化工原理课程设计(doc 31页)debp.docx

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1、课程设计计（论文文）题 目名名称 苯苯-甲苯苯冷凝器器工艺设设计 课 程 名 称称 化工工原理学生姓名名 罗伟伟 学号0774099200027系 、专专 业业 生化化系20007级化化学工程程与工艺艺 指导教师师 胡建明明20099年1月7日目录一、课程程设计任任务书 3二、概述述 55三、设计计依据 8四、工艺艺设计计计算8五、物料料横算 82.1 精馏塔塔物料横横算 82.2 预热期期物料横横算 92.3 冷凝器器物料横横算 102.4 再沸器器物料横横算111六、热量量横算 1223.1 预热器器热量横横算 1223.2 冷凝器器热量横横算 1333.3 再沸器器热量横横算 155七、

2、设备备设计与与选型 177八、设备备设计 1771、精馏馏塔理论论塔板数数 1172、确定定实际塔塔板数NN，确定定实际加加料位置置x173、流体体流径选选择 1184、冷凝凝器热负负荷 1185、流体体两端温温度的确确定 1186、总传传热系数数 1997、换热热面积 1198、初选选管程及及单管长长度 1199、筒体体直径计计算 11910、数数据核算算200九、设备备选型244十、总结结229十一、参参考文献献300十二、致致谢 31十三、附附工程图图纸 33206级化化学工程程专业化化工原理理课程程设计任任务书设计课题题：苯-甲苯精精馏装置置进料冷冷凝器设设计一、设计计条件1、年产产苯

3、：2200000吨 2、产品品苯组成成：C66H699% (质质量分数数，下同同) 、CC6H5 -CCH31%3、原料料液为常常温液体体；原料料组成：C6H6 440% , C6H5 -CCH3 660%4、分离离要求：塔釜苯苯含量1%二、设计计内容1、 物料衡算算（精馏馏塔、预预热器、冷冷凝器、再再沸器）2、 热量衡算算（预热热器、冷冷凝器、再再沸器）3、 精馏塔理理论塔板板数4、 冷凝器热热负荷计计算5、 冷凝器换换热面积积计算6、 冷凝器结结构、材材质选择择7、 冷凝器结结构尺寸寸、工艺艺尺寸的的设计计计算等8、 冷凝器总总传热系系数的校校核9、冷凝凝器装配配图的绘绘制三、设计计要求1

4、、设计计方案简简介 对给定或或选定的的工艺流流程、主主要设备备的型式式进行简简要的论论述。 2、工艺艺设计选定工艺艺参数，对对单个设设备作出出衡算示示意图，进进行物料料衡算、热热量衡算算，以表表格形式式表达衡衡算结果果，其中中的数据据（非给给定数据据）及计计算公式式（经验验公式）必必须交待待来源（即即何种参参考书目目，并在在参考文文献中列列出）。3、设备备计算选择设备备的结构构形式，并并说明理理由。进进行设备备的结构构尺寸和和工艺尺尺寸的设设计计算算。4、辅助助设备选选型典型辅助助设备的的主要工工艺尺寸寸的计算算，设备备规格型型号的选选定。5、设计计说明书书的编写写要求严格格按照邵邵阳学院院毕

5、业设设计（论论文）格格式进行行编写。设设计说明明书应按按顺序包包括以下下内容：(1)设设计说明明书封面面；(22)设计计任务书书； (3)目目录； (4)概述（设计方案简介）； (5)工艺计算（物料衡算、热量衡算）； (6)设备设计（主要设备设计、辅助设备设计或选型）； (7)设计总结、评述； (8) 参考资料； (9)致谢；（10）附工程图纸。6、绘制制主要设设备的装装配图 用AA1图纸绘绘制预热热器装配配图（图图面应包包括设备备主视图图、俯（左左）视图图局部视视图等，并并配备明明细表、管管口表、技技术性能能表、技技术要求求等），要要求采用用CADD制图。指导老师师： 胡建明明 二O OO九

