化工原理工程設(shè)計_第1頁
化工原理工程設(shè)計_第2頁
化工原理工程設(shè)計_第3頁
化工原理工程設(shè)計_第4頁
化工原理工程設(shè)計_第5頁
已閱讀5頁,還剩31頁未讀 繼續(xù)免費閱讀

下載本文檔

版權(quán)說明:本文檔由用戶提供并上傳,收益歸屬內(nèi)容提供方,若內(nèi)容存在侵權(quán),請進(jìn)行舉報或認(rèn)領(lǐng)

文檔簡介

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)專心-專注-專業(yè)精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)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)-精餾裝置工藝流程圖-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(fù)荷性能的計算- 1.塔板的負(fù)荷性能計算- 2.塔板的流

2、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(xiàn)-八附圖-前言本實驗的設(shè)計題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(jìn)行,使液液混合液經(jīng)過多次部分氣化和部分冷凝,以達(dá)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(jìn)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,

3、就能將其中各組分進(jìn)行分離。從精餾的原理可知:要使過程順利進(jìn)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(dá)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(jìn)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(jìn)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

4、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: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(dá)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(jì)上合理,產(chǎn)品質(zhì)量高,低耗能的塔設(shè)備。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)

5、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。精餾塔的設(shè)計及計算1.基本數(shù)據(jù)的計算苯的分子量:78.1kg/kmolC6H6甲苯的分子量:92.1kg/kmolC7H8進(jìn)料的平均分子量:MF=+=82.9kg/kmol進(jìn)料液的摩爾量為:F= QUOTE .36 7700=h總物料衡算:F=D+WFxf=DxD+WxW解之得:D=h W=h2q值的計算由苯甲苯的溫度組成相圖(附圖2) 得:當(dāng)xF=時苯的泡點溫度為tD=88.1進(jìn)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=kg-1K-1=kg-1K-1甲苯的比熱CpB= kJkg-1K-1= kJkg

6、-1K-1(采用內(nèi)差法計算所得)則進(jìn)料的平均比熱Cpm= kJkg-1K-1當(dāng)P=時,查得2苯的氣化潛熱為A=kg-1甲苯的氣化潛熱為B=363 kJkg-1則進(jìn)料液的平均氣化潛熱m=+363= kJkg-1所以q=即q=.3計算最小回流比Rmin由2得q=q線為y=x-由此作附圖3,q線與平衡線的交點為:xq=,Yq=所以Rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=4、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=xD=xW=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=D=W=則=3FDW =全回流時,所需理論塔板數(shù)最少,由

7、芬斯克(Fenske)方程4Nmin=5、計算理論塔板數(shù)N設(shè)R=由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖5得y=() 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)RRminNmin12123由上表做RN關(guān)系圖(附圖4)從R與N的關(guān)系可見:當(dāng)R時,曲線很陡,所需N較多; 當(dāng)R時,曲線變平坦,所需N減少。取R=,理論塔板數(shù)N=作圖所求理論塔板數(shù)(附圖3)N=取R=,理論塔板數(shù)N=作圖所求理論塔板數(shù)(附圖3)N=則可以看出:當(dāng)R取時,N與N最相近故取R=N=6、塔板效率的計算采用奧康奈爾(Oconnell)法6ET=(aV)由4可知=塔頂:xD= 查得泡點溫度為80.3塔底:xW= 查得泡點溫度為1

8、09.9則平均溫度 QUOTE t=?82?+110.4?2=96.2? t=(+)/2=由液體的粘度共線圖7查得苯的粘度=甲苯的粘度=則進(jìn)料的平均粘度=+=ET=()=(與6圖1121對照,結(jié)果相近,故可用)E0=7、實際塔板數(shù)的計算由附圖3可知理論塔板數(shù)N=,找到d點 = 1 * GB3 精餾段應(yīng)為N1=故實際塔板數(shù)為Ne1=N1/E0=取為12層 = 2 * GB3 提餾段應(yīng)為N2=故實際塔板數(shù)為 QUOTE Ne2=N2E0=7.170.593=12.086 Ne2=N2/E0=取為14層即實際塔板數(shù)為12+14=26層,實際進(jìn)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、

