化工原理工程设计重点

西南交通大学化工原理工程设计说明书题目：分离苯—甲苯混合物的精馏塔的设计设计者：琪班级：生物工程

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完成日期：2012/7/17目录、八、-前言 设计任务 一．精馏装置工艺流程图 二．精馏塔的设计计算 基本数据计算 回流比的计算 塔板数的计算 三．精馏塔的工艺设计 塔径的计算 塔高的计算 塔板结构参数的计算和设计 附精馏塔塔板设计结果汇总表 提馏塔塔板设计结果汇总表 四．精馏塔的负荷性能的计算 塔板的负荷性能计算 塔板的流体力学校核 五．精馏塔的辅助设备 塔顶冷凝器 塔底再沸器 六．设计小结 七．参考文献 八．附图 、尸■ 、 ■刖言本实验的设计题目是分离分离苯一甲苯混合物的精馏塔的设计。精馏操作是重要的化工单元操作，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的组分的目的，精馏塔设计的主要任务是根据物系性质和工艺要求， 确定操作条件。选择一定的塔型，进行工艺和设备的计算。精馏装置流程比较定型。一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸馏釜）、原料加热器以及输送设备等。塔器是气液传质的主要设备。气液混合物通过塔器的处理，就能将其中各组分进行分离。从精馏的原理可知：要使过程顺利进行，必须具备两个条件：一是气液两相密切接触；二是气液两相接触面积要大。塔设备中本身的结构正是为提供这两个条件而设计的。 因此选择塔设备一般根据以下原则：能提供良好的气液接触条件和足够大的接触面积，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。在选择塔的种类时应注意，不同的塔型各有某些独特的特性。设计时应根据物系性质和具体要求选择适宜的塔型。本实验设计选择浮阀塔。它是在泡罩塔的基础上发展起来的。它主要的改进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。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。设计之所以选择浮阀塔，是因为它具有以下几个优点：处理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%~40%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。塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。压降小。在常压下塔中每块板的压降一般都较小。使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常工作。安装容易，制造费为泡罩塔的60~80%。在选定浮阀塔的基础上确定设计方案。其总原则是尽可能的设计出经济上合理，产品质量高，低耗能的塔设备。精徭装置工艺流程图精徭装置一般包括：精徭塔、塔顶蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸徭釜）、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。工业生产常见的精徭流程见下图。精馏塔的设计及计算基本数据的计算苯的分子量：78.1kg/kmol C6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmol C7H8进料的平均分子量：MF=0.65X78.1+0.35x92.1=82.9kg/kmol进料液的摩尔量为：F=7700-82.9=92.88kmol/h总物料衡算：F=D+WFxf二DxD+WxW解之得：D=60.49kmol/hW=32.39kmol/hq值的计算由苯一甲苯的温度一组成相图（附图 2）得：当xF=0.65时苯的泡点温度为tD=88.1C进料温度为65C时的平均温度为t=tbf=6588.1=76.55C22由液体的比热共线图［1］可查得苯的比热CpA=0.46X4.187kJ•kg-1•K-1=1.93kJ•kg-1•K1甲苯的比热CpB=0.46X4.187kJ•kg-1•K-1=1.93kJ•kg-1•K1（采用内差法计算所得）则进料的平均比热Cpm=1.93kJ•kg-1•K1当P=0.1MPa时，查得［2］苯的气化潜热为丫A=393.9kJ•kg-1甲苯的气化潜热为丫b=363kJ•kg-1

