化工原理工程设计

西南交通大学

化工原理工程设计说明书

题目:分离苯一甲苯混合物得精铺塔得设计

设计者:琪

班级:生物工程

学号：

指导老师：

完成日期:2012/7/17

目录

rJ1)n--------------------------------------------------

设计任^--------——一一一一-------—-

一・精储装置二艺流程图-一一-———

__•精第塔得设计计算——--------------————

1、基本数据计算-----------------————一一—一.........

2、回流匕匕得计算------------------——・------------

3、塔板数得计算--—一

三、精馆塔得工艺设计----

［、■■■■一■■■■■■■■■■■一■___■■•■■一■一■

2、图彳导/十*M*——••--------------------——--------・-------------————

3、塔板结构参数得计算和设计一一一一-——..................

附精馆塔塔板设计结果汇总表----------—————-------—

提储塔塔板设计结果汇总表---------------———....———

四、精馅塔得负荷性能得计算------------———--....---—一

1、塔板得负荷性能计算——------------------——----一一-

2、板得流体力学核—------——-----------—

,£->■彳导辅助］殳^—--—一—----------

1、塔顶冷凝器—————-———------———-—————----

2、塔底再:弗器------———————------------———-------

六、设计小结-------

七、参考文献-

/\.、FH-图---———--——-———--------一——

前言

本实验得设计题目就就是分离分离苯一甲苯混合物得精馀塔得设计。精愤操

作就就是重要得化工单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领

域。此操作主要在塔设备中进行，使液一液混合液经过多次部分气化和部分冷凝,

以达到使混合物体系分离成较高纯度得组分得目得,精施塔设计得主要任务就就

是根据物系性质和工艺要求，确定操作条件。选择一定得塔型，进行工艺和设备得

计算。

精馆装置流程比较定型。一般包括:精馅塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸

锚釜）、原料加热器以及输送设备等。

塔器就就是气液传质得主要设备。气液混合物通过塔器得处理，就能将其中

各组分进行分离。从精馆得原理可知:要使过程顺利进行，必须具备两个条件:一就

就是气液两相密切接触;二就就是气液两相接触面积要大。塔设备中本身得结构

正就就是为提供这两个条件而设计得。因此选择塔设备一般根据以下原则:能提

供良好得气液接触条件和足够大得接触面积，以达到生产能力大，分离效率高，压

降小，操作范围广，结构简单，金属材料消耗少。

在选择塔得种类时应注意,不同得塔型各有某些独特得特性。设计时应根据

物系性质和具体要求选择适宜得塔型。本实验设计选择浮阀塔。她就就是在泡罩

塔得基础上发展起来得。她主要得改进就就是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔

上设有浮孔。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率压降,生产能力以及设备造

价等方面比泡罩塔更优越。浮阀塔广泛用于精馅，吸收以及脱吸等传质过程中。

设计之所以选择浮阀塔,就就是因为她具有以下几个优点：

①处理能力比同塔型得泡罩塔可增加20%〜40%

②操作弹性大，一般约为3〜4,最高可达6,比筛板塔，泡罩塔,舌形塔都大。

③塔板效率高。北泡罩塔高15%左右。

④压降小。在常压下塔中每块板得压降一般都较小。

⑤使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象得系统也能正常工作。

⑥安装容易，制造费为泡罩塔得60~80%。

在选定浮阀塔得基础上确定设计方案。其总原则就就是尽可能得设计出经济

上合理，产品质量高，低疑能得塔设备。

一.精馅装置工艺流程图

精馆装置一般包括:精惚塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸锵釜）、原料加

热器以及输送设备和管路等。其工艺流程图比较固定。工业生产常见得精饱流程

见下图。

二.精馅塔得设计及计算

1、基本数据得计算

苯得分子量：78、Ikg/kmo1C6Hr.

