板式精餾塔項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案

板式精餾塔設(shè)計(jì)方案第三節(jié)精餾方案簡(jiǎn)介精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)確實(shí)定：精餾塔的工藝條件及有關(guān)物件數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算：塔板負(fù)荷性能圖；精餾塔接收尺寸計(jì)算；繪制生產(chǎn)工藝流程圖；繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的爭(zhēng)論。設(shè)計(jì)方案確實(shí)定及工藝流程的說明原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引岀，在預(yù)熱器中預(yù)熱至 84C后送入連續(xù)板式精餾塔(篩板塔)，塔頂上升蒸汽流承受強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一局部作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至承受熱虹吸立式再沸器供給氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。第四節(jié)：精餾工藝流程草圖及說明

25C后送至產(chǎn)品槽；塔釜、流程方案的選擇生產(chǎn)流程方案確實(shí)定:C2C3=C3°73.20C2C3=C3°73.2020.80iC40.52 0.48 100C工C。原料

B〕如(A )

圖〔A〕為按揮發(fā)度遞減挨次采出，圖〔B〕為按揮發(fā)度遞增挨次采出。在根本有機(jī)化工生產(chǎn)過程中，按揮發(fā)度遞減的挨次依次采出餾分的流程較常見。 因各組分采出之前只需一次汽化和冷凝，即可得到產(chǎn)品。而圖〔B〕所示方法中，除最難揮發(fā)組格外。其它組分在采出前需經(jīng)過屢次汽化和冷凝才能得到產(chǎn)品， 能量〔熱量和冷量〕消耗大。并且，由于物料的循環(huán)增多，使物料處理量加大，塔徑也相應(yīng)加大，再沸器、冷凝器的傳熱面積相應(yīng)加大，設(shè)備投資費(fèi)用大，公用工程消耗增多，故應(yīng)選用圖〔A〕所示的是生產(chǎn)方案。工藝流程分別法的選擇：在工藝流程方面，主要有深冷分別和常溫加壓分別法。脫乙烷塔，丙烯精制塔承受常溫加壓分別法。由于C2,C3在常壓下沸點(diǎn)較低呈氣態(tài)承受加壓精餾沸點(diǎn)可提高，這樣就無須冷凍設(shè)備，可使用一般水為冷卻介質(zhì)，操作比較便利工藝簡(jiǎn)潔，而且就精餾過程而言，獲得高壓比獲得低溫在設(shè)備和能量消耗方面更為經(jīng)濟(jì)一些，但高壓會(huì)使釜溫增加，引起重組分的聚合，使烴的相對(duì)揮發(fā)度降低，分離難度加大?？墒巧罾浞謩e法需承受制冷劑來得到低溫， 承受閉式熱泵流程，將精餾塔和制冷循環(huán)結(jié)合起來，工藝流程簡(jiǎn)單。綜合考濾應(yīng)選用常溫加壓分別法流程。工藝特點(diǎn):1、 脫乙烷塔：依據(jù)原料組成及計(jì)算：精餾段只設(shè)四塊浮伐塔板,塔頂承受分凝器、全回流操作工藝特點(diǎn):2、 丙烯精制塔：混合物借精餾法進(jìn)展分別時(shí)它的難易程度取決于混合物的沸點(diǎn)差即取決于他們的相對(duì)揮發(fā)度丙烷一丙烯的、操作特點(diǎn)：