则进料液的平均气化潜热0.6578m则进料液的平均气化潜热0.6578m—0.65x78+0.35x92X393.9+0.388X363=381.9kJ•kg-1iv-ifiv-ilil-ifiviv-ifiv-ilil-ifiv-il iv「il=1.117- 381.91即q=1.117.3.计算最小回流比Rmin由2得q=1.117=9.547q线为y=』X-虫 9.547^5.556q-1q-1由此作附图3，q线与平衡线的交点为：xq=0.671，Yq=0.769所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=0.8994、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=0.65xD=0.99 xW=0.015下，分别对应的泡点温度，取三处的 a的几何平均值。tF=88.1C tD=80.3C tW=1099CaF=2.5297aD=2.5978aW=2.3553贝ya=1 =2.49全回流时，所需理论塔板数最少，由芬斯克（Fenske）方程［4］log2.49-仁log2.49-仁8.62-xdxw|og( )( )1—xd1-xwNmin=—logalog严(_££!£)1-0.991-0.0155、计算理论塔板数N设R=1.0R-RminR11-0.899R-RminR11-0.89911=0.501由吉利兰关联图［5］得0.567、0.567、y=0.75(1-x )N-Nminy=算出N=Nmin—23.81—y同上，设若干R值，可算得相应的若干N值，其结果列表如下设RRminNmin___.. 0.567、y=0.75(1-x)R-Rminx—R+1N=Nmin+y1—y10.8998.620.0510.61223.81.20.8998.62r 0.1370.50718.51.40.8998.620.2090.44116.21.6:0.8998.620.270.39314.91.80.8998.620.3220.35613.9210.8998.620.3670.32513.32.2:0.8998.620.4070.312.72.40.8998.620.4410.27812.32.6:0.8998.620.4730.26122.8:0.8998.620.50.24411.730.8998.620.5250.22911.53.2:0.8998.620.5480.21711.33.40.8998.620.5680.20611.1由上表做R—N关系图（附图4）从R与N的关系可见：当R<1.8时，曲线很陡，所需N较多;当R>1.8时，曲线变平坦，所需N减少。取R=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最相近故取R=1.8N=14.56、 塔板效率的计算采用奥康奈尔(O'connell)法[6]ET=0.49(aaV)-0.245由4可知a=2.49塔顶：xD=0.99查得泡点温度为80.3C塔底：xW=0.015查得泡点温度为 109.9C则平均温度t=(80.3+109.9)/2=95.1由液体的粘度共线图[7]查得苯的粘度卩=0.25cP甲苯的粘度 卩=0.28cP则进料的平均粘度卩=0.25X0.65+0.28X0.35=0.2605cPET=0.49(aa)-0.245=0.5448cP(与⑹图11—21对照，结果相近,故可用)E0〜0.5448X1.1=0.5997、 实际塔板数的计算由附图3可知理论塔板数N=14.5,找到d点①精馏段应为N1=6.7 故实际塔板数为Ne1=N1/E0=11.19取为12层②提馏段应为N2=14.5-6.7=7.8故实际塔板数为Ne2=N2/E0=13.02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。精馏塔的工艺设计一、塔径的计算1、精馏段的塔径精馏段的平均温度为t=(td+tf)12=(80.3+88)/2=84.15°C馏出液的平均分子量M=0.99x78.1+0.01X92.仁78.14kg/kmol则塔顶t=80.3C时，蒸汽的密度匚二列10000078.14RT8341(273+80.3)=2.66kg/m3D=60.49kmol/h=0.017kmol/s则上升的蒸汽的量为：Vs=L+D=(R+1)D=0.017X(1.8+1)X78.14-2.63=1.4m3又查表［8］得：当t=80.3C时，苯和甲苯的液体平均密度为811kg/m3当t=88C时，苯和甲苯的液体平均密度为803kg/m3当t=109.9C时，苯和甲苯的液体平均密度为780kg/m3则精馏段的液体平均密度 丨=(803+811)/2=807kg/m3将各处的摩尔分率换算为质量分率：aF=0.65/(0.65+0.35(92/78))=0.612 kg/haD=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液体流量为 L=RD=1.8X1.31=2.36kg/sLs=2.36/807=0.003m3/s■LLsVs■LLsVsLV0.003(807、0.5( )=0.0381.4 2.63假设取板间距HT为0.45m,由史密斯关联图［9］可得C=0.11m/s则液泛速度Uf=c「LJV=0.110(807-2.63)0.5=1.92m/s2.63取安全系级为0.7则u=0.7uf=1.34m/sA=Vs/U=1.4/1.34=1.045m2Af=Vs/Uf=1.4/1.92=0.729m2D= =1.503m取整为D=1.6mv0.785由于浮阀塔的塔径D在0.8~1.6m时板间距HT正好在300~450mn之间故取板间距为0.45m合适［10］2.提馏段的塔径提馏段的平均温度t=(tF+tW)/2二(88+109.8)/2=98.95°C进料时t=94.8CpA=PMRT10000078.14pA=PMRT10000078.148341(273 88)=2.60kg/m3VVPMRT10000092PMRT100000928341(27388)=3.07kg/m3pF=2.60x0.65+3.07x0.35=2.765kg/m3塔底t=109.9CAPM10000078.14pA= =2.450kg/m3RT8341((273+109.9)pB-^ 10000092 =2.890kg/m3RT8341x(273+109.9)pW=2.450X0.0.015+2.890x0.985=2.883kg/m3__pF+pW平均密度幕 —:—= 2.824kg/m3塔底t=109.9C,查得液体平均密度为780kg/m3则提馏段的平均密度为L二(803+780)/2=791.5kg/m3液体流量为Ls'=L'/儿=(L+qF)/ 4=(2.36+1.117x7700-3600)-791.5=0.006m3/s蒸汽流量为Vs'=Vs-(1-q)F=1.4—(1—1.117)x(7700/(3600X803))=1.40kg/s0.5旦I生0.5旦I生1Vs闯一1.40791.5)0.52.824二0.07取板间距为0.45m,由史密斯关联图［9］可得C=0.10m/s则液泛速度Uf=c丄L则液泛速度Uf=c丄L——V=0.10791.5-2.8242.824=1.67m/s取安全系级为0.7则u=0.7uf=1.170m/sA=Vs'/U=1.196m2Af=Vs'/Uf=0.0.838m2D=A'Af0.785D=A'Af0.785=1.596取整为D=1.6m由于浮阀塔的塔径D在0.8~1.6m时板间距HT正好在300~450mn之间，故取板间距为0.45m合适[10]二、塔高的计算（塔高包括①塔的有效高度，②顶部空间，③底部空间以及④结合再沸器的安装高度）1、取塔顶与第一块板之间的距离 HD为1.0m（使气流中的液滴自由沉降，减少出塔气中的液沫夹带，经验值一般为 1.0~1.5m）2、取塔底与最下一层之间的高度 HB为1.0m（保证料液不致排完，经验高度为1.0~2.0m）3、 进料板的高度，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，一般为塔板间距的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的空间，其之不小于600mm每个人孔应控制10个左右的塔板。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二HD+（N-S-2）HT+SHT+HF+HB=1.0+（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=1.6m>0.8m(采用精、提两段中较大的直径作为精馏塔的全塔直径)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。问2、溢流装置各结构尺寸的计算[13]取堰长Iw=0.7xD=0.7X1.6=1.12m对于弓形降液管Iw/D=0.7时查得b/D=0.15 A/At=0.09则b=0.015D=0.24mA=0.09AT=0.18m2又因为L=RD=1.8X4731=8515.8kg/h则液相流量Lh=L/-L=8515.8-791.5=10.76m3/hLh/Lw=10.76-1.12=9.61LMD=0.7时，由液流收缩系数计算图[14]查得液流收缩系数E=1.0322how=2.84/1000xE(Lh/Lw)3=0.00284x1.03x9.613=13mm对于常压塔，hw在40~50mn之间；HL在50~100mr之间。故取 hw=45mmHL=hw+how=58mm在50~100mn之间校核问3、阀孔数N的计算

