日產(chǎn)00噸乙醇水精餾塔工藝設(shè)計

/題目：日產(chǎn)100噸乙醇—－－水精餾塔工藝設(shè)計設(shè)計任務(wù)進(jìn)料液含30％乙醇(質(zhì)量),其余為水。產(chǎn)品的乙醇含量不得低于９0％(質(zhì)量）.殘液中乙醇含量不得高于0。５%（質(zhì)量）。進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料。采取直接蒸汽加熱全凝器:列管式換熱器，冷卻介質(zhì)循環(huán)水，冷卻水入口t=２0℃，出口t=40操作條件(1）、精餾塔頂壓強2ＫＰa（表壓).(2)、單板壓降≤0。5KPa。（3）、全塔效率:Et≥50％設(shè)計內(nèi)容１。選定連續(xù)精餾流程；2.塔的工藝計算;3。塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計：（１)、塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)的主要參數(shù)；（２)、塔板的流體力學(xué)驗算（僅驗算壓降）;４輔助設(shè)備選型與計算;5包括全凝器的型號的選用及性能參數(shù)6設(shè)計結(jié)果一覽表；7工藝流程圖及全凝器主體設(shè)備圖。目錄一．概述………………1二．精餾塔設(shè)計方案簡介…………12。1操作壓力的選擇分析……２2。2進(jìn)料熱狀況的選擇分析…………………22。3加熱方式的選擇分析……22。4回流比的選擇分析………2２。５產(chǎn)品純度或回收率………２2。6方案的確定………………22。７總述………2三．塔的工藝尺寸的計算……………33。1精餾塔的物料衡算………………33。1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率……3３.1.２．原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量……………3３.1。３物料衡算……………………33.2塔板數(shù)的確定…………………４3.２。1理論板層數(shù)的求取……４３．２.2實際板數(shù)的求取………………63.３精餾塔的物性計算…………………63．３.１精餾段物性計算………………6３．3.１.1．操作壓力計算……………６3.3．1。2．操作溫度計算……………6３．３。1.3.平均摩爾質(zhì)量計算………７3。３.１.4.平均密度計算……………73.３。１.５。液體平均表面張力計算…………………７3。3.２提餾段物性計算………………83.3．2。1操作壓力計算……………8３.3。2。２操作溫度計算……………８3．3.2.3平均摩爾量計算…………83.3．２.４平均密度計算……………9四精餾塔的塔體工藝尺寸計算…………94．１塔徑的計算…………94.2塔高的計算…………10五塔板主要工藝尺寸的計算…………105。１溢流裝置計算………１15.2塔板布置……………1２六.流體力學(xué)驗算………136．1塔板壓降……………13七.全凝器的設(shè)計………1４7.1確定物性數(shù)據(jù)………１4TC"確定物性數(shù)據(jù)"\fC\ｌ”1”7．２換熱器的初步選型…………………１４７。3估算傳熱面積………1５TC"估算傳熱面積"\fC\l”１"7.3。1熱流量…………157.3.2。平均傳熱溫差……………………15７.3．3．冷卻水用量………157．３.4.傳熱面積TＣ＂傳熱面積"＼fC\l"２"…………157。4工藝結(jié)構(gòu)尺寸…………１6TC"工藝結(jié)構(gòu)尺寸”\fC\l”１”7.4.1．管徑和管內(nèi)流速TC＂管徑和管內(nèi)流速"\fC＼ｌ"2＂…………………１67。4.２。管程數(shù)和傳熱管數(shù)………………167。4.3．平均傳熱溫差……………………１６７．４．4。傳熱管排列和分程方法…………１67。4。5．殼體內(nèi)徑TC＂殼體內(nèi)徑＂＼ｆC＼l"2”………16７.4。6．折流板ＴC"折流板"\ｆC………177.４.７。接管……………17TＣ"接管”\fＣ\l”2”7．５換熱器核算TC”換熱器核算"\fC\l”1”…………１77.５．1熱流量核算………17TＣ"熱流量核算"\ｆＣ\l＂2”7。5．1.1殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)TC＂（1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)”\fＣ\fC＼l"3”…………………197。5.2換熱器內(nèi)流體的流動阻力………19ＴＣ”換熱器內(nèi)流體的流動阻力”＼fC＼ｌ＂2”7.5．2。1管程流體阻力………………19TC”（1)管程流體阻力"＼ｆＣ7。5。2。