5—6C所以他們的分別很困難，在實(shí)際分別中為了能夠用冷卻水來冷凝丙烯的蒸氣常常把C320大氣壓下操作，丙烷－丙烯相對(duì)揮發(fā)度幾乎接近于1在這種狀況下，至少需要120塊塔板才能到達(dá)分別目的。建筑這樣多板數(shù)的塔，高度在45米以上是很不簡(jiǎn)潔的，因而通常多以兩塔串連應(yīng)用，以降低塔的高度。1、壓力：承受不凝氣外排來調(diào)整塔壓力，在其他條件不變的狀況下，不凝氣排放量越大、塔壓越低：不凝氣排放量越小、塔壓越高。正常狀況下壓力調(diào)整主要靠調(diào)整伐自動(dòng)調(diào)整。2、塔低溫度：恒壓下，塔低溫度是調(diào)整產(chǎn)品質(zhì)量的主要手段，釜溫是釜壓和物料組成打算的，塔低溫度主要靠重沸器加熱汽來掌握。當(dāng)塔低溫度低于規(guī)定值時(shí)，應(yīng)加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低溫度高于規(guī)定值時(shí)，操作亦反。四、改革措施：丙烯精制塔頂冷卻器由四臺(tái)串聯(lián)改為兩臺(tái)并聯(lián)，且每臺(tái)冷卻器設(shè)計(jì)時(shí)承受的材質(zhì)較好，管束較多，傳熱效果好。五、設(shè)想：DCS空制操作系統(tǒng)，這樣可以使操作者一目了然，可以到達(dá)集中管理，分散掌握的目的能夠使信息反響準(zhǔn)時(shí)，使裝置平穩(wěn)操作，提高工作效率。為了降低能耗丙烯塔可以承受空冷。第五節(jié)：精餾工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算，包括塔高、塔徑、塔板各局部尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，塔板的布置，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能負(fù)荷圖。1物料衡算與操作線方程通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進(jìn)料流量、組成之間的關(guān)系。物料衡算主要解決以下問題：依據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及分別要求〔塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度〕計(jì)算出每小時(shí)塔頂、塔底的產(chǎn)量；(2qR選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量；(3)寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成狀況，塔各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計(jì)算理論板數(shù)以及塔徑和塔板構(gòu)造參數(shù)供給依據(jù)。通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或噸/年來表示，但在抱負(fù)板計(jì)算時(shí)均須轉(zhuǎn)換為kmol/h。在設(shè)計(jì)時(shí)，汽液流量又須用m3/s來表示。因此要留意不同的場(chǎng)合應(yīng)使用不同的流量單位。2、塔物料衡算F=D+WFXf=DXD+WXw則代入數(shù)據(jù)為64*65%=D*98%+W*2%D=42.09375kmol/h，W=21.90625kmol/h塔氣、液相流量L=RD,V=L+DL”=L+F,V”=V熱量衡算再沸器熱流量：q r =V”rv再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量：Gr=Qr/rR冷凝器熱流量：器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2)

