化工原理课程设计-5.0万每年甲醇欲精馏塔设计.doc

乙苯-甲苯的精馏工艺设计 目 录第一部分 课程设计任务书 一、设计题目4二、设计任务4三、设计条件4四、设计内容5 第二部分 精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算6 （一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率6 （二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量6 （三）、物料衡算 6二、塔板数的确定6 （一）、理论板层数的求取7 （二）、实际塔板数的求取10三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 10 （一）、操作压力计算 10 （二）、操作温度计算 10 （三）、平均摩尔质量计算 11 （四）、平均密度计算12 （五）、液体平均表面张力计算14（六）、液体平均粘度计算 16四、精馏塔的气、液相负荷计算18 （一）、精馏段气、液相负荷计算18（二） 、提馏段气、液相负荷计算18五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算19 （一）、塔径的计算 19 (二）、精馏塔有效高度的计算20六、塔板主要工艺尺寸的计算20 （一）、溢流装置计算20 （二）、塔板布置23七、筛板的流体力学验算25 (一) 、塔板压降 25 (二) 、液面落差 27 (三) 、液沫夹带 27 (四) 、漏液 28 (五) 、液泛 28八、塔板负荷性能图 29 （一）、精馏段塔板负荷性能图29 （二）、提馏段塔板负荷性能图32九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表37 第三部分 冷凝器的设计一、确定设计方案 39二、确定物性数据 39三、计算热负荷 40 1、壳程液流量40 2、壳程流体的汽化潜热 40 3、热负荷41四、逆流平均温差 41五、冷却水用量 41六、估算传热面积 42七、换热器的工艺结构尺寸42八、换热器核算 43九、换热器主要结构尺寸和计算结果47 第四部分 再沸器的设计一、有关物性的确定 48二、估算传热面积、初选换热器型号51三、传热能力核算 52四、循环流量的校核 58 1、计算循环推动力58 2、循环阻力 59 3、循环推动力与循环阻力的比值 60五、再热器主要结构尺寸和计算结果61 第五部分 其它设计附图62设计评估67参考资料68第一部分课程设计任务书一、课程设计题目：筛板式精馏塔的设计 二、设计任务：完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附 属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构 简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。 三、设计条件： 1、处理量： 100000 （吨/年）。 2、原料液组成：甲醇的质量分率为93%，。二甲醚的质量分率为7% 3、进料状态： 泡点进料 4、料液初温 ： 60 5、冷却水的温度： 30 6、加热蒸汽压力0.5 MPa 7、精馏塔塔顶压强: 0.05MPa(表压) 8、单板压降不大于 0.7 kPa 9、塔顶的二甲醚含量不得低于99.5%10、残液中二甲醚含量不得低于1.0% 11、生产时间：330天/年，每天24小时 12、塔板类型：筛板塔 13、当地大气压为101.325 KPa 四、设计内容 （一）、工艺设计 1、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程） 加料方式； 加料状态； 塔顶蒸汽冷凝方式； 塔釜加热方式； 塔顶塔底的出料状态； 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 2、精馏工艺计算 物料衡算确定各物料流量和组成； 经济核算确定适宜的回流比； 精馏塔实际塔板数。 （二）、精馏塔设备设计 1、选择塔型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔， 2、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 3、塔内流体力学性能的设计计算； 4、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性 能图 5、有关具体机械结构和塔体附件的选定。 接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的顶部空间、塔的底部空间。 接管规格：（1）进料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔顶蒸汽出料管（5）塔釜进气管（6）法兰 6、总塔高的计算：包括上、下封头、裙座高度、塔主体的 高度、塔的顶部空间、塔的底部空间 （三）、附属设备的设计与选型 1、换热器选型。对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷 却器等进行选型。 2、塔顶冷凝器设计选型。根据换热量，回流管内流速，冷 凝器高度，对塔顶进行选型设计。 （四）、设计结果汇总 （五）、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 （六）、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 第二部分 精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算 (一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 二甲醚的摩尔质量MA=46 kg/kmol 甲醇的摩尔质量MB=32kg/kmol、。； （二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.0546(10.05)32=32.700 /kmol MD=0.99346(10.993)32=45.902 kg/kmol MW=0.00746(10.007)32=32.098 kg/kmol（三）、物料衡算 对于甲醚-甲醇双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。 