２殼程阻力TC＂（2）殼程阻力"\fＣ\l”3＂………20八.換熱器的結(jié)果匯總………21九.總結(jié)………………………22十．參考文獻(xiàn)…………………2３十一。符號說明………………2４一。概述乙醇～水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能,而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè).近些年來,由于燃料價格的上漲,乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢,且已在公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用.長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn),但是由于乙醇～水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好.但是由于常用的多為其水溶液，因此,研究和改進(jìn)乙醇`水體系的精餾設(shè)備是非常重要的.二.設(shè)計方案簡介2．１操作壓力的選擇分析操作壓力:本設(shè)計選擇常壓，常壓操作對設(shè)備要求低,操作費用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸點在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離.2．２進(jìn)料熱狀況的選擇分析該塔的進(jìn)料狀況選為泡點進(jìn)料，因為泡點進(jìn)料時的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點進(jìn)料時精餾段和提餾段的塔徑相同,設(shè)計和制造時比較方便。2。3加熱方式的選擇分析塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系,也可采用直接蒸汽加熱.直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用.２.4回流比的選擇分析影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量Ｄ一定時，V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間.由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù),還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇,因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算決定，即操作費用和設(shè)備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比.但作為課程設(shè)計，要進(jìn)行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3種方法之一來確定回流比。⑴根據(jù)本設(shè)計的具體情況，參考生產(chǎn)上較可靠的回流比的經(jīng)驗數(shù)據(jù)選定；⑵先求出最小回流比Ｒmｉｎ，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1．１∽2倍，即Ｒ=(1.１∽2）Rmｉｎ;2。5產(chǎn)品純度或回收率產(chǎn)品純度通常是根據(jù)客戶的要求決定的。若客戶對精餾塔頂和塔底產(chǎn)品的純度都有要求，則產(chǎn)品的回收率也已確定;若用戶僅指定其中一種產(chǎn)品的純度，則可根據(jù)經(jīng)濟(jì)分析決定產(chǎn)品的回收率。提高產(chǎn)品的純度意味著提高產(chǎn)品的回收率,可獲得一定的經(jīng)濟(jì)效益。但是產(chǎn)品純度的提高或者是通過增加塔板數(shù)或者是增加回流比來達(dá)到的，這意味著設(shè)備費用或操作費用的增加，因此只能通過經(jīng)濟(jì)分析來決定產(chǎn)品的純度或回收率。本設(shè)計中純度已經(jīng)給定,故設(shè)計時不需要再考慮。2。6方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇-水混合物，對于二元混合物的分離,應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。為保持塔的操作穩(wěn)定性,采用高位槽送料,以免受泵操作波動的影響。該物系屬于恒沸物系,故不能用一般的蒸餾方法分離,可采用低壓普通蒸餾的方法。