甲苯得分子量：92、1kg/kmolC7H&

进料得平均分子量:MF=0、65X78、1+0、35X92、1=82、9kg/kmo1

进料液得摩尔量为:F=7700+82、9=92、88kmol/h

总物料衡算:F=D+W

Fxf=DxDH-WxW

解之得:D=6()、49kmo1/h

W=32、39kmo1/h

2、q值得计算

由苯一甲苯得温度一组成相图(附图2)得：

当xF=0、65时

苯得泡点温度为tD=88、1℃

进料温度为65“C时得平均温度为［也宜二竺上强」=76.55C

22

由液体得比热共线图［1］可查得

苯得比热CpA=0、46X4、187k|•kg-1•K』1、93kJ•kg-1•K1

甲苯得比热CpB=O、46X4、187灯•kg」•K/二l、93kJ•kg”•K7（采

用内差法计算所得）

则进料得平均比热Cpm=l、93kJ-kg-•K”

当P=0、IMPa时，查得［2］苯得气化潜热为丫产393、9kJ-kg1

1

甲苯得气化潜热为YB=363kJ.kg

0.65x78

则进料液得平均气化潜热ym=X393、9+0、388X

0.65x78+0.35x92

363=381、9kJ-kg-1

所以

_iu_if_iv-il+il-if_M+CpmQbTf)_381.91+1.93x(88.1-65)

“iv-iliv-ilym381.91=1.117

即q=l、117、

3、计算就小回流比Rmin

由2得q=1、117

-^=9.547

q-i

q线为v=—X—工=9.547X—5.556

q-lq-l

由此作附图3,q线与平衡线得交点为:xq=0、671,Yq=0.769

所以Rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=0、899

4、计算最小理论塔板数Nmin

由参考［3］表10—3以及附图2,计算xF=O、65xD=O>99xW=O>015下,

分别对应得泡点温度，取三处得a得几何平均值。

tF=88、1℃tD=80、3'CW=109、9℃

aF二2、52974D=2、5978"W'=2、3553

则FuDaN=2、49

全回流时，所需理论塔板数最少，由芬斯克(Fenske)方程［4］

,,0.99、/().015、

log(log(----------)(------------)

曰1)1-0.991-0.015,0c

Nmin=—―——--------------------------------1=8.62

log6/log2.49

5、计算理论塔板数N

设R=1、0

R-Rmm1-0.899

x=--------------=0.501

R+11+1

由吉利兰关联图［5］得

v=0、75(1-x0'567)v=N-Nmm

，,N+T

算出N二①0=23.8

i-y

同上,设若干R值，可算得相应得若干N值，其结果列表如下

R-Rmin•,Nnun+y

亍殳RRminNminx=----------y---=0.75(1-1)N=------------

R+l1-y

0、89

198、620、0510、61223、8

1、2()、8998、620、1370、50718、5

1、40、8998、620、2090s44116、2

1、60、8998、620、270、39314、9

0、89

1、898、620、3220、35613、9

20、8998、620、3670、32513、3

0、89

2、298、620、4070、312、7

2、40、8998、620、4410、27812、3

2、60、8998、620、4730、2612

2、80、8998、620、50、24411、7

3()、8998、62()、5250、22911、5

3、20、8998、620、5480、21711、3

3、40、8998、620、5680、20611、1

由上表做R—N关系图（附图4）

从R与N得关系可见:当RV1、8时,曲线很走所需N较多;

当R>1、8时，曲线变平坦，所需N减少。

取昨1、8,理论塔板数N=13、9

作图所求理论塔板数(附图3)N'=14、5

取R=2、0,理论塔板数N=13、3

作图所求理论塔板数(附图3)N'=14、3

则可以看出：当R取1、8时,N'与N温相近

故取R=1、8

N=14、5

6、塔板效率得计算

采用奥康奈尔(O'Connell)法［6］

ET=()、49(a|iaV)-0^245

由4可知a=2、49

塔顶:xD=0、99查得泡点温度为80、3°C

塔底:xW=0、015查得泡点温度为109、9℃

则平均温度t=(80、3+109、9)/2=95、1

由液体得粘度共线图［7］查得

苯得粘度！1=0、25cp

甲苯得粘度N=0、28cP

则进料得平均粘度产0、25X0、65+0、28X0、35=0、2605cP

ET=O、493尸245=0、5448cp(与［6］图11—21对照，结果相近，故可用)

