65+3.070.35=2.765kg/m3塔底t=109.9A= = 2.450 kg/m3B= 2.890kg/m3W=2.4500.0.015+2.8900.985=2.883kg/m3平均密度V=F+W2 = 2.823+2.8822= 2.824kg/m3塔底t=109.9，查得液體平均密度為780kg/m3則提餾段的

14、平均密度為(803+780)/2=791.5kg/m3液體流量為Ls=L/=(L+qF)/ =(2.36+1.11777003600)791.5=0.006m3/s蒸汽流量為Vs=Vs-(1-q)F=1.4（11.117）（7700/（3600803）=1.40kg/s取板間距為0.45m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖9可得C=0.10m/s則液泛速度 Uf=cm/s取安全系級為0.7則u=0.7uf=1.170m/sA=Vs/U=1.196m2Af=Vs/Uf=0.0.838m2D= 取整為D=1.6m由于浮閥塔的塔徑D在0.81.6m時板間距HT正好在300450mm之間，故取板間距為0.45m合適10

15、二、塔高的計算（塔高包括塔的有效高度，頂部空間，底部空間以及結(jié)合再沸器的安裝高度）1、取塔頂與第一塊板之間的距離HD為1.0m（使氣流中的液滴自由沉降，減少出塔氣中的液沫夾帶，經(jīng)驗值一般為1.01.5m）2、取塔底與最下一層之間的高度HB為1.0m（保證料液不致排完，經(jīng)驗高度為1.02.0m）3、進料板的高度，由于進料可能在此急劇汽化，流速很高，為防止液沫夾帶，進料板間距HF要求較高，一般為塔板間距的2倍。4、塔徑較大（1.5m）以上必須開人孔，故人孔板間距應(yīng)有足夠的空間，其之不小于600mm,每個人孔應(yīng)控制10個左右的塔板。 Ht=800mmS=2 在第1617塊板之間和第67塊板之間設(shè)人孔

16、。綜上，塔高H=HD+（N-S-2）HT+SHT+HF+HB=1.0+(25-2-2)0.45+20.8+0.9+1.0=13.95m三、塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)設(shè)計1、塔板形式由于D=1.6m0.8m （采用精、提兩段中較大的直徑作為精餾塔的全塔直徑）故采用分塊式塔盤；塔板流動性采用單流形；降液管采用弓形。122、溢流裝置各結(jié)構(gòu)尺寸的計算13取堰長lw=0.7D=0.71.6=1.12m對于弓形降液管lw/D=0.7時查得b/D=0.15Af/AT=0.09則b=0.015D=0.24mAf=0.09AT=0.18m2又因為L=RD=1.84731=8515.8kg/h 則液相流量Lh=L/ =8515

17、.8791.5=10.76m3/hLh/Lw=10.761.12=9.61Lw/D=0.7時，由液流收縮系數(shù)計算圖14查得液流收縮系數(shù)E=1.03how=2.84/1000E（Lh/Lw）=0.002841.039.61=13mm對于常壓塔，hw在4050mm之間；HL在50100mm之間。故取hw=45mmHL=hw+how=58mm，在50100mm之間校核133、閥孔數(shù)N的計算選取標準浮閥塔盤，采用JB11868 F1型浮閥14(1)取閥孔動能因數(shù)F0=10.514 （浮閥全開時F0=912）由此確定孔速14Uo=Fo/又V=（2.63+2.824）/2=2.727kg/m3Uo=6.3

18、6m/s塔中平均蒸汽量Vs=(1.4+1.4)/2=1.40m3/s計算每層塔板上的浮閥數(shù)N=Vs/(O.785do2Uo)=1.40（0.7850.03926.36）=185(2)計算閥孔中心距t采用正三角形排列時 t=d00.907AaA0其中閥孔總面積Ao=Vs/Uo=1.46.36=0.22 m2閥孔直徑d0=0.039m鼓泡區(qū)面積15由資料15，選取Ws=60mmWc=40mmX=D/2(b+Ws)=1.6/2(0.24+0.06)=0.5mR=D/2Wc=1.6/2-0.04=0.76m則=41.1Aa=1.447m2t=d00.907AaA0 =0.0390.10m根據(jù)t作圖（縮