选取标准浮阀塔盘，采用JB—118—68Fi型浮阀[14](1)取阀孔动能因数Fo=1O.5[14](浮阀全开时Fo=9~12)由此确定孔速[14]Uo二Fo/"3又PV=(2.63+2.824)/2=2.727kg/mUo=6.36m/s塔中平均蒸汽量VS=(1.4+1.4)/2=1.40m3/s计算每层塔板上的浮阀数N=Vs/(O.785Xdo2Uo)=1.40-(0.785X0.039冬6.36)=185⑵计算阀孔中心距t采用正三角形排列时907AaA0采用正三角形排列时907AaA0其中阀孔总面积Ao=Vs/Uo=1.4-6.36=0.22m阀孔直径do=O.O39m鼓泡区面积[15]A—X^X2荷宀冷由资料何，选取W=60mmW=40mmX=D/2—(b+Ws)=1.6/2—(0.24+0.06)=0.5mR=D/2—V^1.6/2-0.04=0.76m贝卩sin4—=41.1°RAa=1.447m2907AaAO=0.0390.9071.447V022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=173个与N=185个相近，符合要求。验算Uo‘=837.5Vs/N'=6.8m/sFo'=Uo'注=11.2F。’人在9~12范围内，即可认为满足要求本浮阀塔取叉排的排列形式开孔率=N(do/D)2x100%=10.3%开孔率在10%~14之间，满足要求。精馏塔的负荷性能计算、塔顶负荷性能计算[16]1、1、过量雾沫夹带查表得呵表面张力为0.02N/mUg 10.02x103[Ht—2.5(hw+h°w)_取2=0.1kg液/kg气做极限计算2how=2.84/1000XE(Lh/Lw)空2=0.00284X1.03(3600VL-1.12)32=0.628Vl3已知U=V(AT-Af)=Vs+(2.01-0.180=0.546Vs2故经整理得VS=3.86-17.9Ls勺列表Ls(m3/s)00.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)3.863.68:3.493.343.143.03:2.922.822.72由此可作出雾沫夹带线（1）2、 气相下限操作线（泄露线）[16]*%=0.785d0-N-^由 <已知-1111mN=173Fo取5精馏段5=2.713kg/m3Vs下限=0.785x0.0392x173X5-、2.713=0.63m'/s提馏段®=2.824kg/m3Vs下限=0.61m/s由此做气象下限操作线（2）3、 液体下限操作线[16]2how=0.00284E（^l由取二me[16] E=1.03 「一1.1二m解之得Lh=3.44m3/hLs=Lh/3600=0.001m 3/s由此做出液相下限操作线（3）4、 液相上限操作线（降液管超负荷线）Ls=AfxHr—T取T=5s[12]Af=0.18m2 HT=0.45m得Ls=0.016m7s由此做液相上限操作线⑷5、液泛线[16]222aVs二b+cLs+dLs3精馏段^=2.713kg/m九-807kg/m3aa=1.91x=0.021参考数据，带入已知量，有:b=①HT+（①-1-B）hw