6、年十十二月十十四日 概 述述课程设计计是综合合应用本本门课程程和有关关先修课课程所学学知识，完完成以单单元操作作为主的的一次设设计实践践，是培培养我们们实际动动手能力力的一个个重要环环节，是是从学生生走向工工程师必必然程序序。通过过课程设设计能使使我们掌掌握工程程设计的的基本程程序和方方法，并并在查阅阅技术资资料，选选用公式式和数据据，用简简洁的文文字、图图表表达达设计结结果及制制图等能能力方面面得到一一次基本本训练。在在设计过过程中我我们更应应该注重重树立正正确的设设计思想想和实事事求是、严严肃认真真的工作作作风。为为我们将将来更快快的融入入社会，更更好的适适应新的的工作提提供有力力的保障障

7、。本次课程程设计仅仅对苯甲苯混混合液体体的精馏馏装置进进行设计计，设计计苯年产产量为2200000吨。根根据生产产要求设设计苯甲苯精精馏装置置，蒸馏馏是化工工生产中中分离均均相液体体混合物物的典型型单元操操作，其其历史悠悠久，应应用广泛泛。蒸馏馏的基本本原理是是将液体体混合物物部分汽汽化、全全部冷凝凝，利用用其中各各个组分分挥发度度不同而而将其分分离。其其本质是是液、气气相间的的质量传传递和热热量传递递。为使使分离彻彻底，以以获得较较纯的产产品，工工业生产产中常采采用多次次部分汽汽化、多多次全部部冷凝的的方法精馏馏。精馏过程程通常是是在塔设设备内完完成的。预热器、冷冷凝器、再再沸器是是精馏过过

8、程必不不可少的的设备。他他们承担担着将物物料预热热、气化化、冷凝凝等重要要任务。而而固定管管板式换换热器更更是因其其具有工工艺简单单、造价价低廉、工工艺设计计成熟、热热效率较较高等优优点而得得到广泛泛的应用用，尤其其在很多多大工业业生产中中。预热器是是一种广广泛使用用的工艺艺设备，是是化工行行业中主主要的工工艺设备备之一。根根据换热热条件，采采用水蒸蒸气作为为加热介介质，选选用列管管式换热热器。用用饱和水水蒸汽对对冷流体体加热属属于一侧侧为恒温温流体的的传热。由由于传热热温差为为51.4，温差差较大所所以需在在壳体上上设置膨膨胀节。由由于物料料需要拆拆卸清洗洗，故要要采用浮浮头式换换热器。浮浮

9、头式换换热器适适用于壳壳体与管管束间壁壁温差较较大或壳壳程介质质易结垢垢的场合合。由于于介质为为苯和水水蒸气，所所以苯走走管程，水水蒸气走走壳程。冷凝器同同样是一一种广泛泛使用的的精馏工工艺设备备,在炼油油,化工行行业中是是主要的的工艺设设备之一一。根据据换热条条件,采用水水作为冷冷却介质质,选用列列管式换换热器.用自来来水对热热流体冷冷却属于于一侧为为恒温流流体的传传热。由由于传热热温差小小于500，不设设置膨胀胀节。由由于介质质为苯蒸蒸气和水水，所以以水走壳壳程，苯苯走管程程。工业再沸沸器主要要有容积积式与虹虹吸式两两种，本本次设计计选用容容积式再再沸器，用用水蒸气气作为加加热介质质，物料