Qc=Vrv冷凝塔板數(shù)的計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度利用試差法求相對(duì)揮發(fā)度】gfIJAnt<dneh”ft”hip,「勺-^―計(jì)畀內(nèi)烯和內(nèi)烷的徳和藍(lán)汽」扎TC3-1Antoine常數(shù)物就ABC內(nèi)烯15.70271807,53-26,15丙烷15.72601872.46表壓-25.16P=1620kpa,則塔頂絕壓Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpaLnPA=15.7027-1807.53/316.1-26.15PA=12948.48mmHg=1726.373kpaPB=10830.29mmHg=1443.921kpaYA=P-PB/(PA-PB)=0.982KA=PA/P=1.002933XA=yA/KA=0.982/1.002933=0.977同理得yB=0.02,KB=0.838842,XB=yB/KB=0.024刀X=yA/KA+yB/KB=1.000977刀y-仁1.000977-0.000977<0.001,符合要求故塔頂溫度Ttop=316.1K塔頂揮發(fā)度阿aAB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.1956a”AB由xn=yn/[a-〔a-1〕yn] 得，xn=0.97618查資料得表如下：41HI第度表Cl721.325KPa〕409〔如詔〕eor〔切詔409〔如詔〕eor〔切詔〕〔雌/詔〕丙烯〔L〕178435171.55內(nèi)烷〔L〕166.8427.6460.92CV〕圏+0內(nèi)烷〔V〕29.5液相組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為WA=0.97507WB=0.02493塔頂液相密度為471.2535kg/m3氣相密度為28.03kg/m3NT=15Q100mn液柱。latm=21.94mm液柱塔底壓力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa設(shè)塔底溫度為326.0KlnPA”=15.7027-1807.53/(326.0-26.15)PA”=15908,14mmHg=2120.91kpa同理得PB”=13385.06mmHg=1784.527kpa由 lnPA”=A-B/(T+C) 得所以XA=P-PB”/PA”-PB”=0.996609,yB=0.976677所以，塔底溫326.0KaAB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885aatopa/21.192057Rye=axe/[1+(a-1)xe]qq=1,xe=0.65時(shí)，ye=0.6888Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496R=1.2Rmin=8.99計(jì)算精餾段操作方程精餾段操作線方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1代入數(shù)據(jù)得該精餾操作方程為yn+1=0.9000xn+0.0981計(jì)算塔板數(shù)經(jīng)過模擬計(jì)算得所需理論板數(shù)為NT=95理論進(jìn)料板位置Nf=44總辦效率為ET=0.6Nf/0.6=73所以實(shí)際塔板數(shù)為Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155實(shí)際塔板數(shù)和初設(shè)塔板數(shù)150比較接近，故所設(shè)值比較合理塔徑計(jì)算兩相流淌參數(shù)二 Ls/Vs*V(p1/pv)=0.2195設(shè)間距Ht=0.45m,查圖知C20=0.062氣體負(fù)荷因子C=C20(o/20){0.2方}=0.0465液泛氣速Uf=CV(pL-pv/pv)=0.1850/su/Uf=0.64,則u=0.1184m/s則流道截面積A=Vs/u=1.3849m2孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90則At=1.4096/0.90=1.5632D=V(4At/)=1.4m查表知D=1.4，Ht=0.45,與設(shè)的吻合，則合理。塔高計(jì)算155Z=0.45*155=69.75m釜液流出量W=21.90625kom/h=1072.08kg/h=0.2978kg/s則釜液高度△Z=4W/(*D*D)=0.28m143塊塔板，共設(shè)8個(gè)人孔，每個(gè)人孔處板間距增大200mm進(jìn)料板100mn3m塔頂與釜液上方氣液分別高度取1.5m1.5m總塔高Z=69.75+0.28+0.1+8*0.2+1.5*2=74.73m溢流裝置設(shè)計(jì)計(jì)算弓形降液管所占面積Ad=At-A=0.15386Lw/D=0.73,降液管寬度Bd=D(1V [1-(Lw/)*(Lw/d)])/2=0.2216mh=0.45m確定堰長(zhǎng)Lw=D*0.73=1.4*0.73=1.022m堰上液頭高How=2.84*0.001ELh/Lw )2/3=0.028m>6mmE1的條件Hw=0.05m清夜層高度HI由選取的堰高Hw確定HIHw+How=0.05+0.028=0.078m液流強(qiáng)度Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100降液管底隙液體流速u=Ls/Iwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求塔板流淌性能的校核為捋制液沫夾帶赧?過點(diǎn)巧￡0.8-0.82薦閥塔板泛點(diǎn)率由以下曲53及堆械間距丸-455-1W1】泛心負(fù)荷閑數(shù)圖=0.119,5T1【“所捉供數(shù)據(jù),本K(g1塔板匕流道長(zhǎng)比ZL=D-2^=1.4-2X0.222=&957mibi積旳rAh=A-2^=1.539-2X0.1539=1.231m1r<),12R.03<),12R.0312535-203+I.36*O.(X)K7S*O.957I*OJI9*L231=0.356計(jì)算干板阻力5.34盡=