EOQO、5448X1、1=0、599

7、实际塔板数得计算

由附图3可知理论塔板数N=14、)，找到d点

①精馆段应为Nl=6、7故实际塔板数为

Ne1=N1/EO=1K19取为12层

②提馆段应为N2=14、5—6、7=7、8故实际塔板数为Ne2=N2/E0=l

3、02取为14层

即实际塔板数为12+14=26层,实际进料板位置为第12块板。

三、精锵塔得工艺设计

一、塔径得计算

1、精馆段得塔径

精馆段得平均温度为t=(td+tf)/2=(80、3+88)/2=84、15℃

馅出液得平均分子量M=0、99X78、1+0、01X92、1=78、14kg/kmol

则塔顶t=80、3匕时，蒸汽得密度4=偿=点嗡更携=2、66

R78341x(273+80.3)

kg/m3

D=60、49kmol/h=0、017kmol/s

则上升得蒸汽得量为:

Vs=L+D=(R+l)D=0、017X(1、8+l)X78、14+2、63=1、4m3

又查表［8］得：

当仁80、3℃时,苯和甲苯得液体平均密度为811kg/m3

当「88°C时,苯和甲苯得液体平均密度为803kg/m3

当『109、9℃时,苯和甲苯得液体平均密度为780kg/m3

795.3+787.95

则精饱段得液体平均密度PL二2(803+811)/2=807

kg/m3

将各处得摩尔分率换算为质量分率：

aF=0、65/(0、65+0、35(92/78))=0、612kg/h

aD=0>988kg/h

=0、013kg/h

由物料衡算

F=D+W

FaF=DaD+WaW

解之得

D=4731kh/h=1、31kg/：

W=2969kg/h=0>82kg/s

液体流量为L=RD=1、8X1、31=2、36kg/s

Ls=2、36/807=0、003m3/s

0.003/807

”㈤-------x(------)05=0.038

Vs\_pV]1.42.63

假设取板间距HT为0、45m,由史密斯关联图［9］可得C=0、1lm/s

则液泛速度Uf=j叱2*=0.110x(-263)。$二]§2m/s

\pV2.63

取安全系级为0、7

则u=0、7uf=l>34m/s

A'二Vs/U=1、4/1、34=1045m2

Af=Vs/Uf=l、4/1、92=0、729m2

D=、反观=1.503m取整为D=l、6m

由于浮阀塔得塔径D在0、8〜1、6m时

板间距HT正好在3()0~450mm之间

故取板间距为0、45m合适［10］

2、提铺段得塔径

提馆段得平均温度t=(tF+N)/2=(88+109、8)/2=98、95C

进料时t=94、8℃

PMIQOOOCIX78.14

QA二=2^6Okg/m3

~KT8341x(273+88)

PM_100030x92

3、07kg/m3

行—8341x1273+88)

©F二2、60X0、65+3、07X0、35=2、765kg/m3

塔底t=109、9℃

_PM__KXXKX)x78.14

二2、450kg/m3

一行一8341x(273+109.9)

lOCOOOx92

理=网2、890kg/m3

RT8341x1273+109.9)

QW'=2、450X0、0、015+2、890x0、985=2、883kg/m3

「nF+nW2.823+2.882_

平均密度2=22、824kg/m3

塔底『109、9℃,查得液体平均密度为780kg/m3

则提馅段得平均密度为

汉=(803+780)/2—791、5kg/m3

液体流量为

Ls'=L'/p£=(L+qF)/pL=(2.36+1、117X7

700+3600)+791、5=0、006m3/s

蒸汽流量为Vs'=Vs-(l-q)F=l>4—(1—117)X(7700/(3600X803))

=1、40kg/s

空型「二螫x(些严=007

Vs\_pV］1.402.824

取板间距为0、45m,由史密斯关联图［9］可得C=0、10m/s

mi、在一,金山TT£IpL—QV八I八/791.5-2.82405.