10、料走管程程，蒸气气走壳程程。原料液为为含苯440%（质质量分数数，下同同）、甲甲苯600%的混混合溶液液，温度度为200。分离要要求为塔塔釜苯含量不不大于11%，塔顶顶产品含含苯999%、甲苯苯1%。年产产量2000000（吨）。苯：分子子式C66H6，分子子量788.111，相对对密度00.87794gg/cmm3(200)。熔点5.51，沸点点80.1，燃燃点为5562.22，在常常温常压压下是无无色透明明的液体体，并具具强烈的的特殊芳芳香气味味，有毒毒。苯遇遇热、明明火易燃燃烧、爆爆炸，苯苯蒸气与与空气混混合物的的爆炸限限是1.488.0%。常态态下，苯苯的蒸气气密度为为2.777，蒸蒸

11、气压113.333kPPa(226.11 )。苯是是常用的的有机溶溶剂，不不溶于水水，能与与乙醇、氯氯仿、乙乙醚、二二硫化碳碳、四氯氯化碳、冰冰醋酸、丙丙酮、油油等混溶溶，因此此常用作作合成化化学制品品和制药药的中间间体及溶溶剂。苯苯能与氧氧化剂发发生剧烈烈反应，如如五氟化化溴、氯氯气、三三氧化铬铬、高氯氯酸、硝硝酰、氧氧气、臭臭氧、过过氯酸盐盐、(三三氯化铝铝+过氯氯酸氟)、(硫硫酸+高高锰酸盐盐)、过过氧化钾钾、(高高氯酸铝铝+乙酸酸)、过过氧化钠钠等。.苯是染染料、塑塑料、合合成橡胶胶、合成成树脂、合合成纤维维、合成成药物和和农药等等的重要要原料，也也是涂料料、橡胶胶、胶水水等的溶溶剂，

12、也也可以作作为燃料料。甲苯：分分子式CCH3（C6H5），分子子量922.144，相对对密度00.8666g/cm33(200)。熔点-95，沸点点1100.8。在常温温下呈液液体状，无无色、易易燃。不不溶于水水，溶于于乙醇、乙乙醚和丙丙酮。甲甲苯容易易发生氯氯化，生生成苯氯甲烷烷或苯三三氯甲烷烷，它们们都是工工业上很很好的溶溶剂；它它还容易易硝化，生生成对硝硝基甲苯苯或邻硝硝基甲苯苯，它们们都是染染料的原原料；它它还容易易磺化，生生成邻甲甲苯磺酸酸或对甲甲苯磺酸酸，它们们是做染染料或制制糖精的的原料。甲甲苯的蒸蒸汽与空空气混合合形成爆爆炸性物物质，因因此它可可以制造造梯思梯梯炸药。分离苯与与

13、甲苯的的生产工工艺：精精馏法，膜膜分离法法，萃取取法。本次设计计采用浮浮阀精馏馏塔。其其优点为为：1生产产能力大大，由于于塔板上上浮阀安安排比较较紧凑，其其开孔面面积大于于泡罩塔塔板，生生产能力力比泡罩罩塔板大大 200%440%，与与筛板塔塔接近。 2操操作弹性性大，由由于阀片片可以自自由升降降以适应应气量的的变化，因因此维持持正常操操作而允允许的负负荷波动动范围比比筛板塔塔，泡罩罩塔都大大。 33塔板板效率高高，由于于上升气气体从水水平方向向吹入液液层，故故气液接接触时间间较长，而而雾沫夹夹带量小小，塔板板效率高高。 4塔的造造价较低低，浮阀阀塔的造造价是同同等生产产能力的的泡罩塔塔的 5

14、50%80%，但是是比筛板板塔高 20%300%。5塔的的造价较较低，浮浮阀塔的的造价是是同等生生产能力力的泡罩罩塔的 50%800%，但但是比筛筛板塔高高 200%330%。设计依据据1.1苯苯甲苯精精馏装置置进料冷冷凝器设设计任务务书1.2产产品苯组组成：CC6H699% (质质量分数数，下同同) 、CC6H5 -CCH31%1.3原原料液为为常温液液体；原原料组成成：C6H6 440% , C6H5 -CCH3 660%1.4分分离要求求：塔釜釜苯含量量1%工艺设计计计算第一部分分 物物料衡算算2.1 精馏塔塔物料衡衡算2.1.1根据据工业生生产特点点，取年年平均工工作日为为3000天，