534*拿型］

2803*

2077

=0.0699mLp2g 471,2535*2*9.81L2?塔板清液層陰力勺￡0.50,ht=0*5易-0.5*0.0780=0.0390m： L抑制液體外表張力阻力h= %=—4“°”*4.7055_=。QQ01Q562, 般可無視P夙 470,2535*9.81*0.0393個(gè)阻力之和求塔板阻力=0.109m12.塔板負(fù)荷性能圖過量液沫夾帶線p,p=471.2535ig/jw\及已計(jì)算出的數(shù)擱tZt-0n95H8nitKF.Cp,p=471.2535ig/jw\及已計(jì)算出的數(shù)擱tZtL r

3847/n~,03￡1“&此式為一冇投?山兩點(diǎn)即可確定，Ibf,J；=167G.52w1/A,半兀=50詔/丙時(shí)，幾1409. 由此兩點(diǎn)作過雖液沫央帶線?液相下限線)w=2.84*0.001E(Lh/lw)2/3=0.006取E=1,lw=1.022,Lh=3.07lw=3.14/h此為液相下限線嚴(yán)峻漏液線內(nèi)動(dòng)能內(nèi)了?<5時(shí)，侖發(fā)生嚴(yán)幣術(shù)液，故取F后計(jì)算相應(yīng)氣和流武匕a%=3600A%a英屮叫二叩f阿叫二WOOO/阿臨帕出亦4此式為一平行厶的直線，即嚴(yán)峻漏械線.下限線*3.液相上限線L保證液體在降液管中有一址的停留時(shí)問。令心彳件二5小則降液管箴大詭晁厶為 =720H ^=49.85m3/ftr該線為一平存￡軸的線?Lh T3.7.5降液管液泛線汨曙降液?jiǎn)觾?nèi)泡沐上升至上層塔板時(shí)，即發(fā)竺了降液管液泛匚根抑:際腋菅液泛的條件*得一卞降液I況下的關(guān)系.制“尸+J=血+打倆+心+町+hjh為遍免降般管液泛，使羈巧十農(nóng)*)>治+ +A+ +Ah(}iy i?將上式中九—成均表示為和嶺的雷數(shù)關(guān)系?整理即獲得瞬液管液泛線的關(guān)系式。*/=九+民+虬(f}”虬審=2810“E工E=1rL^irJ二1」8*10曲前ini的校樓可丸n由農(nóng)mi張力影響所致的帕力也在打中所占L 匕例很小、在幕二1」8*1014*10^ A叭 仁 AA代入數(shù)據(jù)整理得k784XiO~71.7X4*10丁丫”」995.579WO6/./=0.225h63-33-3障液管蔽泛線數(shù)據(jù)3040L*/3040L*/(/h)01020F,/(J7A)1123.04107L841036.971002.y743 9231mN7“塔板負(fù)荷性能圖將以上務(wù)條線標(biāo)繪在同一％-匚E4、精餾塔主體設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算、再沸器精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器。釜式式再沸器6-2(&)和(b)所示。(a)是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而局部汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，局部液體則通過再沸器的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留8?10分鐘，以分離液體中的氣泡。為削減霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分別空間，對(duì)于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分別空間，對(duì)于大設(shè)備，取再沸器殼徑為管1.3?1.6倍。(b)是夾套式再沸器，液面上方必需留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的70流右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。熱虹吸式再沸器6-2(c)、(D)、(e)所示。它是依靠釜局部汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動(dòng)從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于否則傳熱不良。強(qiáng)制循環(huán)再沸器

40%6-2中(f)所示。對(duì)于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時(shí)間短，便于掌握和調(diào)整液體循環(huán)量。原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計(jì)算。6-2再沸器的型式、管路尺寸確實(shí)定、管路阻力計(jì)算及泵的選擇接收直徑各接收直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程打算，即：d欄(6-7)式中：VS——流體體積流量，m/s；u——流體流速，m/s ；d――管子直徑，m塔頂蒸氣出口管徑DVU應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表6-1V6-1蒸氣岀口管中允許氣速參照表操作壓力(絕壓)蒸汽速度/m/sDR