则液:之速度Uf=cJ=0.10x(-----------------产=1.67m/s

Vpv2.824

取安全系级为()、7

则u=0、7uf=1、170m/s

A'=Vs'/U=ls196m2

Af=Vs'/Uf=0>0、838m2

A'+Af

=1.596

0.785

取整为D=l、6m

由于浮阀塔得塔径D在0、8-1、6m时

板间距HT正好在300〜450mm之间，故取板间距为0、45m合适［10］

二、塔高得计算(塔高包括①塔得有效高度，②顶部空间，③底部空间以及④结

合再沸器得安装高度)

1、取塔顶与第一块板之间得距离HD为1、0m(使气流中得液滴自由沉降,

减少出塔气中得液沫夹带,经验值一般为1、07、5m）

2、取塔底与最下一层之间得高度HB为1、0m（保证料液不致排完，经脸高

度为1、0〜2、0m）

3、进料板得高度，由于进料可能在此急剧汽化，流速很高，为防止液沫夹带，进

料板间距HF要求较高，一般为塔板间距得2倍。

4、塔径较大（1、5m）以上必须开人孔，故人孔板间距应有足够得空间,其之不

小于600mm，每个人孔应控制10个左右得塔板。Ht'=800mmS=2在第16

〜17块板之间和第6〜7块板之间设人孔。

综上，塔高H=HD+（N—S-2）HT+SH'T+HF+HB

=1、（）+（25-2-2）X0、45+2X0、8+0、9+1、0=13、95m

三、塔板结构参数设计

1、塔板形式

由于D=l、6m>0、8m（采用精、提两段中较大得直径作为精馅塔得全塔直

径）

故采用分块式塔盘；

塔板流动性采用单流形；

降液管采用弓形。⑼

2、溢流装置各结构尺寸得计算I

取堰长lw=O、7XD=0、7X1、6=1、12m

对于弓形降液管L/D=O、7时

查得b/D=O、15AJAT=O、09

则”0、015D=Q、24m

Af=0、09AT=0、18m2

又因为L=RD=1、8X4731=8515、8kg/h

则液相流量Lh=L/pL=8515、8+791、5=10、76m3/h

Lh/Lw=l0、76+1、12=9、61

Lw/D=0、7时，由液流收缩系数计算图M查得液流收缩系数E=l、03

22

how=2>84/1000XE(Lh/Lw户=0、00284X1、03X9、6P=13

mm

对于常压塔氏在40〜50mm之间；

HL在50700mm之间。

故取hw=45mm

3

HL=hw+how=58mm，在50〜100mm之间校核“

3、阀孔数N得计算

选取标准浮阀塔盘，采用JB—118—68E型浮阀［141

(1)取阀孔动能因数F0=10、5”©(浮阀全开时F°=9〜12)

由此确定孔速“)Uo=Fo/

又RV=(2、63+2、824)/2=2、727kg/n?

Uo二6、36m/s

塔中平均蒸汽量M=(l、4+1、4)/2=1、40m7s

计算每层塔板上得浮阀数

N=Vs/(O.785Xdo2Uo)=K40+(0、785X0、0392X6^36)=185

(2)计算阀孔中心距t

'0.907Aa

t=d0।———

采用正三角形排列时\A0

其中间孔总面积A。=Vs/Uo=1、4+6、36=0、22m2

阀孔直径/二()、039m

鼓泡区面积同

Aa=21xV/?2-X2+-^77*sin——

_180°R_

C,5

由资料L选取W=60mmWc=40mm

X=D/2—(b+W；)=l、6/2—(0、24+0、06)=0、5m

R=D/2—Wc=l、6/2-0、（）4=0、76m

则sin7三=41、1°

R

Aa=l、447m2

'0.907A^

t=dO।

《AU=o、（）39

…・叽。、iom

0.22

根据t作图（缩小10倍）见附图5

由图可数出鼓泡区可以不值得阀孔总数N'二173个

与N=185个相近，符合要求。

验算Uo'=837、5Vs/N'=6、8m/s

Fo'=Uo'y[pif=\1、2

F。'人在9〜12范围内，即可认为满足要求

本浮阀塔取叉排得排列形式

开孔率=N（do/D>Xl00%=10、3%

开孔率在10%〜14%之间，满足要求。

四、精惚塔得负荷性能计算

一、塔顶负荷性能计算”向

1、过量雾沫夹带

查表得“刀表面张力为（）、（）2N/m

,0.0057UG3

由夕i'=--------r3--------7--------；

0.02xl()[//r-2.5(hw+how)J

取pv=0、1kg液/kg气做极限计算

2

how=2x84/100()XE(Lh/Lw)§

2

二0、00284X003(3600%+1、12)5

2

=0、628vj

取h„wr=0.045mIIT=0.45rn

已知UG=VS/(AT-A9=VS;(2、()1一()、180=0、546Vs

2

故经整理得Vs=3、86-17、9Ls?