9、精餾段的塔徑精餾段的平均溫度為t=(td+tf)/2=(+88)/2=84.15餾出液的平均分子量M=+=78.14 kg/kmol則塔頂t=80.3時,蒸汽的密度 QUOTE v=PMRT=78.?273.15+82? =2.66kg/m3D=h=s則上升的蒸汽的量為:Vs=L+D=(R+1)D=(+1)=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/

10、m3將各處的摩爾分率換算為質(zhì)量分率:aF =+(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=2.36kg/sLs=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 QUOTE uf=CL-VV=0.11791.625-2.6122.612=1.912 Uf=c m/s取安全系級為則u=1.34 m/sA=Vs/U=1.045m2Af=Vs/Uf=0.72

11、9m2D= QUOTE D=A+Af0.785=1.103 m 取整為D=1.6m由于浮閥塔的塔徑D在1.6m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+)/2=98.95進(jìn)料時t=94.8A= QUOTE PMRT=78.18314?273.15+98.4? = 2.60kg/m3B= 3.07kg/m3F=+=2.765kg/m3塔底t=109.9A= QUOTE PMRT=78.18314?273.15+110.4? = 2.450 kg/m3B= 2.890kg/m3W=0.0.015+=2.88

12、3kg/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則提餾段的平均密度為(803+780)/2=791.5kg/m3液體流量為 QUOTE Ls=LL=L+qFL=1.31+1.2731.825= Ls=L/=(L+qF)/ =+77003600)=0.006m3/s蒸汽流量為Vs=Vs-(1-q)F=(1)(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 QUOTE uf=CL-VV=0.11783.825-2.8522.852=1.6

13、55 QUOTE uf=CL-VV=0.11791.625-2.6122.612=1.912 Uf=cm/s取安全系級為則u=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1.6m時板間距HT正好在300450mm之間,故取板間距為0.45m合適10二、塔高的計算(塔高包括 = 1 * GB3 塔的有效高度, = 2 * GB3 頂部空間, = 3 * GB3 底部空間以及 = 4 * GB3 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

14、般為1.5m)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2.0m)3、進(jìn)料板的高度,由于進(jìn)料可能在此急劇汽化,流速很高,為防止液沫夾帶,進(jìn)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。綜上,塔高H=HD+(N-S-2)HT+SHT+HF+HB=+(25-2-2)+2+=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

15、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=D=1.12m對于弓形降液管lw/D=時查得b/D=Af/AT=則b=0.24mAf=0.18m2又因為L=RD=4731=8515.8kg/h 則液相流量Lh=L/ =10.76m3/hLh/Lw=Lw/D=時,由液流收縮系數(shù)計算圖14查得液流收縮系數(shù)E=how=1000E(Lh/Lw)=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(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤,采用JB1

16、1868 F1型浮閥14(1)取閥孔動能因數(shù)F0=14 (浮閥全開時F0=912)由此確定孔速14 QUOTE u0=F0V Uo=Fo/又V=(+)/2=2.727kg/m3Uo=6.36m/s塔中平均蒸汽量Vs=+/2=1.40m3/s計算每層塔板上的浮閥數(shù)N=Vs/do2Uo)=()=185(2)計算閥孔中心距t采用正三角形排列時 QUOTE t=d00.907AaA0 t=d00.907AaA0其中閥孔總面積 QUOTE A0=VsU0=1.0026.515=0.154 Ao=Vs/Uo= 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/

17、2(b+Ws)=2+=0.5mR=D/2Wc=0.76m則=Aa=1.447m2t=d00.907AaA0 =0.10m根據(jù)t作圖(縮小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=N=6.8m/sFo= Uo=F0人在912范圍內(nèi),即可認(rèn)為滿足要求本浮閥塔取叉排的排列形式開孔率= QUOTE N(d0D)2 N(do/D)2100%=%開孔率在10%14%之間,滿足要求。四精餾塔的負(fù)荷性能計算一、塔頂負(fù)荷性能計算16過量霧沫夾帶查表得17表面張力為m由 QUOTE ev=0.00570.0165UGHT-2.5hw+how3.2 取=0