19、小10倍）見附圖5由圖可數(shù)出鼓泡區(qū)可以不值得閥孔總數(shù)N=173個與N=185個相近，符合要求。驗算Uo=837.5Vs/N=6.8m/sFo= Uo=11.2F0人在912范圍內(nèi)，即可認為滿足要求本浮閥塔取叉排的排列形式開孔率=N（do/D）2100%=10.3%開孔率在10%14%之間，滿足要求。四精餾塔的負荷性能計算一、塔頂負荷性能計算161、 過量霧沫夾帶查表得17表面張力為0.02N/m由取=0.1 kg液/kg氣做極限計算how=2.84/1000E（Lh/Lw）=0.002841.03（3600VL 1.12）=0.628 VL取hw=0.045m HT=0.45m已知UG=VS/

20、（AT-Af）= Vs（2.01-0.180=0.546 VS故經(jīng)整理得VS =3.86-17.9Ls列表Ls(m3/s)00.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)3.863.683.493.343.143.032.922.822.72由此可作出霧沫夾帶線（1）2、 氣相下限操作線（泄露線）16由Vs下限=0.785d02NF0v已知d0=0.039m N=173 Fo取5 F0=5精餾段 =2.713 kg/m3Vs下限=0.7850.03921735=0.63m3/s提餾段 =2.824kg/m3Vs下限=0.61m3/s由此做氣象下限

21、操作線(2)3、 液體下限操作線16由how=0.00284E(Lhlw)23取how=0.006 16 E=1.03 lw=1.12m解之得Lh=3.44 m3/h Ls=Lh/3600=0.001 m3/s由此做出液相下限操作線(3)4、液相上限操作線（降液管超負荷線） Ls=AfHT取=5s12 Af=0.18m2 HT=0.45m得Ls=0.016m3/s由此做液相上限操作線(4)5、液泛線16 aVs2=b+cLs2+d Ls 精餾段 =2.713 kg/m3 L=807kg/m3 a=1.91105VLN2 =0.021參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有： b=HT+(-1-)hw=0.50

22、.45+（0.5-1-0.5）0.45=0.18C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2d=-（1+)E（0.667）/ Lw =-1.51.030.6671.12 =-0.96得0.021Vs2=0.18-195.2Ls2-0.96Ls列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.852.752.652.482.352.22.021.81提餾段 =2.824 kg/m3 L=791.5kg/m3 a=1.91105VLN2=0.023參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有： b=HT+(-1-)hw=0.50.45+（0.5-

23、1-0.5）0.45=0.18C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2d=-（1+)E（0.667）/ Lw =-1.51.030.6671.12 =-0.96得0.023Vs2=0.18-195.2Ls2-0.96Ls列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.722.622.532.372.252.11.931.736、操作線精餾段斜率m=V/L=(R+1)DL)/（RDv）=2.88071.82.63=477.3做操作線OAOA線與(2)線、(5)的交點為負荷上下線精餾段 OA與(2)線交點為0.63m3/

24、s OA與(5)線交點為2.45m3/s則 =2.45/1.4 =1.75 =0.63/14=45% =2.45/0.63 =3.89提餾段 做操作線OAOA線與(2)線、(5)的交點為負荷上下線OA與(2)線交點為0.61m3/sOA與(5)線交點為2.47m3/s則 =2.47/1.4 =1.76 =0.61/14=43.6% =2.47/0.61 =4.05全塔操作彈性取3.97二、塔板流體力學(xué)校核181、霧沫夾帶的校核由D=1.6m0.8m，故應(yīng)控制浮點率不超過80%18由物性系數(shù)K表19,取K=1精餾段=2.713 kg/m3 L=807kg/m3取HT=0.45m時，由浮點負荷因子