列表

0、01

Ls(m3/s)00、001Os9030、0050、0080、0120>0140、016

Vs(m3

/s)3、863、683、493、343、143、032、922、822、72

由此可作出雾沫夹带线⑴

2、气相下限操作线（泄露线）“向

7'o

Vs下限=O.785do-N-^

已知3003%N=173Fo取5「0=5

精馆段0=2、713kg/m,

Vs下限二0、785X0、O392X173X5--2.713=0、63m7s

提锵段pv=2、824kg/n?

Vs下限=0、61m7s

由此做气象下限操作线⑵

3、液体下限操作线”8

2

Lh3

由h°w=0.00284E（「）

取how=°・0°6[⑹E=1、03Iw=1-12m

解之得Lh=3、44m7hLs=Lh/3600=0、001m3/s

由此做出液相下限操作线⑶

4、液相上限操作线（降液管超负荷线）

Ls=AfXHT4-T

2

取Af=0、18mHT=0>45m

得1飞二0、016m3/s

由此做液相上限操作线（4）

5、液泛线口⑸

aVs2=b+cLs2+dLs3

精饱段pv=2、713错误!未定义书签。kg/m’

pi^=807kg/m3

a=1.91x105—：

PLN

二0、021

参考数据，带入已知量，有:

b=(DHT+((l)-l-p)hw

二0、5X0、45+(0、510、5)X0、45

二0、18

22

C=-0、153/(Lwho)=-195^2

2

d=-(1+p)E(Os667)/Lw」

2

二-1、5X1、03XO、667+1、121

二-()、96

2

得0、021Vs2=0、18-195、2Ls2-0、96Ls5

列表

Ls(m3

/s)Os0010、0030、0050、0080^010、0120、0140、016

Vs(m3

/S)2、852、752、652、482、352、22、021、81

提锵段a=2、824错误！未定义书签。kg/m3

PL=791、5kg/m3

5Pv

a=1.91x10—2

PLN=o、023

参考数据，带入已知量，有：

b=①HT+（中-1-{3）hw

二0、5X0、45+（0、5-1-0、5）X0、45

二（）、18

C=-0>153/。,\/%2户一195、2

2

d=-(14-p)E(0>667)/Lw§

2

二1、5X1、03X0、667+1、125

=一0、96

得0、023Vs2=0、18/95、2Ls2-0.96Ls7

列表

Ls(m30、01

/s)0、0010030、0050、0080、010、0120、0146

Vs(m3

/s)2、722、622、532、372、252、11、931、73

6、操作线

精馆段

斜率

m=V/L=((R+l)D0)/(RDa)=2、8x807+1、8+2、63=477、3

做操作线OA

0A线与⑵线、⑸得交点为负荷上下线

精馅段OA与(2)线交点为0、63m7s

OA与(5)线交点为2、45m7s

负荷上限数

则负荷上限％=X100%

实际操作负荷

二2、45/1、4

二1、75

负荷下限数

负荷下限％=xlOO%

实际操作负荷

=0、63/14

=45%

操作弹性％=缺篝*@%

=2、45/0、63

二3、89

提馅段做操作线OA

OA线与⑵线、⑸得交点为负荷上下线

OA与⑵线交点为0、61mVs

OA与（5）线交点为2、47m'/s

负荷上限数

则负荷上限%二xlOO%

实际操作负荷

=2、47/1、4

=1>76

负荷下限数

负荷下限％=xlOO%

实际操作负荷

=0、61/14

二43、6%

最大负荷

操作弹性%=xlOO%

破小负荷

=2、47/0、61

二4、05

全塔操作弹性取3、97

二、塔板流体力学校核口8]

1、雾沫夹带得校核

由D=l、6m>0、8m,故应控制浮点率不超过80%【网

由物性系数K表加，取K=1

精饱段pv=2、71kg/m，

pL=8C7kg/n?