进料流量W= 联立解得D=17.937 kmol/h , F=411.303 kmol/h二、塔板数的确定 （一）、理论板层数NT的求取 1、二甲醚、甲醇的温度-组成 甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 根据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。表1安托尼常数物质ABC甲醚6.09534880.813-33.007甲醇7.230291595.691-32.245 再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。 表2（0C）xy066.3740.54560.98751050.6990.3820.96915.4743.8830.3140.95320.9440.0590.2650.93326.4133.8380.2150.90231.8829.9360.1770.86537.3526.6130.1440.81842.8223.7790.1160.75753.7619.2000.06870.58664.7015.740.02990.3262、确定操作的回流比R由于是饱和液体进料， 有q=1、xP=xF=0.050，根据公式yq=0.606。故有： 而一般情况下R=(1.12)Rm , 3、求操作线方程 L=RD=1.04417.9372=18.726 kmol/h精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为 4、求理论板层数对于某些进料热状态，当泡点进料时,，则有,所以=2.021, 由于59 2012年内蒙古工业大学制药工程专业化工原理课程设计 （二）、实际塔板数Np的求取全塔效率 : ET=0.49(L)-0.245 =13.87 L=0.2936 mN.s/m2 ET=0.3492 精馏段：Np1=NT1/0.34928.599，取Np1=9块； 提留段：NP2=NT2/0.6=5.736；取Np2=6块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=15块。三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）、操作压力计算 塔顶操作压力 ：PD0.05 MPa 进料板压力 ：PFXFPA+PB(1-XF)178.359 kPa 塔底操作压力 ：PWXWPA+PB(1-XW)119.2 kPa 精馏段平均压力：Pm1（50178.359）/2114.179 kPa 提馏段平均压力：Pm2（195.3178.359）/2186.83 kPa（二）、操作温度计算 查甲醇精馏岗位操作规程温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD65 进料温度 ：TF =60 塔底温度 ：TW80 精馏段平均温度 ：Tm1（6065）/2 =62.5 提馏段平均温度 ：Tm2（6080）/2 = 70 （三）、平均摩尔质量计算 1、精馏段平均摩尔质量计算 62.5时 x=0.0377 y=0.3783 2、提馏段平均摩尔质量 70时 x=0.04 y=0.3389 （四）、平均密度计算 1、气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 2、液相平均密度计算 查得液相甲醚、甲醇在下的62.5密度，故甲醚、甲醇纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得： 甲醚A=591.8 kg/m3 , 甲醇 B=761.1kg/m3 =0.467 而液相平均密度用计算（ 式中表示质量分数）。 精馏段液相平均密度 L=671.456 kg/m3 同理查得液相甲醚、甲醇在下的70密度馏段液相平均密度 A=570.4 kg/m3 , B=749.25kg/m3 =0.4724 L2=661.376 kg/m3（五）、液体平均表面张力计算 查得液相甲醚、甲醇在下的62.5的表面张力，故甲醚、甲醇纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得：甲醚A=6.972 mN/m, 甲醇B=17.33 mN/m ,而液相平均表面张力用 所以精馏段液相平均表面张力 Lm1=7. 133mN/m 同理查得液相甲醚、甲醇在下的70的表面张力，甲醚A=5.76 mN/m, 甲醇B=16.19 mN/m提馏段液相平均表面张力 Lm2=5.91 mN/m四、精馏塔的气、液相负荷计算（一）、精馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率：V=(R+1)D=(5.716+1)22.698=152.440kmol/h 汽相体积流量： 汽相体积流量： 液相回流摩尔流率：L=RD=5.71622.698=129.742 kmol/h 液相体积流量： 液相体积流量：（二）、提馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： 汽相体积流量 汽相体积流量 液相回流摩尔流率： 液相体积流量： 液相体积流量：五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （一）、塔径的计算 1、 精馏段塔径的计算 取板间距HT=0.450m，取板上清液层高度 0.06m。 液气动能参数 ： 查Smith通用关联图得 负荷因子： 最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：1=0.7F1=0.909 m/s 估算塔径 ：，按标准塔径圆整后取塔径D1.4 m。塔截面积为 AT1=0.785D2=0.7851.42=1.539 m2 2、 提馏段塔径的计算 取板间距HT=0.450m，取板上清液层高度 0.06m。 液气动能参数 ： 查Smith通用关联图得 负荷因子： 最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：2=0.7F2=0.802 m/s 估算塔径 ：，为加工方便，圆整取，即上下塔段直径保持一致. 