甲苯-乙苯的精馏工艺课程设计68473

1、化工原理课程设计 学生姓名：XXX 学 号：XXXXXXXXX 年 级：XX级X班 专 业：化学工程与工艺 设计题目：甲苯-乙苯的精馏工艺 2009 年 12 月 20 日目录第一部分 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4 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 （

2、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

3、（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

4、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： 60000 （吨/年）。 2、原料液组成：甲苯的质量分率为30%，。乙苯的质量分率为70% 3、进料状态： 泡点进料 4、料液初温 ： 35 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: 4 KPa(表压) 8、单板压降不大于 0.7 kPa 9、塔顶的乙苯

5、含量不得高于2%10、残液中乙苯含量不得低于96% 11、生产时间：330天/年，每天24小时 12、塔板类型：筛板塔 13、厂 址：内蒙古呼和浩特地区（大气压为760mmHg） 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

6、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 （

7、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 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol （二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.331×92.13(10.331)×106.16=101.522 /kmol MD=0.983×92.13(10.983)×106.16=92.371 kg/kmol MW=0.046×92.13(10.046)×1

8、06.16=105.513 kg/kmol（三）、物料衡算 对于甲苯-乙苯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F= 联立解得D=22.698 kmol/h , W=51.924 kmol/h二、塔板数的确定 （一）、理论板层数NT的求取 1、甲苯、乙苯的温度-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1Antoine方程常数物质ABC温度范围甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255

9、213.0626163 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2t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988

10、 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 图 12、确定操作的回流比R由于是饱和液体进料， 有q=1、xq=xf=0.331在xy图上查得yq=0.500。故有： 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=5.716 3、求操作线方程 L=R×D=5.716×22.698=

11、129.742 kmol/h精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为 两操作线交点横坐标为 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 （二）、实际塔板数Np的求取全塔效率 : ET=0.49(L)-0.245 L=0.212 mN.s/m2 ET=0.60 精馏段：Np1=NT1/0.616.66717，取Np1=17块； 提留段：NP2=NT2/0.6=8.3339；取Np2=9块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=26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 ：PD97.34= 101.3 kPa 每层塔板压降

12、 ：取P0.7 kPa 进料板压力 ：PF1010.7×17112.9 kPa 塔底操作压力 ：PW112.90.7×9119.2 kPa 精馏段平均压力：Pm1（101112.9）/2106.95 kPa 提馏段平均压力：Pm2（112.9119.2）/2116.05 kPa（二）、操作温度计算 查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD110.783 进料板温度 ：TF125.817 塔底温度 ：TW136.983 精馏段平均温度 ：Tm1（110.783125.817）/2 =118.301 提馏段平均温度 ：Tm2（125.817136.983）/2 = 1

13、31.40 （三）、平均摩尔质量计算 1、塔顶平均摩尔质量计算 由y1=xD=0.983,查平衡曲线得x1=0.966 2、进料板平均摩尔质量计算 由 xF0.331，查平衡曲线得yF0.500 3、塔底平均摩尔质量计算 由 xW0.046，查平衡曲线得yW0.088 4、精馏段平均摩尔质量 5、提馏段平均摩尔质量 （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 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3），故甲苯、乙苯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： 甲苯A=-1.025T892.00 , 乙苯 B=-0.952T88

14、9.84 而液相平均密度用计算（ 式中表示质量分数）。 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2温度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6 表3 、塔顶液相平均密度的计算 由TD110.783 得： DA=-1.025×110.783892.00=778.503 kg/m3 DB=-0.952×110.783889.

15、84=784.364 kg/m3 、进料板液相平均密度的计算 由TF125.817 得： FA=-1.025×125.817892.00=763.101 kg/m3 FB=-0.952×125.817889.84=770.050 kg/m3 、塔底液相平均密度的计算 由TW136.983 得： WA=-1.025×136.983892.00=751.661 kg/m3 WB=-0.952×136.983889.84=759.418 kg/m3 、精馏段液相平均密度 Lm1=(DmFm)/2=（778.619767.952）/2=773.286 kg/m3

16、 、提馏段液相平均密度 Lm2=(FmWm)/2=（767.952759.105）/2=763.529 kg/m3（五）、液体平均表面张力计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得：甲苯A=-0.105T30.095, 乙苯B=-0.102T31.046 而液相平均表面张力用计算 表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（）温度 T60708090100表面张力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度 T110120130140

17、150表面张力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.831、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD110.783 得： DA=-0.105×110.78330.095=18.429 mN/m DB=-0.102×110.78331.046=19.790 mN/m Dm=0.966×18.429(1-0.966)×19.790=18.475mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF125.817 得： FA=-0.105×125.81730.095=16.846

18、 mN/m FB=-0.102×125.81731.046=18.263 mN/m Fm=0.331×16.846（10.331）×18.263=17.794 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算 由 TW136.983 得： WA=-0.105×136.98330.095=15.670 mN/m WB=-0.102×136.98331.046=17.128 mN/m Wm=0.046×15.670(1-0.046)×17.128=17.061 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力 Lm1=(DmFm)/2=（18.47