取HT=0、45m时，由浮点负荷因子图查得

CF=0、398

则浮点率Vs二xlOO%

0.78kC£4t

二52、92%<80%

符合要求的

精馆段0'二2、824错误!未定乂书签。kg/m3

PL=791、5kg/m3

取HT=0、45m时，由浮点负荷因子图的查得

CF=O、126

pv

则浮点率Vs'=xl()()%

0.78kC£4t

=42、41%<80%

符合要求.

即雾沫夹带量c、VO、11<8液/0、1kg气,不会发生雾沫夹带。

2、液泛线得校核

要求降液管中清液得高度HdV中(Ht+Hw)

浮阀塔中，△一液面落差可以忽略不计㈣

取系数中二0、5，则+11W)=05X(045+0,045)=0.2475m

Hd=hd+%+hw+hov.+hr

精锚段

2

U0Pv

h.=5.34^—

干板压降：2gpL(阀全开)

二0、036m

液层压降:h.邪仇.+*邪=0、5

二0、5X0、058

=0、029m

降液管底缘压降:

2

h产。年［冏-]

0

=0、153X(0、003/(1、12X0、025))2

二0、002m

则Hd=0、036+0、029+0、045+0、013+0、002=0、125m

Hd<(p(Ht+Hw)

提福段

2

U0Pv

hd=5.34^—

干板压降：2gpL(阀全开)

二0、039

同上液层压降:11尸()、029m

降液管底缘压降:

2

h产。年［冏-]

0

二0、153X(0、006/(1、12X()、025))2

二0、007m

则Hd=0、039+0、029+0、045+0、013+0、()07=0、133m

Hd<(p(Ht+Hw)

所以符合要求，不会发生液泛。错误！未定乂书签。

精馆段塔板设计结果汇总表[20]

塔经(D)1、6m有效传质区(Aa)1、447m2

塔板间距(HT)0、45m阀孔直径(do)0、039m

堰长(lw)1、12m阀孔教(N)173

堰高(hw)45mm开孔率(AO/AT)11、20%

塔截面积(AT)2、01m2孔心距(t)0、010m

边缘区(wc)40mm降液管液体停留时间(。5s

安定区(ws)60mm阀孔气速(UQ)6、36m/s

排列方式顺排阀孔动能因子(Fo)10、5

流动方式单流型稳定系数(k)1

()、003m3

流体流量(Ls)/s塔气速(U)134m/s

气体流量(Vs)1>40m3/s安全系数u/uf0、7

液流气速(Uf)1、92m/s

提锚段塔板设计结果汇总表[20]

塔经(D)1、6m有效传质区(Aa)1、447m2

塔板间距(H。0、45m阀孔直径(do)0、039m

堰长(lw)1、12m阀孔数(N)173

堰高(hw)45mm开孔率(AO/AT)11、20%

塔截面积(AT)2、01m2孔心距(t)0、010m

边缘区(wc)40mm降液管液体停留时间«)5s

安定区(ws)60mm阀孔气速(Uo)6、36m/s

排列方式顺排阀孔动能因子(Fo)10、5

流动方式单流型稳定系数(k)1

流体流量(Ls)0、006m3/s塔气速(U)1170m/s

气体流量(Vs)1>40m3/s安全系数u/uf0、7

液流气速(U。1、67m/s

五、精幽塔得辅助设备

一、塔顶冷凝器得计算

本设计采用列管式换热器

㈠换热器得选定

1.冷凝量:W1=Vs=(R+l)D=2、8X1、31=3、67kg/s

2.确定流体定性温度，物性数据

冷凝温度T=80、3℃苯得冷凝潜热、尸390kj/s

比热Cp=l、97kj/k-kg

根据动力学及水消耗考虑。选择水得进口温度tl=20七

出口温度t2=40℃

在平均温度下tm=(20+40)/2=30'C时查水得物性数据

Q=995、7kg/m3比热Cp=4、174kj/k-kg粘度R=0、801cp

表面张力。二71、2N/m2导热系数九二0、618w/m,k

3.热负荷，水消耗量及传热推动力得计算

被冷凝液体得热负荷:Q=w1丫=3、67X390=1431、3kw

水消耗：

W2=Q/(Cp(t2-t2))=17>1kg/s

体积流量V2=17、1+995、7=0、0172m3/s

传热推动力劫tm二(7一,丫(7〈2)=49、6℃

\T-t2)