塔截面积为 AT2=0.785D2=0.7851.42=1.539 m2（二）、精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(17-1) 0.5=8 m 提馏段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(9-1) 0.5=4 m 在进料板上方开一人孔HT，其高度为0.5 m 故精馏塔的有效高度Z =Z精Z提0.5=840.5=12.5 m六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算 因塔径D1.4 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长： 取 、溢流堰高度hw1 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得： hOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度 60mm ，故 、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由查弓形降液管的参数图得： 液体在降液管中停留时间： 故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho1 因ho=hw-(0.0060.012) 而不宜小于0.020.025 m，以免引起堵塞。则取ho=27.7mm hW1-ho1=38.1-27.7=10.4 mm6 mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 2、提馏段溢流装置计算 因塔径D1.4 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长： 取 、溢流堰高度hw2 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算： hOW应大于6mm，本设计满足要求 ，板上清液层高度 60mm ，故、弓形降液管宽度Wd2和截面积Af2 因=，塔径D相同故Wd2=Wd1=0.154 m，Af2=Af1=0.139 m2 液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho2 因ho=hw-(0.0060.012) 而不宜小于0.020.025 m，以免引起堵塞。则取ho=22mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 （二）、塔板布置 1、精馏段塔板布置、塔板的分块 因D1800mm，故塔板采用分块式。塔板分为4块。 表7 塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 6、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.065 m ；取无效边缘区：Wc1=0.035 m。 、开孔区面积计算 开孔区面积Aa按计算 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.7-(0.154+0.065)=0.481 m r1 = D/2-Wc1 =0.7-0.035=0.665 m则 、筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm碳钢板，取筛孔直径 d015 mm，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t1为 :t13d013 515mm 筛孔数目：个筛板塔实际打孔n实=14=5288个 实际开孔（开孔率一般在515%之间,满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速： 2、提馏段塔板布置 、塔板的分块 因D2800mm，故塔板采用分块式。塔板分为4块。 、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.065 m 取无效边缘区：Wc2=Wc1=0.035 m 、开孔区面积计算 开孔区面积Aa2=Aa1=1.077 m2 、筛孔计算及其排列 同样选用3 mm碳钢板，筛孔直径 d02=d015 mm，按正三角形排列，孔中心距t为 t2=t13d013 515mm。 筛孔数目：n2=n1=5529个 筛板塔实际打孔n实=13224=5288个 实际开孔（满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速：七 、 筛板的流体力学验算 (一) 、塔板压降 1、精馏段的塔板压降 、干板阻力hc1计算 干板阻力hc1由 计算 d01/5/31.667，由孔流系数图查得孔流系数C010.770 故 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数：（一般可近似取）。 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 液柱 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 2、提馏段的塔板压降 、干板阻力hc2计算 干板阻力hc2由 计算 d02531.667，查得孔流系数C020.770 故 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查图得充气系数：（一般可近似取）。 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 液柱 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 (二)、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (三)、 液沫夹带 液沫夹带量可用式计算： 精馏段液沫夹带量 提馏段液沫夹带量: （验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许） (四) 、漏液 对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即 精馏段：实际孔速uo112.500 m/suOM1 稳定系数为K1=uo1/uOM1=12.500/5.670=2.2051.5 提馏段： 实际孔速uo211.912 m/suOM2 稳定系数为K2=uo2/uOM2=11.912/5.327=2.2361.5 （故在本设计中无明显漏液）。 (五) 、液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 乙苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 (HT+hW)=0.5(0.450+0.0397)=0.245 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰=0，hd可由计算，即 精馏段： 故Hd1=0.083+0.06+0.005=0.148 m液柱 。 