19、517.794)/2=18.135mN/m 5、提馏段液相平均表面张力 Lm2=(FmWm)/2=（17.79417.061)/2=17.405 mN/m（六）、液体平均粘度计算 已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（如表5）,故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的粘度可用下式算得： 甲苯 :=1.2×10-5T20.005T0.601乙苯 ：=1.4×10-5T20.005T0.690 液相平均粘度用lgLm=xilgi计算 表5甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（）温度 T/60708090100粘度（mPa·s）甲苯0.3730.340.3110.286

20、0.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3温度 T/110120130140150粘度（mPa·s）甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.2131、塔顶液相平均粘度的计算 由TD110.783 得 ： DA=1.2×10-5×110.78320.005×110.7830.601=0.238 mPa·s DB=1.4×10-5×110.78320.005×110.7830.690=0.274 mPa·slgDm=0.966

21、5;lg(0.238)(1-0.966)×lg(0.274) 解出Dm=0.239 mPa·s 2、进料板液相平均粘度的计算 由TF125.817 得 ： FA=1.2×10-5×125.81720.005×125.8170.601=0.212 mPa·sFB=1.4×10-5×125.81720.005×125.8170.690=0.244 mPa·s lgFm=0.331×lg(0.212)(1-0.331)×lg(0.244) 解出Fm= 0.233 mPa·

22、s 3、塔底液相平均粘度的计算 由TW136.983 得 ： WA=1.2×10-5×136.98320.005×136.9830.601=0.196 mPa·s WB=1.4×10-5×136.98320.005×136.9830.690=0.226 mPa·s lgWm=0.046×lg(0.196)(1-0.046)×lg(0.226)=0.224 mPa·s 解出Wm=0.224 mPa·s 4、精馏段液相平均粘度 Lm1=(0.239+0.233)/2=0.236

23、mPa·s 5、提馏段液相平均粘度 Lm2=(0.2330.224)/2=0.229 mPa·s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=R×D=5.716×22.698=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

24、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=0.50m，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=0.964 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=0.785×1.42=1.539 m2 2、 提馏段塔径的计算 取板间距HT=0.50m，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=0.864 m/s 估算塔径 ：

25、，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=0.785×1.42=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H´T，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

26、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=1.031，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=39.7-27.7=12 mm>6 mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度

27、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=1.081，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0.020.0

28、25 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-

29、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 开孔率为：（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

30、、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 开孔率为： （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

31、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

32、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uo111.817 m/suOM1 稳定系数为K1=uo1/uOM1=11.817/5.670=2.084>1.5 提馏段： 实际孔速uo211.257 m/suOM2 稳定系数为K2=uo2/uOM2=11.257/5.327=2.113>1.5 （故在本设计中无明显漏液）。 (五) 、液泛 为防止塔内

33、发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 (HT+hW)=0.5×(0.50+0.0397)=0.270 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、

34、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：×1045.70420.167734.631749.095770.651.621.531.471.411.34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：×1045.70420.167734.631749.095770.651.291.241.201.151.09 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

35、应的值列于下表：，m3/s×1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min，m3/s0.2960.3110.3210.3300.342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=将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图（如图6）（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：×1045.312619.830

36、634.348648.866670.651.681.591.521.461.38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：×1045.312619.830634.348648.866670.651.221.181.131.091.01 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：×1045.312619.830634.348648.866670.65Vs了，min，m3/s0.2630.2780.2890.2980.310依据表中数据作出

37、漏液线 将所得上述五个方程绘制成提馏段塔板负荷性能图（如图7） 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= 图 6 图 7九、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PkPa110.55121.4平均温度T118.301131.40平均密度气相kg/m33.25083.7023液相773.2563763.6458平均流量气相Vsm3/s0.67080.6159液相Lsm3/s0.002440.00404实际塔板数31块1516板间距HTm0.50.5塔段的有效高度Em77.5塔

38、径Dm11空塔气速m/s0.950640.84223塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式堰长m0.70.7堰高hWm0.04420.0368溢流堰宽度hom底隙高度m0.034860.02886板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0mm55孔间距tmm1515孔数n个27552755开孔面积Aam20.53530.5353筛孔气速uom/s12.433711.41613塔板压降PpkPa0.67910.6596液体在降液管中的停留时间s14.48938.744降液管内清液层高度Hdm0.15110.1542液(雾)沫夹带量kg液/kg气0.007340.005847漏液点气速uOM

39、m/s5.826935.4372负荷上限Ls.maxm3/s0.0070655.7037E-4负荷下限Ls.minm3/s0.0070655.3126E-4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

40、用25×2.5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 Pa·s 3、循环冷却水在50下的物性数据： 密 度 ：=988.1 kg/m3 定压比

41、热容 ：cp=4.174 kJ/(kg·) 导热系数 ：=0.648 W/(m·) 粘 度 ：=0.000549 Pa·s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=V×MVDM=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.

42、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=ms1×rm=2.1021×360.1399=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=1.15×S=1.15×21.5346=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