4.流动空间，管径和管内流速得选择

⑴由于流速对蒸汽冷凝给热系数得影响较小，为了方便冷凝液易于排出，苯在

管外冷凝，水走管内。

⑵从腐蚀性，传热面积和价格方面考虑，选用▼25X2、5mm无缝钢管。此

管内径为d1=0、02m

5.估计值与初选换热器

经估计，基蒸汽-水系统冷凝操作得值范围约为300〜1000w/m2•k

本设计选K估一800w/m2-k

估计传热面积八估=、/直估Atm)=1431、3+(800X49、6)=36、071r2

初步选定换热器为F1400-l5-40-2串联[21]

⑵换热器得校核

初步选定2个壳程浮头式换热器FB-400-13-40-2串联

其规格如下：

外壳直径:400mm

公称压力：40kgf/cm2

公称面积:2X15=30m2

管得排列方法:正方形斜转45°

含子总数：72

管程数：2

折流板间距：0、2m

管程流通面积:0、0113X2=0、0226m2

壳程流通面积：0、045X2=0s09m2

1.总传热面积得计算

⑴管内水得给热系数为od

实际操作流速U1=V2/6/4Xd2n尸0、0172+0、0226=0、76m/S

Rel=due/|i=O>02X0>76x995、7+0、801X10-3=18895

Prl=CpR/人二5、41

a1=0、023-Re0-8Pr04

d

二3682w/m2•k

（幻壳程传热系数32

本设计得壳程为苯得冷凝，冷凝得传热系数较高。故可以忽略。

⑶污垢热阻[22]

取管内水得热阻为Rs1=0、0006m2•℃/w

管外苯得热阻为Rs2=0、0002m2•℃/w

总传热系数K=一-〃2'bd2.I

-----4--------4---------+Rs2+——

aldld\kw-dm。2

计,bdl1_..

其中；~可忽略

Kwdma2

故K二------------=776W/m2-k

a2Rs\d2八.

------+---------+Rs2

a\d\d\

⑷算传热面积

3

Ao=Q/(K0Atm)=l43K3X10-r(776X49x6)=37、2m2

计算传热面积与估算得传热面积得偏差

A”A估x10()%=372-36.07xI()()%:3()4%

Ao37.2

结果表明换热器得传热面积有3、04%得裕度，选型合适。

2.计算阻力损失

(1)管径阻力损失Ap

取s=0、15mmd=0>02m则e/d=0、0075

查图［23］得入=0、039

△p1二入'^-=0、039X(2X3)+。、02X"5,7X(°，76)=3364>43N

d22

/m2

△p2=3号二862、67N/m2

△p=gp1+Ap2)Np•Ns

二(3364、43+862、67)X2X1

二8454、2N/m2

未超过一个大气压，符合要求、

⑵壳程阻力损失APs

2sd）包

de2

已知t-80、3'C时笨得密度为90-811kg/m3

粘度0、30cp

管子为正方形排列时得当量直径为

_4p-0.785J(;]

d=0、025m(t=l,25d，&)=0、025m)

e二0

入s=1.72Re~0」9

uk―一00°3-15m/s

S°0.2x0.5(1--)

1.25

Re0=du®/go

=10137

Xs=K72(10137尸」9=0、300

取折流板距B=0、2mNB=26[24]

D(NB+1)pul

△Ps=Xs

~de2~

0.5x27811X0.152

=0、300

0.025T~

=1478N/m2

结果未超过一个大气压符合要求。故所选换热器满足工艺要求。二、塔

底再沸器得计算

将塔釜质量为W得甲苯加热至沸点温度时所需热量

Q=Wr=O、82X363=298kw