【正文】 m,此時(shí)兩段的實(shí)際空塔速度為： 精餾段 224 4 2 . 2 4 0 . 7 1 3 /3 . 1 4 2sVu m sD? ?? ? ?? 提餾段 39。 ④ 降液管底隙高度 0h ：0 039。 2 . 9 3VFu m s?? ? ? 每層塔板上的浮閥數(shù) 2200 386( ) sVNdu??? ? ?? 取邊緣區(qū)寬度 ? 泡沫區(qū)寬度 ? 1 0 . 0 7 0 . 9 32 CDR W m? ? ? ? ? 2( ) ( 0 . 3 1 6 0 . 0 9 ) 0 . 5 9 422dsDx W W m? ? ? ? ? ? ? 鼓泡區(qū)面積 2 2 2 22 [ a r c s in ] 2 . 0 5180a xA x R x R mR?? ? ? ? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。 按 75 , 39。 5 . 9 6 /3 . 1 4 0 . 0 3 9 3 4 0Vsu m sdN? ?? ? ??? 0039。 塔板開(kāi)孔率039。 因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? 1 33 3 63pch h h m? ? ? ? ? 單板壓降 0 .0 6 3 8 1 4 .4 5 9 .8 1 5 0 3 .4 0 .7p p LP h g P a KP a?? ? ? ? ? ? ?(設(shè)計(jì)允許值 ) （ 2） 提 餾段 1） 干板阻力 臨界孔速 111 . 8 2 5 1 . 8 2 5007 3 . 1 7 3 . 1( ) ( ) 5 .8 3 5 . 9 6 /2 .9 3c Vu u m s?? ? ? ? ? 因00cuu?， 故應(yīng)在浮閥全開(kāi)狀態(tài)計(jì)算干板阻力 ,即 2 2039。 36 3 66phm? ? ? 單板壓降 39。 0 . 0 1 30 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 5 2 81 . 4 0 . 0 5sdWLlh? ? ?? ③ 板上液層高度 前已選定板上液層高度為： ? 則 精餾段 0. 06 3 0. 06 0 0. 00 30 4 0. 12 6d p L dH h h h m? ? ? ? ? ? ? 提餾段 0. 06 6 0. 06 0 0. 00 52 8 0. 13 1d p L dH h h h m? ? ? ? ? ? ? 取 ?? ( ) ( 6 40) o wH h m? ? ? ? ? ? 可見(jiàn) ()d T owH H h???， 精餾段、提餾段 均 符合防止淹塔的要求。 按泛點(diǎn)率 =80%計(jì)算如下： 精餾段 2. 69 8814 .45 1 8 ssVL ? ? ??????泛 點(diǎn) 率 整理得 76 0 11ssVL?? 9ssVL??或 提餾段 39。 93ssVL?? 9ssVL??或 （ 2）液泛線 液泛線 反映當(dāng)降液管中的清夜層高度恰好等于 ()TwHh??（即發(fā)生液泛）時(shí)氣液兩相流量間的函數(shù)關(guān)系： ? ?2 322 2004()36002. 84( 1 ) ( 1 ) ( ) 5. 34 0. 15 3 ( )10 00 2SS V Sw T wW L WVLL Ndh E H hl g h l? ???? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?將設(shè)計(jì)結(jié)果代入，并將上式整理成為： 2 322S S SaV b cL dL? ? ?的形式。 （ 2）塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。( )B VW LWQ V I I??[4] 因?yàn)楦珰堃簬缀鯙榧兗妆?，故其焓可按純甲苯進(jìn)行計(jì)算，即 39。 取管內(nèi)流速為 /Ru m s? ,則回流管直徑 0 . 5 0 . 54 4 0 . 0 0 5 3( ) ( ) 0 . 0 5 83 . 1 4 2 . 0sRRLd m mu?? ?? ? ?? 取塔頂回流進(jìn)口管尺寸為： ? 76mm 4mm? 的標(biāo)準(zhǔn)管。 塔釜蒸汽進(jìn)口管規(guī)格：取頂部蒸汽排出管規(guī)格 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn) 帶頸平焊鋼制 管法蘭，有不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭 [5]。 因?yàn)殇摪遄钚『穸炔坏眯∮?4毫米，所以取圓筒和封頭的厚度為 4毫米加上厚度附加量 2 毫米等于 6毫米。 塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤(pán)到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取 5min，而已知 339。 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。在工藝計(jì)算方面我主要是根據(jù)原料的基本參數(shù)對(duì)物料衡算、熱量衡算、塔板數(shù)計(jì)算、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)等方面進(jìn)行計(jì)算和設(shè)計(jì)，其中對(duì)重點(diǎn)的塔板數(shù)、 塔板結(jié)構(gòu)進(jìn)行了詳細(xì)的分析。 課程設(shè)計(jì)心得體會(huì) 經(jīng)過(guò)兩周的課程設(shè)計(jì)，我們?cè)趯?shí)習(xí)中不斷的進(jìn)步， 從開(kāi)始的無(wú)從下手到各種計(jì)算、應(yīng)用各種渠道查找所需資料， 將我們?cè)谒鶎W(xué)的理 論知識(shí)不斷的實(shí)踐在設(shè)計(jì)上，最終 設(shè)計(jì)出一套較為完善的浮閥式連續(xù)精餾塔設(shè)備 。我相信這份寶貴的經(jīng)歷 會(huì)使我在即將進(jìn)入的社會(huì)有更充足的準(zhǔn)備。這種學(xué)習(xí)實(shí)踐不但 使我們對(duì)書(shū)本上所學(xué)理論知識(shí)有了進(jìn)一步的理解，更讓我們體會(huì)到了理論知 識(shí)對(duì)實(shí)踐工作的重要的指導(dǎo)意義。在結(jié)構(gòu) 設(shè)計(jì)部分對(duì)裙座、人孔、一些重要的接管及塔的內(nèi)件的位置進(jìn)行了設(shè)計(jì)。本設(shè)計(jì)采用 絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大、使用方便等優(yōu)點(diǎn) [6]。 6 0 ) / ( 0 .5 ~ 0 .7 )( 5 0 .0 1 3 6 0 0 .1 2 6 ) / 3 .1 4 ( 0 .5 ~ 0 .7 )1 .2 0 .6 1 .8B s V TH tL R Am? ? ? ?? ? ? ? ?? ? ? 已知實(shí)際板數(shù) N=36，板間距 ? ，由于液料比較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可每 隔 10~20 塊板取一個(gè)人孔，按照塔頂、塔釜和進(jìn)料板必須設(shè)置人孔的原則，設(shè)計(jì)人孔數(shù)為 4,且 DN=600mm，開(kāi)孔處兩板間距增加到 ? ， 塔體總有效高度（不包括裙座）由下式計(jì)算： H = Ha + (N1S) HT + S HT＇ + HB+H封 式中 , Ha—— 塔頂空間高度， m； HT—— 塔板間距， m； HT＇ —— 開(kāi)有人孔的塔板間距， m； HB—— 塔底空間高度， m； N—— 實(shí)際塔板數(shù)； S—— 人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。 為了制作的方便，裙座我們選用圓筒形裙座 。由于設(shè)計(jì)壓力在低壓范圍內(nèi)，工作溫度在 110℃左右，介質(zhì)腐蝕性很弱，所以選用 20R 鋼作為塔體材料 [6]。 重新核算流速，即24 0 .0 1 5 1 1 .7 4 /3 .1 4 0 .1 0 5u m s????，仍在適宜的流速范圍 頂部蒸汽排出管規(guī)格 近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率 /Vs m s? ，在常壓下，塔頂蒸汽出口管中的允許蒸汽速度為 15~20m/s[5],可取管內(nèi)蒸汽流速為 15 /Tu m s? ,則塔頂蒸汽管直徑 2 .2 4( ) 0 .4 3 63 .1 4 1 5Tdm???? 取頂部蒸汽排出管尺寸為： ? 450 ? 的標(biāo)準(zhǔn)管。 重新核算流速，即24 2 2 .5 8 1 .6 /3 6 0 0 3 .1 4 0 .0 7 1u m s?????，仍在適宜的流速范圍內(nèi)。 （ 2）塔板的氣 相負(fù)荷上限完全由液相負(fù)荷上限 帶控制，操作下限由漏液控制。 (4) 氣相負(fù)荷下限線（漏液線） 漏液線 對(duì)于 F1型重閥， 以 00 5VFu???作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 2m in 5() 4S vV N d? ???? 精餾段 ? ? 