25、圖19查得 CF=0.098則浮點率Vs= =52.92%80%符合要求16精餾段 =2.824 kg/m3 L=791.5kg/m3取HT=0.45m時，由浮點負荷因子圖19查得 CF=0.126則浮點率Vs= =42.41%80%符合要求16即霧沫夾帶量ev0.1kg液/0.1kg氣，不會發(fā)生霧沫夾帶。2、液泛線的校核要求降液管中清液的高度Hd（Ht+Hw） 浮閥塔中， 液面落差可以忽略不計16取系數(shù)=0.5，則HT+Hw=0.50.45+0.045=0.2475mHd=hd+hl+ hw+ how +hr精餾段干板壓降：hd=5.34u02v2gL(閥全開)=0.036m液層壓降：hl

26、=（hw+ how）=0.5 =0.50.058 =0.029m降液管底緣壓降：h=0.153lslwh02 =0.153（0.003/（1.120.025）2 =0.002m 則Hd =0.036+0.029+0.045+0.013+0.002=0.125mHd （Ht+Hw）提餾段干板壓降：hd=5.34u02v2gL(閥全開)=0.039 同上 液層壓降：hl=0.029m 降液管底緣壓降：h=0.153lslwh02=0.153（0.006/（1.120.025）2 =0.007m 則Hd =0.039+0.029+0.045+0.013+0.007=0.133mHd （Ht+Hw）所

27、以符合要求，不會發(fā)生液泛。精餾段塔板設(shè)計結(jié)果匯總表20塔經(jīng)（D）1.6m有效傳質(zhì)區(qū)（Aa）1.447m2塔板間距（HT)0.45m閥孔直徑（do）0.039m堰長（lw)1.12m閥孔數(shù)（N）173堰高（hw）45mm開孔率（AO/AT）11.20%塔截面積（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m邊緣區(qū)（wc）40mm降液管液體停留時間(）5s安定區(qū)（ws）60mm閥孔氣速（Uo）6.36m/s排列方式順排閥孔動能因子（Fo）10.5流動方式單流型穩(wěn)定系數(shù)（k）1流體流量（Ls）0.003m3/s塔氣速(U)1.34m/s氣體流量（Vs）1.40m3/s安全系數(shù)u/uf0.7液流氣速（Uf

28、）1.92m/s提餾段塔板設(shè)計結(jié)果匯總表20塔經(jīng)（D）1.6m有效傳質(zhì)區(qū)（Aa）1.447m2塔板間距（HT)0.45m閥孔直徑（do）0.039m堰長（lw)1.12m閥孔數(shù)（N）173堰高（hw）45mm開孔率（AO/AT）11.20%塔截面積（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m邊緣區(qū)（wc）40mm降液管液體停留時間(）5s安定區(qū)（ws）60mm閥孔氣速（Uo）6.36m/s排列方式順排閥孔動能因子（Fo）10.5流動方式單流型穩(wěn)定系數(shù)（k）1流體流量（Ls）0.006m3/s塔氣速(U)1.170m/s氣體流量（Vs）1.40m3/s安全系數(shù)u/uf0.7液流氣速（Uf）1.6

29、7m/s五精餾塔的輔助設(shè)備一塔頂冷凝器的計算 本設(shè)計采用列管式換熱器換熱器的選定1. 冷凝量：W1=Vs=（R+1）D=2.81.31=3.67kg/s2. 確定流體定性溫度，物性數(shù)據(jù)冷凝溫度T=80.3 苯的冷凝潛熱=390kj/s 比熱Cp=1.97kj/kkg根據(jù)動力學(xué)及水消耗考慮。選擇水的進口溫度t1=20 出口溫度t2=40在平均溫度下tm=（20+40）/2=30時查水的物性數(shù)據(jù)=995.7kg/m3 比熱Cp=4.174kj/kkg 粘度=0.801cp表面張力=71.2N/m2 導(dǎo)熱系數(shù)=0.618w/mk3. 熱負荷，水消耗量及傳熱推動力的計算被冷凝液體的熱負荷：Q=w1=3