=0.5X0.45+(0.5-1-0.5)X0.45=0.18C=-0.153/(L(h。2)=-195.22d=-(1+B)E(0.667)/Lw32=-1.5X1.03X0.667-1.12勺=-0.962得0.021Vs2=0.18-195.2Ls2-0.96Ls空列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.852.75:2.652.482.352.22.021.81提馏段 :?v=2.824kg/m3:791.5kg/m3a=1.91XPv用龙咒a=1.91XPv用龙咒=0.023参考数据，带入已知量，有:b=①HT+(①-1-B)hw=0.5X0.45+(0.5-1-0.5)X0.45=0.18C=-0.153/(L(h。2)=-195.22d=-(1+B)E(0.667)/Lw32=-1.5X1.03X0.667-1.123=-0.962得0.023Vs2=0.18-195.2Ls2-0.96Ls?100%100%列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.722.62:2.532.372.25：2.11.931.736、操作线精馏段斜率m二V/L=((R+1)Dpl)/(RDpv)=2.8X807+1.8-2.63=477.3做操作线OAOA线与⑵线、(5)的交点为负荷上下线精馏段OA 与(2)线交点为0.63m3/sOA 与(5)线交点为2.45m3/s负荷上限数

实际操作负荷100%负荷上限数

实际操作负荷100%=2.45/1.4=1.75负荷下限%负荷下限数

实际操作负荷负荷下限%负荷下限数

实际操作负荷100%=0.63/14=45%操作弹性%操作弹性%二最大负荷最小负荷=2.45/0.63=3.89提馏段做操作线OA0A线与⑵线、(5)的交点为负荷上下线0A与⑵线交点为0.61m3/s3OA与(5)线交点为2.47m/s负荷上限数

实际操作负荷100%=2.47/1.4=1.76负荷下限%二负荷下限数

实际操作负荷100%负荷下限%二负荷下限数

实际操作负荷100%=0.61/14=43.6%最大负荷

最小负荷100%=2.47/0.61=4.05全塔操作弹性取3.97二、塔板流体力学校核[18]1、雾沫夹带的校核由D=1.6m>0.8m,故应控制浮点率不超过80%8]由物性系数K表[19],取K=1精馏段「v=2.713kg/m3-807kg/m3

取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图［19］查得Cf=0.098则浮点率Vs二则浮点率Vs二■v0.78kCfAt100%=52.92% V80%符合要求[16]精馏段'v=2.824kg/m3-791.5kg/m3取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图昭查得Cf=0.126i1內则浮点率Vs'二」 -100%0.78kCfAt=42.41% V80%符合要求［16］即雾沫夹带量evV0.1kg液/0.1kg气，不会发生雾沫夹带。2、液泛线的校核要求降液管中清液的高度HcVu(Ht+HW浮阀塔中，△—液面落差可以忽略不计［16］取系数①=0.5，贝艸(町+Hw)=0,5x(045+0.045］=0.2475Hd=h+h+hw+how+hr精馏段干板压降:=0.036m液层压降：hi=B(hw+how)B=0.5=0.5 X0.058=0.029m降液管底缘压降：rFhv=°-153[uVh；=0.153X(0.003/(1.12X0.025))=0.002m则Hd=0.036+0.029+0.045+0.013+0.002=0.125mHd<u(Ht+Hw)提馏段干板压降：TJT(阀全开)=0.039同上液层压降：hi=0.029m降液管底缘压降：rFhv=°-153[uVh；=0.153X(0.006/(1.12X0.025))=0.007m则Hd=0.039+0.029+0.045+0.013+0.007=0.133m

