9.1.2对Q估算
以苯-甲苯的冷凝潜热为主计算Q?G1r?9.54?393.5?3753.99kw
9.1.3水的流量
G2?Q3753.99??214.9kg/s Cp?t4.18??45?30?9.1.4平均温差：
?80.92?30???80.92?45?80.92?30ln80.92?459.1.5传热面积参照表
?42.9℃
K?700w/m2?k
??Q3753.99?103A???12.5m2
k?tm700?42.9安全系数取1.2 ，换热面积A?1.2?12.5?150.0m
29.2再沸器
9.2.1
tw?110.14℃
加热蒸汽量：
G3?MVV425.86?87.34??10.33kg/s 36003600r?0.012?394?0.988?362?362.4kj/kg
对Q估算 Q??G3r?10.33?362.4?3743.59kw
9.2.2考虑5%热损失
Q?1.05?3743.59?3930.77kw
选0.3Mpa的饱和水蒸气加热，ts热?133.5℃
?tn?133.5?110.14?23.36℃
取传热系数K?1000w/m2?k 估算传热面积 A???Q3930.77?1000??16.83m2 K?tm1000?23.36168.3?210.3m2 0.8取安全系数0.8，实际传热面积A?10 各种管尺寸确定
10.1进料管
泵输进料，UF?2.0m/s
LF?F?MF?F4?LF?85.18?240.67?25.62m3/h?0.0071m3/s
800.2dF???F?4?0.0071?0.067m
??2.010.2出料管
釜残液的体积流量：
Ls?W?Mw?w?120.71?91.96?14.24m3/h?0.0039m3/s
779.84?0.0039?0.07m0
??1?w?1.0m/s dw?
10.3塔顶蒸汽管dp
?v?15m/s
dp?4Vs?3.3?4?0.53m
3.14?15??v10.4回流管dR
强制回流 ?R?2.0m/s
dR?4Ls??R?4?0.0087?0.53m
3.14?1.510.5再沸返塔蒸汽管 dv
?v?15m/s
dV?4Vs??3.09?4?0.51m
15?3.14??v11 塔高
总塔高度=塔顶空间+塔底空间+人孔+塔高 取塔顶空间HD?1.2m 塔底空间HB?1.2m 人孔数=2 取孔径为0.5m
H=(n-nF-np)HT+nFHF+H1+H2+nPHp+HD+HB
H:塔高 n：实际塔板数 nF:进料板数 nP :人孔数 HF：进料板间距
Hp：人孔板间距 HB：塔底空间高度 HD：塔顶空间高度 H1：封头高度 H2：裙座高度
H=(24-1-4)0.4+0.6+4?0.5+1.2+1.2+3+0.4=16.0m
设计结果一览表 项目
符号 单位 计算数据
精馏段 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 气相 液相 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受业盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 液相最大负荷 液相最小负荷 操作弹性 hL do t n uo hP τ Hd eV LS·max LS·min m mm mm 个 m2 m/s m s m kg液/kg气 m3/s m3/s 0.06 5.0 15.0 19353 0.318 8.66 0.062 10.81 1.10 0.010 雾沫夹带控制 漏液控制 0.00123 0.02352 19.12 Pm tm VS LS N HT Z D u lw hw Wd ho kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s m m m m 107.32 86.58 3.30 0.0087 13 0.40 4.0 2.4 0.73 单流型 弓形 1.44 0.038 0.02976 0.024 提留段 111.19 101.19 3.09 0.0171 13 0.40 3.2 2.4 0.68 单流型 弓形 1.92 0.031 0.5136 0.023 0.06 5.0 15.0 19353 0.318 8.66 0.063 15.34 0.099 0.019 雾沫夹带控制 漏液控制 0.00164 0.0656 40 12.设计体会
本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的塔板式连
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