15、则则平均苯苯产量为为：GD= 27777.78kkg/hh（本次次设计以以小时产产量为计计算基准准）2.1.2精馏馏塔物料料衡算示示意图： 2.1.3已知知各组分分质量分分数:组分塔釜进料出料C6H661%40%99%C6H55CH399%60%1%由于C66H6分子量量为788，C66H5CH3分子量量为，则则：塔顶出料料组成 xD=0.99115 塔进料料组成 xxF=0.44002塔底出料料组成 xW=0.01118故各组分分的摩尔尔分数为为：组分塔顶进料塔釜C6H660.999150.444020.01118C6H55CH30.000850.555980.98882产品的平平均相对对分

16、子质质量=00.9991578+（10.999155）922 = 78.12故 DD= 335.556 kkmoll/h2.1.4用摩摩尔分率率计算进进料量及及塔顶采采出量 ：F = D + W FxFF = DxDD + WxWW 代代入数据据易解得得： FF = 81.32kkmoll/h W = 455.766kmool/hh2.1.5精馏馏塔物料料衡算表表表2-11精馏塔塔物的料料衡算表表进料F出料塔顶采出出D塔底采出出W组分kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%苯35.77827922.0334035.22627500990.544

17、42.0021甲苯45.55441888.055600.327.778145.22241600.28899总量81.33269800.08810035.55627777.78810045.77642022.3100= 669800.088 kgg/h2.2 预热器器物料衡衡算2.2.1预热热器是工工作在精精馏塔与与贮槽或或者精馏馏塔与精精馏原料料的的提提供工序序。根据据精馏的的特点，可可对其进进行相应应的物料料衡算：物料衡算算示意图图： 进料=出出料 2.2.2热器器物料横横算表：表2-22 预热热器物料料横算表表组分进料出料kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%苯35.

18、77827922.0334035.77827922.03340甲苯45.55441888.0556045.55441888.05560总量81.33269800.08810081.33269800.0881002.3 冷凝器器物料衡衡算2.3.1 物物料横算算示意图图：2.3.2 最最小回流流比的确确定由化工工原理下下册中例例1-11附表33的苯-甲苯气气液平衡衡数据：t/80.118590951001051102.5442.5112.4662.4112.377X1.00000.78800.58810.41120.25580.13300y1.00000.89970.77730.63330.46

19、610.26690由CADD作图(右图所所示)： 可读出YY轴截距距为：00.39943故则 Rmmin=1.551 取R = 11.5 Rmiin，故R=22.277 取R=2.332.3.3 物物料横算算 V = (RR+1)D = 355.566(2.3+11) = 1117.335 kkmoll/h LL = RD = 22.335.56 = 811.799kmool/hh2.3.4 冷冷凝器物物料衡算算表表2-33冷凝器器物料衡衡算表进料V出料DL组分kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%苯116.3590755.7119935.2

20、26275009981.00963255.54499甲苯1.091.66710.327.77810.763.8891总量117.3591677.38810035.55627777.78810081.77963899.433100= 991677.388 kgg/h2.4 再沸器器的物料料衡算2.4.1 物物料衡算算示意图图：2.4.2 物物料横算算：V=V=1117.335 kkmoll/hL=V+W=1117.35+45.76=1633.111 kmmol根据实际际回流比比作出平平衡级数数图：平平衡级数数图再沸器为为第一层层塔板，从从图中读得第第一层塔塔板的=0.001255=+WxxW16

21、3.11=1177.3550.01225+445.77600.01118=0.0012332.4.3 再再沸器物物料横算算表表2.44.4再再沸器的的物料衡衡算表组分/(kmmol/h)W/(kkmoll/h)/(kmmol/h)xW苯2.0110.544116.350.011230.011180.01125甲苯161.145.2221.00.988770.988820.98875总量163.1145.776117.35111第二部分分 热热量衡算算在Exccel上上试差得得各位置置温度为为：位置进料塔顶塔釜温度94.11380.5578.3313.1 预热器器的热量量衡算3.1.1 已已知条