30、.67390=1431.3kw水消耗：W2=Q/(Cp(t2-t2)=17.1kg/s體積流量V2=17.1995.7=0.0172m3/s傳熱推動力：tm=49.64. 流動空間，管徑和管內(nèi)流速的選擇由于流速對蒸汽冷凝給熱系數(shù)的影響較小，為了方便冷凝液易于排出，苯在管外冷凝，水走管內(nèi)。 從腐蝕性，傳熱面積和價格方面考慮，選用252.5mm無縫鋼管。此管內(nèi)徑為d1=0.02m5. 估計值與初選換熱器經(jīng)估計，苯蒸汽-水系統(tǒng)冷凝操作的值范圍約為3001000w/m2k本設(shè)計選K估=800 w/m2k估計傳熱面積A估=Q/（K估tm）=1431.3（80049.6）=36.07m2初步選定換熱器為F

31、B-400-15-40-2 串聯(lián) 21 換熱器的校核 初步選定2個殼程浮頭式換熱器FB-400-15-40-2 串聯(lián) 其規(guī)格如下：外殼直徑：400mm公稱壓力：40kgf/cm2公稱面積：215=30m2管的排列方法：正方形斜轉(zhuǎn)45含子總數(shù)：72管程數(shù)：2折流板間距：0.2m管程流通面積：0.01132=0.0226m2殼程流通面積：0.0452=0.09m21. 總傳熱面積的計算管內(nèi)水的給熱系數(shù)為1實際操作流速U1=V2/（/4d2n）=0.01720.0226=0.76m/SRe1=du/=0.020.76995.70.80110-3=18895Pr1=Cp/=5.411=0.023=36

32、82w/m2k 殼程傳熱系數(shù)2 本設(shè)計的殼程為苯的冷凝，冷凝的傳熱系數(shù)較高。故可以忽略。 污垢熱阻22 取管內(nèi)水的熱阻為Rs1=0.0006 m2/w 管外苯的熱阻為Rs2=0.0002 m2/w總傳熱系數(shù)K=其中，可忽略故K=776w /m2k算傳熱面積Ao= Q/（K0tm）=1431.3103（77649.6）=37.2m2計算傳熱面積與估算的傳熱面積的偏差結(jié)果表明換熱器的傳熱面積有3.04%的裕度，選型合適。2. 計算阻力損失管徑阻力損失p 取=0.15mm d=0.02m 則/d=0.0075 查圖23得=0.039p1=0.039（23）0.02=3364.43N/m2p2=3 =

33、862.67 N/m2p=（p1+p2）NpNs =（3364.43+862.67）21 =8454.2N/m2未超過一個大氣壓,符合要求.殼程阻力損失PsPs=s已知t=80.3時 苯的密度為0=811kg/m3粘度0.30cp管子為正方形排列時的當(dāng)量直徑為=0.025m(t=1.25d0 , d0=0.025m)su0=0.15m/sRe0= du0/0 =10137s =1.72（10137）-0.19=0.300取折流板距B=0.2m NB=26 24Ps=s =0.300 =1478N/m2結(jié)果未超過一個大氣壓符合要求。故所選換熱器滿足工藝要求。 二.塔底再沸器的計算將塔釜質(zhì)量為w的甲苯加熱至沸點溫度時所需熱量Q=Wr=0.82363=298kw r=363kj/kgA= Q/（Ktm） 采用水蒸氣間接加熱在操作壓力0.1mpa下，水的露點溫度t=100所以tm=T-Tw=109.9-100=9.9取K=1000w/Km2A=2981000（10009.9）=30.1m2故選再沸器為FB-500-65-16-2再沸器的任務(wù)是將部分塔底的液體蒸發(fā)以便進行精餾分離。它是熱交換設(shè)備。根據(jù)加熱面排列需要，