提馏段： 故Hd2=0.088+0.06+0.021=0.169 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 八、塔板负荷性能图（一）、精馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线 - 2、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度m，。 3、雾沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs1-LS1关系如下：式中 代入数据得简化得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：10-34.9706.97758.98510.992513.0002.9622.8522.7532.6612.575依据表中数据作出雾沫夹带线 4、液泛线 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：10-34.9706.97758.98510.992513.0002.2242.1182.0001.8641.704 依据表中数据作出液泛线 5、漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 ，整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：10-34.9706.97758.98510.992513.0000.6190.6360.6520.6670.680依据表中数据作出漏液线 6、操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=（二）、提馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线 2、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度m，。 3、雾沫夹带线式中 代入数据得简化得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：10-37.9039.177310.451511.7258132.3842.3322.2832.2352.189依据表中数据作出雾沫夹带线 4、液泛线 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：10-37.9039.177310.451511.7258131.9351.8381.7291.6041.458 依据表中数据作出液泛线 5、漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 ，整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：10-37.9039.177310.451511.7258130.5800.5900.5990.6080.616依据表中数据作出漏液线 6、操作弹性 操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表表 9项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PkPa106.95116.05平均温度T118.301131.40平均密度气相kg/m33.1473.521液相773.286763.529平均流量气相Vsm3/s1.2881.227液相Lsm3/s0.0050.008实际塔板数26块179板间距HTm0.450.45塔段的有效高度Em84塔径Dm1.41.4空塔气速m/s0.9640.802塔板液流型式单流型单流型溢流装置 堰长m0.980.98堰高hWm0.03970.0310底隙高度hom0.02770.0220板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0mm55孔间距tmm1515孔数n个55295529开孔面积Aam20.1090.109筛孔气速uom/s11.81711.257塔板压降PpkPa0.6600.659液体在降液管中的停留时间s13.98.688降液管内清液层高度Hdm0.1480.169液(雾)沫夹带量evkg液/kg气0.0070.006漏液点气速uOMm/s5.6705.327负荷上限Ls.maxm3/s0.0134.9710-3负荷下限Ls.minm3/s0.0137.9010-3气相最大负荷m3/s1.173471.0235气相最小负荷m3/s0.302460.2771操作弹性3.883.70第三部分冷凝器的设计一、确定设计方案 1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度110.783，以饱和温度流出换热管；冷流体进口温度30，出口温度70。估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 2、流动空间及流速的确定 为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用252.5的碳钢管，管内流速取u=0.5m/。 二、确定物性数据 1、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为 ： 管程水的定性温度为 ： 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2、壳程流体在110.783下的有关物性数据如下： 密 度 ： 1= 778.561 kg/m3 定压比热容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg) 导热系数 ： 1= 0.113119 W/(m) 粘 度 ： 1=Dm=0.0002393 Pas 3、循环冷却水在50下的物性数据： 密 度 ：=988.1 kg/m3 定压比热容 ：cp=4.174 kJ/(kg) 导热系数 ：=0.648 W/(m) 粘 度 ：=0.000549 Pas三、热计算负荷 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知： 汽相摩尔流率：V=82.0307 kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=92.25 kg/kmol 壳程液流量 ：ms1=VMVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s 2、壳程流体的汽化潜热 根据已查得的汽相甲苯、乙苯在某些温度下的汽化潜热（如表），故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的汽化潜热可用下式算得：甲苯 ：r=-0.001T20.4373T420.92 乙苯 ：r=0.0008T20.3999T407.22 表 10 汽化潜热与温度的关系温度 T406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5由T=110.783 可计算出相应的汽化潜热： 3、热负荷 热负荷：Q=ms1rm=2.1021360.1399=757.0501 KW（忽略热损失）4、 逆流平均温差 五、冷却水用量 六、估算传热面积 由于管程走水，壳程走冷凝液，总传热系数K=467814 W/（m2），现取K=600 W/（m2） 传热面积： 考虑 15的面积裕度，S=1.15S=1.1521.5346=24.7942 m2。