22、件件：本工工艺采用用0.11Mpa（绝压压）饱和和水蒸汽汽加热，物物料进料料温度220，出料料温度为为精馏塔塔的泡点点温度。3.1.2 变变化过程程：物料料从200升温到到泡点温温度，加加热蒸汽汽从饱和和蒸汽变变为饱和和水。3.1.3 预预热器物物料组成成表预热器物物料横算算表组分进料出料kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%苯35.77827922.0334035.77827922.03340甲苯45.55441888.0556045.55441888.05560总量81.33269800.08810081.33269800.0881003.1.4 进进、出料料状态：

23、进口口状态：20，液态态 出口口状态：94.13液态3.1.5 各各组分热热力学参参数见下下表：根据已知知条件查查阅化化工原理理附表表十11、附附表十一一1表3-22 预热热器物料料参数组分CP(kkJ/kkg)汽化热（kkJ/kkg）苯1.844甲苯1.844水蒸气22588（1000）3.1.6 物物料升温温所吸收收的热量量Q吸= (m11Cp1+ mm2Cp2)t = (227566.0331.884+442244.0551.884)(944.133-200) = 95520777.333kJJ/h假定热损损失Q损损=3%Q放；由热热平衡：0.997Q放放=Q吸得Q放=QQ吸/0.97=

24、98115233.022kJ/h3.1.7 加加热介质质消耗量量假设加热热蒸汽量量为m，则则：kg/hh 3.2、 冷凝器器的热量量衡算20水水80.55 苯90075.71kkg/hh 苯990755.711kg/h 80.5 甲苯991.667kgg/h 甲苯991.776kgg/h 40水水图2.22 . 全凝器器热量衡衡算图3.2.1用CCAD作作出笨-甲苯苯泡点、露露点图从图中读读出露点点温度为为80.5。3.2.2 进进料状况况及冷却却介质：物料进料料为气体体，在露露点温度度下冷凝凝为液体体，温度度为800.5，冷却却介质为为冷却进口温度度20，选定定出口温温度400。3.2.3冷

25、冷凝器物物料衡算算表进料V出料DL组分kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%kmoll/hkg/hhwt%苯116.3590755.7119935.226275009981.00963255.54499甲苯1.091.66710.327.77810.763.8891总量117.3591677.38810035.55627777.78810081.77963899.433100= 991677.388 kgg/h3.2.4各组组分热力力学参数数见下表表：查化学学化工物物性数据据手册得得：汽化化潜热（kkJ/kkg）组分80100120苯394.1379.3363.2甲苯37

26、9.4367.1354.2由内差法法得：rr苯=3393.73 kJ/kg ， r甲甲苯=3379.09 kJ/kg3.2.5计算算放热量量Q放=990755.7113933.733+977.6773799.099=366103326.27kkJ/hh3.2.6 冷冷却介质质量冷凝水的的平均温温度：TTm=330查化工工原理附附录六（水水的物理理性质）：30时，CCp=44.177kJ/(kgg*)取Q吸=3%QQ，则QQ吸=997%QQ放=00.977361103226.227=3350220166.488 kJJ/h由Q吸=Cp水mt得：冷却介质质量=419950.37 kg/h冷凝器热热

27、负荷为为：q=10002.87kkJ/ss3.3 再沸器器的热量量衡算110.37苯1.00Kmool/hh110.0488 苯2.01KKmoll/h 甲甲苯1116.335Kmmol/h1110.007 甲苯1161.10KKmoll/h 苯0.54Kmmol/h 甲苯455.222Kmool/hh 120KKPa 1220饱饱和水蒸蒸汽图2.33 再沸沸器热量量衡算图图由于进出出口的温温度相差差较小,塔釜产产品的显显热变化化可以忽忽略.取进出口口平均温温度下的的潜热 t=1100.2009由化工工设计手手册下下册图119-1122得得:苯的潜热热 甲苯的潜潜热 假定热损损失=再沸器用用0