常壓

1400?6000Pa30?50

>6000Pa50?70冷凝器安裝在塔頂時(shí)，冷凝液靠重力回流，一般流速為太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時(shí)，速度可取dF

0.2?0.5n/s，速度1.5?2.5m/s。料液由高位槽進(jìn)塔時(shí)，料液流速取1.5?2.5n/sod

0.4?0.8n/s。由泵輸送時(shí)，流速取為w釜液流出的速度一般取0.5?1.0m/So飽和水蒸氣管295kPa(20?40m/s;表壓在785kPa以下時(shí)，流速取為40?60m/s2950kPa以上時(shí)，流速取為80n/s。加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)假設(shè)精餾塔承受直接蒸氣加熱時(shí)，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其構(gòu)造為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時(shí)，汽泡分布的更均勻。但太小不僅增加阻力損失，而且簡(jiǎn)潔堵塞。其孔直徑一5?10mm5?101.2?1.5倍,管蒸氣20?25ms。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時(shí)間。離心泵的選擇離心泵的選擇，一般可按以下的方法與步驟進(jìn)展：確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭液體的輸送量一般為生產(chǎn)任務(wù)所規(guī)定，如果流量在肯定圍波動(dòng)，選泵時(shí)應(yīng)按最大流量考慮。依據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排，用柏努利方程計(jì)算在最大流量下管路所需的壓頭。選擇泵的類型與型號(hào)QHe從泵的樣本或產(chǎn)品名目中選出適宜的型號(hào)。明顯，選出的泵所供給的流量和壓頭不見得與管路要求的流量相符，且考慮到操作條件的變化和備有肯定的裕量，一點(diǎn)，但在該條件下對(duì)應(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點(diǎn)(

QH完全所選泵的流量和壓頭可稍大Q、H)坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵H-Q曲線下方。另外，泵的型號(hào)選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。核算泵的軸功率假設(shè)輸送液體的密度大于水的密度時(shí)，可按吐核N kW算泵的軸功率。第六節(jié)：關(guān)心設(shè)備的計(jì)算及選型

102”精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多承受列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡(jiǎn)要介紹?；亓骼淠靼蠢淠髋c塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。整體式6-1(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂構(gòu)造簡(jiǎn)單，不便修理，當(dāng)需用閥門、流量計(jì)來調(diào)整時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過高。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場(chǎng)合。

6-1冷凝器的型式6-1〔c〕所示。將冷凝器裝在塔頂四周的臺(tái)架上，靠轉(zhuǎn)變臺(tái)架的高度來獲得回流和采出所需的位差。強(qiáng)制循環(huán)式6-1〔D〕、〔e〕所示。當(dāng)冷凝器換熱面過大時(shí)，裝在塔頂四周對(duì)造價(jià)和修理都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔供給回流液。需指出的是，在一般狀況下，冷凝器承受臥式，由于臥式的冷凝液膜較薄，故對(duì)流傳熱系數(shù)較大，且臥式便于安裝和修理。管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型的核心是計(jì)算換熱器的傳熱面積，的其它尺寸或選擇換熱器的型號(hào)。

進(jìn)而確定換熱器流體流淌阻力〔壓強(qiáng)降〕的計(jì)算〔1〕管程流淌阻力2Ap等于各程直管阻力、回彎阻力及進(jìn)、出口阻力之和。一般狀況下進(jìn)、出口阻力可無視不計(jì)，故管程總阻力的計(jì)算式為2 s 〔6-12 s

P〔P1P〕RNN式中AP1

、AP2

――分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強(qiáng)降， P；aF——結(jié)垢校正因數(shù)，對(duì)①25mnx2.5mm1.4;對(duì)①19mnx2mm勺管子t1.5;NP――管程數(shù)；NS――串聯(lián)的殼程數(shù)。上式中直管壓強(qiáng)降△P可按第一章中介紹的公式計(jì)算；回彎管的壓強(qiáng)降△P由下面的經(jīng)2驗(yàn)公式估算，即P2P(6-2)殼程流淌阻力殼程流淌阻力的計(jì)算公式很多，在此介紹埃索法計(jì)算殼程壓強(qiáng)降式，即