7、 换热器的工艺结构尺寸 1、换热管及管内流速的选择 根据我国目前的系列标准，本设计固定管板式式换热器选用管径为25mm2.5mm的碳钢管，管内流速取u=0.5 m/s。 2、管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根 按单程管计算，所需的传热管长度为 （do为管外径）。显然传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=6 m，则该换热器管程数为，传热管总根数 N=302=60(根)3、传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 do，则t=1.2525=31.2532(mm) 横过管束中心线的管数4、壳体内径 采用单管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径为 圆整可取D400 mm5、折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25，则切去的圆缺高度为h0.25400100 mm；取折流板间距B0.3D，则B0.3400120 mm，可取板间距B=150 mm；折流板数，折流板圆缺面水平装配。6、接管 壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为 u2 m/s，则接管内径为：取标准管径为 45 mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u2 m/s，则接管内径为：取标准管径为 800 mm八、换热器核算 1、热量核算 壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式 因是正三角形排列所以当量直径： 壳程流通截面积： 壳程流体流速及其雷诺数分别： 普兰特准数： 粘度校正： 管程对流传热系数 管程流通截面积 管程流体流速及其雷诺数分别 普兰特准数 传热系数K 污垢热阻Rs=0.000344 m2/W , Rs1=0.000172 m2/W；管壁的导热系数=48 W/(m)；。 传热面积S 该换热器的实际传热面积Sp ,因SpS所以此串联一个壳程，因此Sp=46.62 m2 该换热器的面积裕度为：故传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2、换热器内流体的流动阻力 管程流动阻力管程总压力降，其中污垢校正系数取Ft=1.4；管程数Np=2；串联壳程数Ns=2。 由Re13278.571，传热管相对粗糙度0.01/200.005，查莫狄图得0.032 W/m。直管阻力局部阻力管程流动阻力在允许范围之内。 壳程阻力 流体流经管束的阻力用计算：F=0.5，nc=10，NB=40，u1=0.2057摩擦系数 流体流过折流板缺口的阻力B=0.15，D=0.4，Fs=1.15 ，壳程流动阻力也能接受。9、 换热器主要结构尺寸和计算结果 表 11换热器形式：固定管板式 工艺参数 名称 管程 壳程 物料名称 循环水 甲苯 定压比热容4.174kJ/(kg)2.02345kJ/(kg)操作温度，30/70110.783流量，kg/h16323.487567.504流体密度，kg/m3988.1778.561流速，m/s0.10.2057传热量，kW757.0501总传热系数，W/m2K363.872传热系数，W/m2K2744.765612.3945污垢系数，m2K/W0.0003440.000172阻力降，MPa0.001730.00184程数 21管子规格 252.5管数60管长mm:6000管间距，mm32排列方式 正三角形 折流板型式 上下 间距 mm150切口高度25%壳体内径，mm400换热面积（m2）46.62 第四部分 再沸器的设计1、 有关物性的确定 若把再沸器当作一层理论板，且认为压降与压力损失近视相等则其操作压力P=127 kPa（与塔釜相等），在此温度下乙苯的液态与气态的物性基本数据如下: 计算此温度下的乙苯的物性：液态密度L=Wm= 759.34 Kg/m3 蒸汽密度V=Vm2=3.7023 Kg/m3 液态粘度L=Wm= 0.2259 mPas 蒸汽粘度V=0.0237136.25.8236=9.0515 mPas液态比热容CpL=0.0037136.2+1.6353=2.13924 KJ/(kg)液态导热系数L=-0.2559136.2+136.88=0.1020 W/(m)表面张力=-0.1016136.231.046=17.2081 mN/m液体蒸气压曲线的斜率比气化焓hVr=-0.5545136.2414.13=338.6071KJ/kg液体的临界压力Pc=4107.715 Kpa 因为618.28Kpa下加热用的水蒸汽的饱和温度为ts=160，此温度下水蒸汽的物性数据如下：液态粘度为L水=0.173 mPas汽化潜热为r=2087.1 KJkg液态密度L水=907.4 kg/m3 蒸汽密度V水=3.252 kg/m3液态导热率L水=0.683 W/(m)二、估算传热面积、初选换热器型号 1、热负荷Q 显热加热段热负荷Q1蒸发量设出口气化率x=0.1（有机液体一般在0.10.25左右）；由于压力变化引起液体沸点温度的变化，设为t=2 蒸发段热负荷Q2 热负荷Q=Q1+Q2=898.7203 KW2、 传热温差 3、假设K值，估算传热面积 假设K值： 因有机物走管程且L= 0.2259 mPas0.5 mPas，水蒸汽走 壳程，其传热系数由经验值可知其传热系数K在5821193 W/(m2/K),现假设K=1000 W/(m2/K)。 估算传热面积 4、初选再沸器 管规格 252 管长 L=3 m 计算管数 中心距