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐.2．7總述蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低,為此在確定裝置流程時用考慮余熱的利用塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器—全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主,以便于準(zhǔn)確地控制回流比另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性,流程中除用泵直接送入原料外也可采用高位槽送料,以免受泵操作波動的影響.。三．塔的工藝計算3。１精餾塔的物料衡算3．１。1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾品質(zhì)＝46。07kg/ｋｍol水的摩爾品質(zhì)＝18．02kg/kmｏl==0。1４4==０.779==0.０023.1．2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量＝0.1４４46。0７+（1-０．１44)18.02=22。０6ｋg/kｍol=０。7７946.0７＋（1—0.779）18。0２＝39。8７kｇ/kmol=０。００24６.0７＋（１-0.002）18。0２=18。０8ｋg/kｍol３。1.3物料衡算塔頂產(chǎn)品量：F==１88.８8kmol/h總物料衡算:18８.８8=D+W乙醇物料衡算：188。88＝D0.779＋０．0０2Ｗ聯(lián)立解得:D=34。５2kｍol/hW＝154.３6kｍoｌ／ｈ

摩爾流量kmoｌ/h摩爾組成%平均分子量g/ｍol原料F１88。8822。06乙醇27.20１４．4水１6１。６８８5.6釜液W154．36

18.08乙醇120.2５77。9水3４.１122。１餾出液D34.52

3９。８７乙醇0.070。２水１34。4５９9。8物料衡算匯總?cè)缦卤恚?。2塔板數(shù)的確定３.2。1理論板層數(shù)的求取對乙醇—水物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊查得乙醇—水物系的汽液平衡資料，繪出ｘ—ｙ圖乙醇~水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)溫度液相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù))氣相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）溫度液相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù))氣相中乙醇的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù))１０００．000.0081.532.7３5８．2695。5１。9017．０080．73９．6５61.2８9。０7。２1３8.91７9．850.７960。64８6.7９。664３。7579.751。9８65.９9８5．312．3847.047９.３5７。3268。４1８4.116．6150.8978.７467．6373.8582．７２3.3７５4。4578.4１74.７２78.１582．38６。０８55.8078．１589．４389.43求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖中對角在線,自點e（0。１44，0。１４4)作垂線,即為進(jìn)料線(q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為＝0.486，=0.14４。故最小回流比為：實際操作回流比Ｒ=２②求精餾塔的氣、液相負(fù)荷=RＤ＝234.52=69.04kmol/ｈ＝(R+1）D=（2+1）34．52=１03．5６kmol/h=W=15４.３6ｋｍol/ｈ==103.５6kｍol/h③求操作線方程精餾段操作線方程為ｙ=ｘ+＝＋０.7７9=0。66７x＋０.26提餾段操作線方程為=—==2.49-0。0０3圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù),求解結(jié)果為:總理論板層數(shù)=14．５（包括再沸器）進(jìn)料板位置=93．2．2實際板數(shù)的求取全塔效率=50％精餾段實際板層數(shù)=9/0．５０=18提餾段實際板層數(shù)=5。5/０.5=１１3。3精餾塔的物性計算3．３.1精餾段物性計算３．3。1。１。操作壓力計算塔頂操作壓力＝101。3+2＝103。３kｐa每層塔板壓降=0．5ｋpa進(jìn)料板壓力=103．3＋0。