23m i n 3 . 1 4 53 4 0 0 . 0 3 9 1 . 2 3 84 2 . 6 9SV m s? ? ? ? ? 提餾段 ? ? 23m i n 3 . 1 4 53 4 0 0 . 0 3 9 1 .1 8 64 2 .9 3SV m s? ? ? ? ? (5) 液相負(fù)荷下限線（干堰線） 取堰上液層高度 ? 作為液相負(fù)荷下線， mmL LELLEhWSWhow 63 6 0 3232??????????????????? 取 1,E? 則 ? ? 3322 3m in 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 0 0 6 1 0 0 0 1 .42 .8 4 3 6 0 0 2 .8 4 3 6 0 0WS lL m s??? ? ? ?? ? ? ? ?? ? ? ?= = 0 . 0 0 1 2 計(jì)算出 sL 的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。 8780 .7 100 % 1 2 ssVL ? ? ??? ? ???泛 點(diǎn) 率 整理得 14 39。根據(jù)式（ a）及式（ b）計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 k (eV g? 液 ） /kg( 氣 ）的要求。dH可由下式計(jì)算，即： d p L dH h h h? ? ? ① 氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萷h已算出： 精餾段 ? 提餾段 39。 2 7 8 0 . 7 2 9 . 8 1Vc L uhmg?? ?? ? ? ??? 2） 板上充氣液層阻力 本設(shè)備分離苯和甲苯混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) 0 ? ? ， 10 = h h m?? ? ? ? 3） 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計(jì)。 5 .9 6uu ?? 由上所述，塔板開(kāi)孔率均滿足常壓塔開(kāi)孔率在 10%~14% 之間的要求，所以，提餾段的閥孔數(shù)可以與精餾段相同。 39。 按 340N? 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) ： 精餾 段 0 2204 4 2 . 2 4 5 . 5 2 /3 . 1 4 0 . 0 3 9 3 4 0Vsu m sdN? ?? ? ??? 00 5 .5 2 2 .6 9 9 .0 5VFu ?? ? ? ? 閥孔動(dòng)能因數(shù) 0F 變化不大，仍在 9~12 范圍 內(nèi)。 0 . 0 7 1 7 13 8 6 0 . 0 7 5At m m mNt? ? ? ?? 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板， 而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜 100mm，而應(yīng)小于此值，故取 39。取同一橫排的孔心距 ，則估算排間距 0 2 . 0 539。 0. 77 1 2. 93 1. 32KF ? ? ? 均屬正常操作范圍 根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，塔板采用單流和分塊式組裝。 2 . 4 2 2 . 9 3S L WS V WLV ?? ? ? ? 查圖可得 20 /C m s? 18 .50 /mN m? ? ， 115520 1 8 .5 0( ) ( ) 0 .0 8 2 0 .0 8 0 0 72 0 2 0CC?? ? ? ? m a x 7 8 0 . 7 2 . 9 30 . 0 8 0 0 7 1 . 3 1 /2 . 9 3LVVu C m s???? ?? ? ? ? 1 17 /u m s? ? ? 439。 4 0 6 . 0 3 9 2 0 .0 1 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 0 . 7S LWLML m s? ?? ? ??甲 苯 氣相 體積流量W39。 = + 已知 008 0 .2 , 1 0 9DWt C t C??,根據(jù)安托 萬(wàn) Antoine方程可得 ℃時(shí) ?AP = ?BP = 109℃時(shí) ?AP = ?BP = 因苯－甲苯體系可近似為理想溶液，故相對(duì)揮發(fā)度可用下式計(jì)算： 00ABppa =[2] 故有 101 .72 / == 227 .87 / == 2 .6 0 2 .3 6 2 .4 8DWa a a= ?