Hd ＜υ（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） 塔板间距（HT) 堰长（lw) 堰高（hw） 塔截面积（AT） 边缘区（wc） 安定区（ws） 排列方式 流动方式 流体流量（Ls） 气体流量（Vs） 液流气速（Uf） 1.6m 0.45m 1.12m 45mm 2.01m2 40mm 60mm 顺排 单流型 0.003m3/s 1.40m3/s 1.92m/s 有效传质区（Aa） 阀孔直径（do） 阀孔数（N） 开孔率（AO/AT） 孔心距（t） 降液管液体停留时间(τ） 阀孔气速（Uo） 阀孔动能因子（Fo） 稳定系数（k） 塔气速(U) 安全系数u/uf 1.447m2 0.039m 173 11.20% 0.010m 5s 6.36m/s 10.5 1 1.34m/s 0.7 提馏段塔板设计结果汇总表[20]
塔经（D） 塔板间距（HT) 堰长（lw) 堰高（hw） 塔截面积（AT） 边缘区（wc） 安定区（ws） 排列方式 流动方式 流体流量（Ls） 气体流量（Vs） 液流气速（Uf） 1.6m 0.45m 1.12m 45mm 2.01m2 40mm 60mm 顺排 单流型 0.006m3/s 1.40m3/s 1.67m/s 有效传质区（Aa） 阀孔直径（do） 阀孔数（N） 开孔率（AO/AT） 孔心距（t） 降液管液体停留时间(τ） 阀孔气速（Uo） 阀孔动能因子（Fo） 稳定系数（k） 塔气速(U) 安全系数u/uf 1.447m2 0.039m 173 11.20% 0.010m 5s 6.36m/s 10.5 1 1.170m/s 0.7
五．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
1. 冷凝量：W1=Vs=（R+1）D=2.8×1.31=3.67kg/s 2. 确定流体定性温度，物性数据
冷凝温度T=80.3℃ 苯的冷凝潜热γ=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t1=20℃ 出口温度t2=40℃ 在平均温度下tm=（20+40）/2=30℃时查水的物性数据 ρ=995.7kg/m3 比热Cp=4.174kj/k·kg 粘度μ=0.801cp 表面张力σ=71.2N/m2 导热系数λ=0.618w/m·k 3. 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=w1γ=3.67×390=1431.3kw 水消耗：
W2=Q/(Cp(t2-t2))=17.1kg/s
体积流量V2=17.1÷995.7=0.0172m3/s 传热推动力：Δtm=
?T?t1???T?t2?=49.6℃
?T?t1?ln??T?t2??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υ25×2.5mm无
缝钢管。此管内径为d1=0.02m 5. 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=800 w/m2·k 估计传热面积A=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：2×15=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：0.0113×2=0.0226m2 壳程流通面积：0.045×2=0.09m2 1. 总传热面积的计算
估
=Q/（K
估
Δtm）=1431.3÷（800×49.6）
⑴管内水的给热系数为α1
实际操作流速U1=V2/（π/4×d2n）=0.0172÷0.0226=0.76m/S Re1=duρ/μ=0.02×0.76×995.7÷0.801×10-3=18895 Pr1=Cpμ/λ=5.41 α1=0.023Re0.8Pr0.4
d?=3682w/m2·k
⑵壳程传热系数α2
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=0.0006 m2·℃/w 管外苯的热阻为Rs2=0.0002 m2·℃/w
总传热系数K=
1
d2Rs1d2bd21???Rs2??1d1d1kw?dm?2其中
bd21，可忽略 kw?dm?2故K=
1=776w /m2·k
d2Rs1d2??Rs2?1d1d1⑷算传热面积
Ao= Q/（K0Δtm）=1431.3×103÷（776×49.6）=37.2m2 计算传热面积与估算的传热面积的偏差
Ao?A估37.2-36.07?100%??100%?3.04% Ao37.2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Δp
取ε=0.15mm d=0.02m 则ε/d=0.0075 查图[23]得λ=0.039
2l?u2995.7?（0.76）Δp1=λ=0.039×（2×3）÷0.02×=3364.43N/m2
d22Δp2=3
?u22=862.67 N/m2
Δp=（Δp1+Δp2）Np·Ns =（3364.43+862.67）×2×1 =8454.2N/m2
未超过一个大气压,符合要求. ⑵壳程阻力损失ΔPs
2D(NB?1)?u0ΔPs=λs
de2已知t=80.3℃时 苯的密度为ρ0=811kg/m3 粘度0.30cp
管子为正方形排列时的当量直径为
4t2?0.785d02=0.025m(t=1.25d0 , d0=0.025m) de??d0??λs?1.72Re?0.19 u0=
Ls精?s00.00310.2?0.（51-）1.25=0.15m/s
Re0= du0ρ/μ0 =10137