HdVu（Ht+HW所以符合要求，不会发生液泛。精馏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阀孔数（N）173堰咼（hw）45mm开孔率（AO/AT11.20%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（T）5s安疋区（ws）60mm阀孔气速（UO6.36m/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）0.003m3/s塔气速（U）1.34m/s气体流量（Vs）1.40m3/s安全系数u/uf0.7液流气速（Uf）1.92m/s提馏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阀孔数（N）173堰咼（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（T）5s安疋区（ws）60mm阀孔气速（Uc）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）1.170m/s气体流量（Vs）1.40m3/s安全系数u/uf0.7液流气速（Uf）1.67m/s精馏塔的辅助设备一.塔顶冷凝器的计算本设计采用列管式换热器㈠换热器的选定冷凝量：W仁Vs=(R+1)D=2.8X1.31=3.67kg/s确定流体定性温度，物性数据冷凝温度T=80.3C苯的冷凝潜热丫=390kj/s比热Cp=1.97kj/k•kg根据动力学及水消耗考虑。选择水的进口温度 t仁20C出口温度t2=40C在平均温度下tm=(20+40)/2=30C时查水的物性数据p=995.7kg/m3比热Cp=4.174kj/k•kg粘度卩=0.801cp表面张力(T=71.2N/m2导热系数入=0.618w/m・k热负荷，水消耗量及传热推动力的计算被冷凝液体的热负荷：Q=wY=3.67x390=1431.3kw水消耗：W2=Q/(Cp(t2-t2))=17.1kg/s体积流量V2=17.1宁995.7=0.0172m3/s传热推动力：△讪丿"1"2)=49.6C,，T—t1'ln 1IT-t2丿4.流动空间，管径和管内流速的选择⑴由于流速对蒸汽冷凝给热系数的影响较小，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 U25x2.5mm无缝钢管。此管内径为d1=0.02m估计值与初选换热器经估计，苯蒸汽-水系统冷凝操作的值范围约为300~1000w/m2・k本设计选K估=800w/m2•k估计传热面积A估=Q/(K估厶tm)=1431.3-(800x49.6)=36.07m2初步选定换热器为FB-400-15-40-2串联[21]⑵换热器的校核初步选定2个壳程浮头式换热器FB-400-15-40-2 串联其规格如下：外壳直径：400mm公称压力：40kgf/cm2公称面积：2x15=30m2管的排列方法：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=0.09m21.总传热面积的计算

⑴管内水的给热系数为a1实际操作流速U1=V2/(n/4Xd2n)=0.0172-0.0226=0.76m/SRe仁dup/卩=0.02X0.76X995.7-0.801X10-3=18895Pr1二Cpa/入=5.41a1=0.023—Re0.8Pr0.4d=3682w/m2-k⑵壳程传热系数a2本设计的壳程为苯的冷凝，冷凝的传热系数较高。故可以忽略⑶污垢热阻[22]取管内水的热阻为Rs1=0.0006m2•C/w管外苯的热阻为Rs2=0.0002m2•C/w总传热系数K=——d2总传热系数K=——d2：1d1Rs1d2bd2d1kwdmRs2其中卫J,丄可忽略kwdma2故心互：1d1Rs1d2d1故心互：1d1Rs1d2d1Rs2=776w/m2•k⑷算传热面积Ao=Q/(K0Atm)=1431.3X103-(776X49.6)=37.2m2计算传热面积与估算的传热面积的偏差Ao-A估AoQ-70Ao-A估Ao100%=—―— 100%=3.04%37.2结果表明换热器的传热面积有3.04%的裕度，选型合适2.计算阻力损失

⑴管径阻力损失△p取&=0.15mmd=0.02m贝卩&/d=0.0075查图［23］得入=0.039=0.039x(2=0.039x(2X3)-0.02X995.7(0.76)2=3364.43N/m2△p2=3川=862.67N/m22p=(△p1+Ap2)Np-Ns=(3364.43+862.67)X2X1=8454.2N/m2未超过一个大气压，符合要求.⑵壳程阻力损失△Ps2Ps=XsD(NB1)理de2已知t=80.3C时苯的密度为p0=811kg/m3粘度0.30cp管子为正方形排列时的当量直径为4[2-0785d2】de二土 0=0.025m(t=1.25d。,d0=0.025m)兀d°0.19入s=1.72ReU0=Ls精SU0=Ls精S°10.20.5(1—1.25Re0=du0p/卩0=10137入s=1.72(10137)-0.19=0.300取折流板距B=0.2mNB=26[24]2△Ps=XsD(NB1)认de22=0.300 °527811°150.025 2=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.塔底再沸器的计算将塔釜质量为w的甲苯加热至沸点温度时所需热量Q二Wr=0.82x363=298kwr=363kj/kgA=Q/(KAtm)采用水蒸气间接加热在操作压力0.1mpa下，水的露点温度t=100°C所以△tm=T-Tw=1