18、.1 kg液/kg氣做極限計算how=1000E(Lh/Lw)=(3600VL )= VL取hw=0.045m HT=0.45m已知 QUOTE UG=VsAT-Af=Vs2.011-0.18=0.546Vs UG=VS/(AT-Af)= Vs( VS故經(jīng)整理得 QUOTE 0.1=2.8410-40.546Vs0.45-2.30.045+0.628Ls233.2 VS =列表Ls(m3/s)0Vs(m3/s)由此可作出霧沫夾帶線(1)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 = QUOTE v=2.659+2

19、.8232=2.741 kg/m3Vs下限=1735=0.63m3/s提餾段 =2.824kg/m3Vs下限=0.61m3/s由此做氣象下限操作線(2)液體下限操作線16由how=0.00284E(Lhlw)23取how=0.006 16 E= 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(fù)荷線) QUOTE Ls=AfHT 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 QUOTE aVs2=b+cLs2+d

20、Ls23 aVs2=b+cL QUOTE aVs2=b+cLs2+dLs23 s2+d L QUOTE aVs2=b+cLs2+dLs23 s 精餾段 = QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 kg/m3 L=807kg/m3 a=1.91105VLN2 =參考數(shù)據(jù),帶入已知量,有: QUOTE b=0.50.45+0.5-1-0.50.45=0.18 b=HT+(-1-)hw=+(0.5-1-0.5)=C=(Lw2ho2)=d=-(1+)E()/ Lw = =得=列表Ls(m3/s)Vs(m3/s)提餾段 =2.824 QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 k

21、g/m3 L=791.5kg/m3 a=1.91105VLN2=參考數(shù)據(jù),帶入已知量,有: QUOTE b=0.50.45+0.5-1-0.50.45=0.18 b=HT+(-1-)hw=+(0.5-1-0.5)=C=(Lw2ho2)=d=-(1+)E()/ Lw = =得=列表Ls(m3/s)Vs(m3/s)6、操作線精餾段斜率m=V/L=(R+1)DL)/(RDv)=807=做操作線OAOA線與(2)線、(5)的交點為負(fù)荷上下線精餾段 OA與(2)線交點為0.63m3/s OA與(5)線交點為2.45m3/s則 QUOTE 負(fù)荷上限%=負(fù)荷上限讀數(shù)實際操作負(fù)荷%=1.980.75%=2.6

22、4 = = =14 QUOTE 操作彈?=最大負(fù)?VGmax最小負(fù)?=1.980.46=4.304 =45% = =提餾段 做操作線OAOA線與(2)線、(5)的交點為負(fù)荷上下線OA與(2)線交點為0.61m3/sOA與(5)線交點為2.47m3/s則 = = =14 QUOTE 操作彈?=最大負(fù)?VGmax最小負(fù)?=1.980.46=4.304 =% = = QUOTE 負(fù)荷上限%=負(fù)荷上限讀數(shù)實際操作負(fù)荷%=1.901.252%=1.518 QUOTE 操作彈?=最大負(fù)?VGmax最小負(fù)?=1.900.46=4.130 全塔操作彈性取二、塔板流體力學(xué)校核181、霧沫夾帶的校核由D=1.6m

23、0.8m,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 QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 kg/m3 L=807kg/m3取HT=0.45m時,由浮點負(fù)荷因子圖19查得 CF=則浮點率Vs= =%80%符合要求16精餾段 =2.824 QUOTE v=2.659+2.8232=2.741 kg/m3 L=791.5kg/m3取HT=0.45m時,由浮點負(fù)荷因子圖19查得 CF=則浮點率Vs= =%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 QUOTE Hd(HT+Hw

24、) Hd(Ht+Hw) 浮閥塔中, 液面落差可以忽略不計16取系數(shù)=,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 =(hw+ how)= QUOTE hL=(hw+how) QUOTE =0.50.045+8.97210-3=0.027 = =0.029m降液管底緣壓降:h=0.153lslwh02 =()2 =0.002m 則Hd =+=0.125mHd (Ht+Hw) QUOTE Hd=0.0386+0.+8.97210-3+8.35010-4 提餾段干

25、板壓降:hd=5.34u02v2gL(閥全開)= 同上 液層壓降:hl=0.029m 降液管底緣壓降:h=0.153lslwh02=()2 =0.007m 則Hd =+=0.133mHd (Ht+Hw)所以符合要求,不會發(fā)生液泛。 QUOTE Hd=0.0386+0.+8.97210-3+8.35010-4 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)%塔截面積(AT)2.01m2孔心距(t)0.010m邊緣區(qū)(wc)40mm降