５１８=112。3kpａ精流段平均壓力=（1０3。3+１12.3)／2=1０７.8kpa３。3.1。２。操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度,其中乙醇，水的飽和蒸汽壓用安托尼方程計算。查手冊(《化學(xué)方程手冊》第一卷）可得Aｎtｏnｉe方程lg＝Ａ-（為在T溫度下的蒸汽壓，ｍｍHg）對于乙醇，A=7。33827，B=1652.05，C=２３1。4８塔頂溫度=103。3ｋpａ，代入解得：=7８。8１泡點進(jìn)料==11２.3ｋpa，代入解得：＝80．94精餾段平均溫度=（＋）/２＝７9.8８3。3.1.3．平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算:由=＝0。７7９，查平衡曲線,得=０.7４1=0.77946．07+（1—0.７７9)18.０2=39.87=0.7４1４6.07+（1-0。7４1）18.0２=38。81進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算：由圖解理論板,得=0。35２查平衡曲線，得＝0。063精餾段平均摩爾質(zhì)量為：３。3.１。４.平均密度計算①氣相平均密度計算：由理想氣體狀態(tài)方程計算得，kｇ／②液相平均密度計算：液相平均密度依下式計算,即塔頂液相平均密度的計算：由，查手冊得,,進(jìn)料板液相的品質(zhì)分率:精餾段液相平均密度為：3。3．1。5.液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算：由，查手冊（《化學(xué)方程手冊》第一卷）得,，=27．49進(jìn)料板液相平均表面張力的計算：由，查手冊得，，精餾段液相平均表面張力為：3．3.2提餾段物性計算3.3。２.1操作壓力計算每層塔板壓降進(jìn)料板壓力塔底操作壓力提餾段平均壓力３.3．２．2操作溫度計算由安托尼方程時，T=307.7K則=３4.5而，則提餾段溫度3.３.2．３平均摩爾量計算塔底平均摩爾質(zhì)量計算由（因為0。002太小,就近似相等，誤差可忽略）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量=２7．89＝１９．7９提餾段平均摩爾質(zhì)量3．3.2．4平均密度計算①氣相平均密度計算：由前計算可得知②液相平均密度計算液相平均密度依照下列公式計算，即塔底液相平均密度計算，查手冊（《化學(xué)方程手冊》第一卷）得=951.13塔底液相質(zhì)量分率則由前面計算，進(jìn)料板液相密度提餾段液相平均密度四精餾塔的塔體工藝尺寸計算４。1塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為：由，式中C=由史密斯關(guān)聯(lián)圖可查得,先算橫坐標(biāo)：取板間距，板上液層高度,則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，取安全系數(shù)為0。７5,則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后,D=2。0m塔截面積為：實際空塔氣速為：4．2塔高的計算塔的高度可以由下式計算:已知實際塔板數(shù)N=29為塊,板間距為０。4，由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可每隔六塊板設(shè)一個人孔，則人孔數(shù)目Ｓ:S=29／6—１＝４個取人孔之間間距為0。7，塔頂空間1．0m，塔底空間2.0m,進(jìn)料板空間高度０.6m，那么全塔高度:Z=１。0+(２9－2—4)×0。4+4×五塔板主要工藝尺寸的計算5。1溢流裝置計算因塔徑Ｄ＝2.0m,由溢流類型與液體負(fù)荷及塔徑的經(jīng)驗關(guān)系，因此可采用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。計算如下:堰長取溢流堰高度由選用平直堰,堰上液層高度可由弗蘭西斯公式計算,即近似?。?1,則取板上清夜層高度故③弓形降液管寬度和截面積由,查圖，得,,故由式~驗算液體在降液管中停留時間，即s故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度取，則故降液管高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤,深度。5。2塔板布置①塔板的分塊因D800,故塔板采用分塊式.查表可知，塔板分為5塊。②邊緣區(qū)寬度確定取，③開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按公式計算，即其中故④浮閥布置浮閥按正三角形叉排排列，這樣相鄰兩閥中吹出氣流攪拌液層的相互作用較顯著，相鄰兩閥容易吹開，液面梯度較小，鼓泡均勻。