28、.33Mpaa，1333.33饱和和水蒸汽汽加热。设备设计计与选型型第一部分分 设设备设计计1、精馏馏塔理论论塔板数数1.1精精馏段操操作线方方程精馏段操操作线：代入数据据得：yy=0.69446x+0.3302881.2 q线方方程物系为泡泡点进料料，其热热状态参参数q=11.3提提馏段操操作线方方程提馏段操操作线：代入数据据得：yy=1.42880x-0.00012242、求取取理论板板数NTT，确定定实际塔塔板数NN，确定定实际加加料位置置 x2.1 用作作图法计计算理论论塔数NNT由图1.4得理理论塔板板数(包括再沸沸器),第100块为进进料板.2.2 求塔板板效率根据化化工原理理下册

29、册公式3335塔顶与与塔底平平均温度度下的相相对挥发发度塔顶与与塔底的的平均液液相黏度度,mPPas.塔顶与塔塔底平均均温度根据苯与与甲苯的的饱和蒸蒸汽压公公式可以以计算出出平均温温度下的的苯与甲甲苯的饱饱和蒸汽汽压苯: ; 甲甲苯:苯与甲苯苯可以看看作理想想溶液 由化工工工艺设设计手册册下册册查得塔塔顶温度度下苯与与甲苯的的液相黏黏度苯:0.30664mPPas; 甲甲苯:00.30069mmPas塔顶的11=由化工工工艺设设计手册册下册册查得塔塔底温度度下苯与与甲苯的的液相黏黏度苯:0.23338m Pas; 甲甲苯: 0.224499m PPas塔底的22=平均黏度度: 考虑到精精馏塔型

30、型式及结结构比较较高效,所以适适当提高高塔板效效率2.3 塔内实实际塔板板数N 圆整后后取288块（不不包括再再沸器）2.4 实际加加料位置置x ，圆整整后取115块。 3、流体体流径的的选择根据流体体流径的的选择规规则以得得出结论论：冷凝凝水走管管间，物物料走管管内。4、冷凝凝器的热热负荷qq kJ/sQ 管程流流体吸收收的热量量5、流体体两端温温度的确确定 物料进进口、出出口温度度为泡点点温度880.55冷却介质质进口温温度200,出口口温度440 传传热温度度差（按按逆流方方式计算算）：6、总传传热系数数按照资料料初选传传热系数数K=5520WW/m227、换热热面积SS8、初选选管程数

31、数及单管管长度8.1 确定管管程流速速： 根据据资料管管程流体体速度取取u=115m/s8.2 流通截截面积AA 苯、甲甲苯的密密度分别别为苯=2.6687kkg/mm3、甲苯苯=3.1169 kg/m3 由由表2-1精馏馏塔物的的料衡算算表知mmS甲苯苯=911.766kg/h、mmS苯=990755.711kg/h 则m3/h=0.0063mm28.3 单程换换热管数数n及管管长L 选定换换热管规规格为252.55mm 则换热热管数=2000.6根根 取整得得n=2201根根 单根管管长=22.7mm 取单管管长度LL=3mm9、筒体体直径计计算9.1 管中心心距：tt =11.255do

32、=1.2525=31.25mmm；取取t =32mmm 最最外列管管中心距距筒壁bb=2ddo=225=50mmm9.2 中心线线上布管管数：本本设计采采用正三三角形排排列，则则=15.6；取取整ncc=1669.3 筒体直直径：DDN= t (nc-1)+2bb=0.0322(166-1)+40.0025=0.558m 圆圆整至规规格尺寸寸D=00.6mm=6000mmm10、数数据核算算10.11按照算算出数据据在CAAD中作作图：得实际管管数n=2177根10.22 实际际换热面面积及流流通面积积S=nndoL =22173.1140.00253 =551.11m2A= ndi2/4=2