26、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)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/uf液流氣速(Uf)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)%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)(w

27、s)60mm閥孔氣速(Uo)6.36m/s排列方式順排閥孔動能因子(Fo)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/uf液流氣速(Uf)1.67m/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 = 1 * GB4 換熱器的選定冷凝量:W1=Vs=(R+1)D=3.67kg/s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=kkg根據(jù)動力學(xué)及水消耗考慮。選擇水的進(jìn)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

28、的物性數(shù)據(jù)=995.7kg/m3 比熱Cp=kkg 粘度=表面張力=m2 導(dǎo)熱系數(shù)=mk熱負(fù)荷,水消耗量及傳熱推動力的計算被冷凝液體的熱負(fù)荷:Q=w1=390=水消耗:W2=Q/(Cp(t2-t2)=17.1kg/s體積流量V2=0.0172m3/s傳熱推動力:tm=49.6流動空間,管徑和管內(nèi)流速的選擇 = 1 * GB2 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)。 = 2 * GB2 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=0.02m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

29、/m2k本設(shè)計選K估=800 w/m2k估計傳熱面積A估=Q/(K估tm)=(800)=36.07m2初步選定換熱器為FB-400-15-40-2 串聯(lián) 21 = 2 * GB2 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:2=0.0226m2殼程流通面積:2=0.09m2總傳熱面積的計算 = 1 * GB2 管內(nèi)水的給熱系數(shù)為1實際操作流速U1=V2/(/4d2n)=0.76m/SRe1=

30、du/=10-3=18895Pr1=Cp/=1=3682w/m2k = 2 * GB2 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。 = 3 * GB2 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 = 4 * GB2 算傳熱面積Ao= Q/(K0tm)=103(776)=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%的裕度,選型合適。計算阻力損失 = 1 * GB2 管徑阻力損失p 取=0.15mm d=0.02m 則/d=

31、查圖23得=p1=(23)=m2p2=3 = N/m2p=(p1+p2)NpNs =(+)21 =m2未超過一個大氣壓,符合要求. = 2 * GB2 殼程阻力損失PsPs=s已知t=80.3時 苯的密度為0=811kg/m3粘度管子為正方形排列時的當(dāng)量直徑為=0.025m(t= , d0=0.025m)su0=0.15m/sRe0= du0/0 =10137s =(10137)=取折流板距B=0.2m NB=26 24Ps=s = =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=363=298kw r=363kj/kgA= Q/(Ktm) 采用水蒸氣間接加熱在操作壓力下,水的露點溫度t=100所以tm=T-Tw=9.9取K=1000w/Km2A=2981000(1000)=30.1m2故選再沸器為FB-500-65-16-

溫馨提示

  • 1. 本站所有資源如無特殊說明,都需要本地電腦安裝OFFICE2007和PDF閱讀器。圖紙軟件為CAD,CAXA,PROE,UG,SolidWorks等.壓縮文件請下載最新的WinRAR軟件解壓。
  • 2. 本站的文檔不包含任何第三方提供的附件圖紙等,如果需要附件,請聯(lián)系上傳者。文件的所有權(quán)益歸上傳用戶所有。
  • 3. 本站RAR壓縮包中若帶圖紙,網(wǎng)頁內(nèi)容里面會有圖紙預(yù)覽,若沒有圖紙預(yù)覽就沒有圖紙。
  • 4. 未經(jīng)權(quán)益所有人同意不得將文件中的內(nèi)容挪作商業(yè)或盈利用途。
  • 5. 人人文庫網(wǎng)僅提供信息存儲空間,僅對用戶上傳內(nèi)容的表現(xiàn)方式做保護(hù)處理,對用戶上傳分享的文檔內(nèi)容本身不做任何修改或編輯,并不能對任何下載內(nèi)容負(fù)責(zé)。
  • 6. 下載文件中如有侵權(quán)或不適當(dāng)內(nèi)容,請與我們聯(lián)系,我們立即糾正。
  • 7. 本站不保證下載資源的準(zhǔn)確性、安全性和完整性, 同時也不承擔(dān)用戶因使用這些下載資源對自己和他人造成任何形式的傷害或損失。

評論

0/150

提交評論