采用F１型重閥,重量為３3ｇ,孔徑為39取，由公式可得：故浮閥個數(shù)為個若同一橫排的閥孔中心距,那么相鄰兩排間的閥孔中心距為六.流體力學(xué)驗算6。1塔板壓降①干板阻力的計算由公式得液柱②氣體通過液層的阻力的計算液柱③液體表面張力的阻力由公式計算得:＝液柱氣體通過每層塔板的液柱高度:m液柱氣體通過每層塔板的壓降為:七。全凝器的設(shè)計７。1確定物性數(shù)據(jù)TＣ”確定物性數(shù)據(jù)”＼ｆＣ由前面的計算可知，混合氣體進(jìn)入換熱器的進(jìn)口溫度是78．81℃，而混合氣體的出口溫度滿足y1=xD=０.77９，由t—ｘ－y圖可查的ｔ2=７8.50℃，由于t1與t２很接近,可近似認(rèn)為t1=t2=78。6５℃,進(jìn)料的體積流量V定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進(jìn)出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為T==3０℃管程流體的定性溫度為ｔ＝78.６5根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)?；旌蜌怏w在78。6５℃密度熱導(dǎo)率=０。02７９w／ｍ粘度＝1.5×１0-5Paｓ循環(huán)水在30℃密度?=9９5．7㎏／m3定壓比熱容 =4.１74ｋj/kｇ℃熱導(dǎo)率?=0。618ｗ/m粘度 =0．８０１×10－3Ｐa·s7.2換熱器的初步選型根據(jù)流體的溫差相差不大,可以選用固定管板式換熱器，從兩物流的操作壓力看,應(yīng)使混合汽體走管程,循環(huán)冷卻水走殼程。但由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢,若其流速太低,將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，所以從總體考慮，應(yīng)使循環(huán)水走管程,混和汽體走殼程。根據(jù)ＪＢ＼Ｔ4715-１９92，初步選定換熱器的型號為Ｇ450Ⅱ—1MPａ—５8.4．具體要求如下:外殼直徑４50ｍm公稱壓力１ＭＰa公稱面積58。4m實際面積55。58ｍ管子規(guī)格φ2５ｍm×2．5mm管長6ｍ管子排列方式正三角形管程2管間距32mｍ管程流通面積0。0198m７。3估算傳熱面積ＴC＂估算傳熱面積"\fC＼l”1"７．３。１熱流量從《化學(xué)工程》手冊查得：水的比汽化熱r１=２425ｋj/kg乙醇的比汽化熱r２=846kj／ｋg故=r1×0。221+r2×０．77９=1195ｋｊ/kgTC＂熱流量”\fC\l”２”Ｑ1=qm×ｒ=1．２4×0．７８5×1195×103=１.2×103ｋw7。3．2.平均傳熱溫差TＣ＂平均傳熱溫差”\fC\l＂2"因為是蒸汽冷凝，所以無論是逆流,還是并流，相差不大,故本設(shè)計中僅僅只考慮逆流的情況，則：=℃７。3.3。冷卻水用量ＴC"冷卻水用量”\fC＼l"２”ｍ==7．3。4．傳熱面積ＴC"傳熱面積"＼ｆC＼ｆＣ7。4。1．管徑和管內(nèi)流速TＣ"管徑和管內(nèi)流速"\ｆC\l”2＂選用Φ25×2.5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速ｕ1＝0。7５m/s.７．４。2．管程數(shù)和傳熱管數(shù)TC"管程數(shù)和傳熱管數(shù)”\fC＼l”2”可依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)Ns=按單程管計算，所需的傳熱管長度為L＝按單程管設(shè)計,傳熱管過長，宜采用多管程結(jié)構(gòu)。根據(jù)本設(shè)計實際情況，現(xiàn)取傳熱管長ｌ=6m，則該換熱器的管程數(shù)為Np=傳熱管總根數(shù)Nt=６２×2=１３27。４。3.平均傳熱溫差因為是直接是蒸汽，則可以不用考慮平均熱溫差校正系數(shù),則可以認(rèn)為＝47。89ＴC"平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)＂\fC\l”2＂7。4.４.傳熱管排列和分程方法ＴＣ＂傳熱管排列和分程方法＂\ｆC\ｌ"2＂TC"傳熱管排列和分程方法”＼fC＼ｌ”2"采用組合排列法，即每程內(nèi)均按正三角形排列。取管心距t＝1.25ｄ０,則t=１。25×25=３１。25≈32㎜橫過管束中心線的管數(shù)=1.1９＝13.６根７。4.５．殼體內(nèi)徑ＴC"殼體內(nèi)徑”\ｆC\l"2"采用多管程結(jié)構(gòu),殼體內(nèi)徑可按下式估算。取管板利用率η=０．7５,則殼體內(nèi)徑為D=1.05ｔ按卷制殼體的進(jìn)級檔，可取D=4５0mｍ7．４。6．