R的公(6-3)

Po(PlP2)FSNS式中△P——流體橫過管束的壓強(qiáng)降，Pa；i△R――流體通過折流板缺口的壓強(qiáng)降，Pa；FS——?dú)こ虊簭?qiáng)降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取u2

1.151.00Pi Ff°nC(NB1) 20P 一) u2(6-4)

2” NB(3.5 0D 2式中F――管子排列方法對(duì)壓強(qiáng)降的校正因數(shù)，對(duì)正三角形排列0.40.3；f 殼程流體的摩擦系數(shù)；0 2——橫過管束中心線的管子數(shù)；2

F=0.5，對(duì)轉(zhuǎn)管子按正三角形排列：n1.1Ac

(6-5)管子按正方形排列：

n 1.19n

(6-6)c式中n――換熱器總管數(shù)。cN 折流擋板數(shù)；h――折流擋板間距；。U 按殼程流通截面積A計(jì)算的流速，m/s，而A)=h(D-nd )。0------- c2管殼式換熱器的選型和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格a.確定流體在換熱器中的流淌途徑bQc. 確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計(jì)算定性溫度，并確定在定性溫度下的流體物性。d.度差校正系數(shù)不應(yīng)小于

計(jì)算平均溫度差，并依據(jù)溫0.8的原則，打算殼程數(shù)。e.熱系數(shù)的閱歷值圍，或按生產(chǎn)實(shí)際狀況，選擇總傳熱系數(shù)

依據(jù)總傳K值。f. 由總傳熱速率方程Q=KSA，初步計(jì)算出傳熱面積S,并確定換熱器的根本尺寸〔如DL、n及管子在管板上的排列等〕，或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格。計(jì)算管程、殼程壓強(qiáng)降依據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計(jì)算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計(jì)算結(jié)果是否合理或滿足工藝要求。假設(shè)壓降不符合要求，要調(diào)整流速，在確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重計(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止。核算總傳熱系數(shù)計(jì)算管程、殼程對(duì)流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻Ri和Rso,K，比較K的初設(shè)值和計(jì)算值，假設(shè)K/K=1.151.25UK值，重復(fù)以上計(jì)算步驟。第七節(jié)：設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表1、操作條件及物性系數(shù)名稱數(shù)值名稱數(shù)值塔頂氣相密度28.03kg/m3塔頂液相密度471.2535kg/m3氣相體積流里590.379液相體積流量31.595塔頂液相外表力4.761

1.62MPa1.69MPa塔頂塔底?特n?特n恒名稱7IffBLHr”Drn1.40空塔建率叭比0.1ri電山」仮0.HE06-U)iflj1959川|!堰據(jù)爻m1.0220722Am:h1.23H2.07IliBHi亦，mhk,皿1?＜bgmbeTm0.04(J045k塔根」■液休逾道訟m堆上方液頭械m-m塔板阻力hr,mBf**1Hitmm01570WH(JJ09U05CGJ92Xld.r,mni浮閥傘蠡有效餐劇垃面積汗孔血機(jī)0039Sm0320707700S3&u.m/$h吒構(gòu)儉荷卜-跟mill750GJ9134).1155Lm%2S4.50.0543.27第八節(jié)：對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述作為本學(xué)期難得的一次大型作業(yè)報(bào)告，我個(gè)人而言，收獲良多，首先是看到了自己的缺乏，例如一些以前學(xué)習(xí)過的容能夠得到復(fù)習(xí)，到底差不多一年過去了，CAD課程容所教授的容，CAD課程。而且由于類似這種大