年产30000吨氯乙烯车间精馏工段设计(7)

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④ 初选换热器型号

查《化工原理》教材P340附录十九，选择固定管板式换热器的型号为 JB/T 4175-92换热器的参数如下:

表4-1 冷凝器参数表

公称直径/mm 公称压力/MPa 管程数

219 1.6 1

管子根数 管长/mm

25 1500 0.0079

管道流通面积/m2

中心排管数 列管尺寸/mm

5

管子排列方法

三角形排列

?25?2.5

实际换热面积So?n?do(L?0.1)?25?0.025?3.14?(1.5?0.1)?2.75m2 采用此换热面积的换热器，要求通过的总传热系数为：

QT24.34?103Ko???412.06W/(m2℃)

So?tm2.75?21.5（2）核算压力降

① 管程压力降

??pi???p1??p2?FtNsNp Ft=1.4 Ns=1 Np=2 管程流速： ui? Rei?qm，c0.58??0.0737m/s ?cAi999.7?0.0079di?i?c??0.02?0.0737?999.7?1.1?104?104?湍流?

0.0013e?0.005，而Re?1.1?104，查摩擦系数图d2取换热管壁粗糙度为0.1mm，则知??0.037

l?cui21.5999.7?0.0737?0.037???7.544pa ?p1??d20.022??c?i2?999.7?0.07372 ?p2?3??8.156pa ??3?2?2? - 22 -

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??pi????7.544?8.156??1.4?2??pa?43.96pa?20Kpa ② 壳程压力降

??p0???p1'??p2'?FtNs Ft?1.15 ，Ns?1 ?p?Ff0nc(NB?1)'1?h?022

管子为正三角形排列，F?0.5 nc?1.1n?1.125?5.5，取nc?6。 取折流挡板间距Z?0.15m

1 D?Z?D 5 NB?L1.5?1??1?9 Z0.1520.15?0.219?6?0.025?0.01035m? 壳程流通面积：A0?Z?D?ncd0??? ???? 壳程流速：u0? Re0?qmh4208.8??0.1239m/s ?hA03600?911.4?0.01035d0u0?h?h?0.025?0.1239?911.4?2.11?104?500

0.000134?0.228 故f0?5.0Re?0.228?5.0??2.11?104? 所以：

?p?Ff0nc(NB?1)'1?0.5166

?h?022?

911.4?0.123920.5?0.5166?6??9?1???108.48pa22Z??hu022?0.15?911.4?0.12392???9??3.5??134.2pa ?p2?NB?3.5????D?20.219?2??' ??p0?(151.87?193.84)?1.15?1?279.08pa?20Kpa 计算结果表明，管程和壳程的压力降均满足设计条件。 （3）核算总传热系数

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① 管程对流传热系数?i求取：

Re?1.1?104

Pri?cpc?c?c4.191?103?0.0013??9.48

0.575)(Rei)0.8Pri0.4?i?0.023(　　?0.023?cdi0.575(1.1?104)0.8(9.48)0.4 0.02　　?2781W/(m2?℃)② 壳程对流传热系数?o：

dei'?4(32?23?t?do)4(?0.0322??0.0252)2424??0.02m ?do0.025??do) t0.025)?0.00718m2 0.032Ao?ZD(1?Ao?0.15?0.219?(1?uo?qm,h?hAo?4208.8?0.178m/s

3600?911.4?0.00718de'u0?cp?130.14????o?0.36(')()0.55()???de????w??

0.2040.02?0.178?911.40.551.913?1000?0.0001341?0.36?()?()?()3?0.95 0.020.0001340.204２?898.8Ｗ/(ｍ?℃)查得管内外污垢热阻分别取为：

Rsi?2?10?4(m2℃)/W，Rso?1.72?10?4(m2℃)/W 管壁热阻可忽略时，总传热系数K为：

K?1dd?Rso?Rsio?o?odi?idi1

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K?110.0250.025?0.000172?0.0002?? 898.80.022781?0.02?504.02W/(m2℃)504.02=1.22 412.06K计/K选=故所选的冷凝器是合适的。

设计结果选择固定管式冷凝器，型号JB/T 4715-92。 4.2 精馏塔工艺设计及选型 4.2.1 操作条件的确定

本次设计的一部分是设计粗氯乙烯低沸精馏塔，塔型选用筛板塔，进料为两组分进料连续型精馏。所以根据物料衡算得摩尔分率：

进料： XF?0.04996

塔顶： XD?0.9996 塔底： XW?0.0004

该设计根据热量计算部分实际回流比R=2.7（R=1.5Rmin），及以下操作条件：

塔顶温度：28℃； 塔底温度：39℃； 进料温度：24.7℃； 塔板效率：ET=0.5 4.2.2 塔板数的确定

由于进料中乙炔的摩尔分率很小，无法用常规的作图法求解塔板数。所以这里采用假设全回流计算理论最少塔板数Nmin，下面应用芬斯克方程式[12]有：

??xD??1-xw??lg??????1-xDxw????? Nmin?1??

lgam - 25 -

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计算得全塔平均相对挥发度am=12.16，查得精馏段相对挥发度为11.64， 所以全塔的最少理论板层数：

??0.9996??1?0.0004??lg???????1?0.9996??0.0004??? Nmin??1

lg12.16 =5.3

??xD??1?xF??lg???????1?xD??xF???精馏段最少理论板层数： N1??1

lga??0.9996??1?0.04996??lg?????1?0.9996??0.04996??????1 ?lg11.64?3.4 由：

R?Rmin2.7?1.79?=0.24 R?12.7?1N?Nmin=0.45 N?2对应吉利兰图查得[13]： 所以对全塔：

N?NminN?5.3?0.45 =

N?2N?2解得全塔理论板数： N= 11.3 对精馏段：

N2?3.4?0.45

N2?2解得精馏段理论塔板数： N2=7.8 所以提馏段理论塔板数： N3=3.5 所以得到实际板层数：

精馏段：N精=7.8/0.5=15.6?16 提馏段：N提=3.7/0.5=7.4?8 全塔实际板层数： N总=24 实际进料板： NT=16 4.2.3 基础数据整理

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