33、1773.1140.0022/4=0.0068mm2 管管程实际际流速=1.339m/s 则则10.33 当量量直径为为：mm壳程流通通面积：m2由附表六六1查得：30下的冷冷却水的的密度水=9955.7kkg/mm3壳程流速速：m/s因0.55 m/ss0.66 m/ss2.44 m/ss，故符符合要求求。10.44 流体体流动阻阻力（压压强降）的的计算10.44.1 管程流流体阻力力：摩擦擦阻力计计算 式式中：PP1每程程直管的的压降，P2局部阻阻力（包包括回弯弯；进、出出口等）， NSS壳程程数 NPP为一一壳程的的管程数数 Fii 结垢校校正因数数，无因因次。252.55mm的的管子取

34、取Fi=1.4， 11922 mmm的管子子取Fii=1.5 查附附表四1得得管程流流体物理理特性： 苯、甲甲苯密度度分别为为苯=2.6687kkg/mm3、甲苯苯=3.1169kkg/mm3粘度分别别为苯=0.30667mPPas、甲苯=00.30098mmPas 故 kg/m3=0.99115苯 +00.00085甲苯 =00.999150.330677+0.008850.330988=0.30667 mmPas 根据资资料表11-21选选管壁粗粗糙度=0.15 则 由图11-255查得：摩擦系系数=0.0355 Pa 所所以Paa10.44.2 壳程阻阻力损失失 式式中：；uo按壳程程流

35、通截截面计算算所得的的壳程流流速NB折流挡挡板数目目,de壳程程的当量量直径 查附附录九1得得：30下下的水蒸蒸气的密密度=9955.7kkg/mm3黏度=0.80007 mmPas 则：Pa=335.778kPPa10.55 总传传热系数数的核算算10.55.1管管程传热热系数查定性温温度tmm=(TTs+TTw)/2=(80.54+30)/2=55.25下苯、甲苯苯的物理理特性参参数:由附录十十七11查得得：苯、甲甲苯的密密度分别别是苯=8411.522 kgg/m3甲苯=8333.799kg/m3由附录十十五11查得得：液态态苯、甲甲苯的粘粘度分别别是苯=0.40557mPPas、苯甲=

36、0.339344mPaas 由由附录十十一11查得得：液态态苯、甲甲苯的导导热系数数分别是是苯=1333.399mW/m甲苯=1299.999mW/m 由由附录十十一11查得得：苯、甲甲苯的汽汽化潜热热分别是是H苯=4110.662KJ/kkgH甲苯苯=3993.664KJ/kkg则：则：L=0.9991558411.522+0.0008558333.799=8411.455 kgg/m3V= kg/m3L=00.999150.440566+0.0008550.339333=0.40556PasL=00.999151333.388+0.0008550.1299.988=1333.336mWW/

37、mHv=0.9991554100.6+0.0008553933.6=4100.488kJ/kgt=TTs-TTw=880.55-300=500.5管内冷凝凝传热膜膜系数求求算: 水水平管： = =11117.444510.55.2壳壳程传热热系数30下下冷却水水的物理理特性参参数 查附表表六11知：导热系系数=611.76610-22W/mm 密密度=9955.7kkg/mm3、黏度度=0.80007 mmPas 普普朗特数数Pr=5.442则 = =38338.779 查附表表二十二二1知：管管外污垢垢热阻RRso=11.7119710-44m2K/WW管内污垢垢热阻RRsi=0.8599810-44m2K/WW 查资资料P5122附录55 不锈锈钢导热热系数=166.933 W/m2 = = 115.661110-44 则：WW/m22 故换热热设计符符合要求求。