折流板TC＂折流板＂\ｆC\ｌ"2＂采用弓形折流板,去弓形之流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的３0%，則切去的圓缺高度為H=０．３×450=135m,故可?。瑁?５０mm取折流板間距Ｂ=0.3Ｄ,則B＝0.３×4５０=１3０ｍm,可取B為2０0ｍm。折流板數(shù)目7。4。7．接管TＣ"接管＂\ｆC\l＂2”殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)冷卻水流速為u1=２m/s，則接管內(nèi)徑為ｍ圓整后可取管內(nèi)徑為50mm。管程混合氣體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)液體流速u＝2。５ｍ/s，則接管內(nèi)徑為圓整后去管內(nèi)徑為100mｍTC＂換熱器核算＂\fC＼l＂１”7.5換熱器核算ＴC"換熱器核算”\ｆＣ\l＂1”７。5。1熱流量核算TC"熱流量核算”＼fC＼l”2"7。5。1.1殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)TC”(1）殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)＂\fC\l”3”殼程走的是混合氣體，是冷凝放熱過程，對流傳熱系數(shù)可按下式計算:當(dāng)量直徑:=殼程流通截面積,得殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為：粘度校正?則有:7.5．1。２管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)TC＂（2)管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)＂\fＣ\l＂３”對流傳熱系數(shù)按下式計算:管程流體流通截面積?管程流體流速 ?由《化學(xué)工程手冊》可查得：７．５.1.３污垢熱阻和管壁熱阻ＴC”（3)污垢熱阻和管壁熱阻＂＼fC\l”３”查表可得:管外側(cè)污垢熱阻管內(nèi)側(cè)污垢熱阻管壁熱阻下式計算，依表可知，碳鋼在該條件下的熱導(dǎo)率為45w/（m·Ｋ）.所以7．５．1．4傳熱系數(shù)TＣ＂（4)傳熱系數(shù)＂\fC計算傳熱面積Ａc為 該換熱器的實際傳熱面積為Aｐ?該換熱器的面積裕度為 傳熱面積裕度合適,該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù).注:所計算出的面積裕度會稍稍偏大，是因為計算時忽略了一部分熱量,即蒸汽冷凝之后的那部分溫差所釋放的熱量。７.5.2換熱器內(nèi)流體的流動阻力TC＂換熱器內(nèi)流體的流動阻力"\fC\ｌ"2”7．５。２．1管程流體阻力TC”（１）管程流體阻力＂＼fC\ｌ”3＂ ,,由Re=179０0,傳熱管相對粗糙度0。005,查莫狄圖得，流速u＝0。77ｍ/s,，所以， ＜10０KP管程流體阻力在允許范圍之內(nèi).７。5.２．２殼程阻力ＴC"（２）殼程阻力”\fＣ\l”3＂殼程阻力按下式計算： ，其中,流體流經(jīng)管束的阻力 F＝0.5，,，故0.5×0．0８4×14×(２９+1)×=126．4Pａ流體流過折流板缺口的阻力,B=0.２m，D=0．４5mＰａ總阻力：126．４＋10８5.56=121１。9６Ｐa流經(jīng)管程和殼程的壓力都小于1Mｐ。以上核算結(jié)果表明，選用JB-T４715-１992，符合標(biāo)準(zhǔn)。八．設(shè)計結(jié)果匯總表列管式換熱器形式固定管板式參數(shù)管程殼程流量/(kｇ／h)５17002826進(jìn)/出口溫度/℃20/４0７8。８1/78。50物性定性溫度/℃３０78.6５密度/（ｋｇ／ｍ3）９９5.７1。4粘度/(Pa?ｓ)0。801×1．５×熱導(dǎo)率（W/m?k)0．61８０.0279設(shè)備結(jié)構(gòu)參數(shù)管程數(shù)2殼程數(shù)1管徑／㎜Φ2５×2.5管長／㎜6000管心距/㎜３２管子排列正三角形管數(shù)目／根132材質(zhì)碳鋼傳熱面積/㎡５5。58殼體內(nèi)徑/㎜４50折流板間距/㎜200折流板數(shù)/個29通過中心管數(shù)14主要計算結(jié)果管程殼程流速／（m/s)0．７73。２表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)/[W／（㎡?k）]33４61080污垢熱阻/（㎡?k/W)3．4×10—46。4×10-5阻力降／Pａ119521121。9６傳熱系數(shù)／［W/（㎡?K）]5５6面積裕度/%２4%精餾塔氣相流量／(m3/s)2．３8液相流量／（ｍ３／s）０.００18實際塔板數(shù)29塔高/m1