【正文】 的流速 0u = 則 100 . 0 0 3 1 7 0 . 0 2 70 . 9 1 0 . 1 3owLshmlu? ? ??，取 ? （ 2）提 餾 段 取 0u ′ =? = 200 .0 0 4 3 2 3 0 .0 3 6 50 .9 1 0 .1 3wLs mlu? ???，取 39。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹? ? ? ? 1 1 1 P Lp h g Pa?? ? ? ? ? ? 餾段 （ 1）干板阻力 27 3 . 1 7 3 . 1 7 . 4 0 /1 . 8 9 4c Vu m s?? ? ? 因 u02u0c2 故 2 22 0 22 2 1 . 8 9 4 8 . 7 25 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 5 42 2 7 3 3 . 2 6 9 . 8Vc Luhmg? ? ?? ? ? ? ??? （ 2） 板上充氣液層阻力 取 ?????? ? 則 20 7 35LLh h m?? ? ? ? （ 3） 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計。 精餾段 化工原理課程設(shè)計 20 板上液體流經(jīng)長度 ： 2 2 65 7LDZ D W m? ? ? ? ? ? 板上液流面積 ： 22 1 .5 3 9 2 0 .1 0 2 1 .3 3 5bFTA A A m? ? ? ? ? ? 取 物性系數(shù) ，泛點負荷系數(shù)圖 ? 泛點率 = 3 6 10 740 .74 % 3 5 ?? ? ? ?? ??? 對于 小 塔，為了避免過量 霧 沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過 80%，由以上計算可知，霧 沫夾帶能夠滿足 ( / )Ve k g k g? 液 氣的要求。0. 10 8 0. 05 09 1. 45 5SSVL?? 化工原理課程設(shè)計 21 即 2 .1 2 2 8 .5 8 5SSVL???? 在操作范圍內(nèi)任取兩個 SL? 值算出 SV? 精餾段 Ls (m3/s) Vs (m3/s) 提餾段 L′s (m3/s) V′s (m3/s) 液泛線 ()T W p L d c l L dH h h h h h h h h h??? ? ? ? ? ? ? ? ? 由此確定液 泛線，忽略式中 h? 而 ⑴ 精餾段 2 2 2 / 31 112 2 41 . 70 . 2 5 3 5 . 3 4 2 5 3 . 4 4 1 . 5 ( 0 . 0 5 5 0 . 7 1 )0 . 7 8 5 1 5 4 0 . 0 3 9 7 4 0 . 7 4 2 9 . 8S SSV LL? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? 整理得： 2 2 2 / 31 1 S SV L L? ? ? ⑵ 提餾段 22 2 / 32 222 2 41 . 8 9 40 . 2 5 1 5 . 3 4 1 3 8 . 6 8 0 . 0 7 6 5 1 . 0 6 50 . 7 8 5 1 5 4 0 . 0 3 9 7 3 3 . 2 6 2 9 . 8S SSV LL? ? ? ? ?? ? ? ? ? 整理得： 2 2 2 / 32 2 S SV L L? ? ? 在操作范圍內(nèi)任取若干個 值，算出相應(yīng)得 值： 精餾段 Ls1 (m3/s) Vs1 (m3/s) 提餾段 Ls2 (m3/s) Vs2 (m3/s) 液相負荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于 3~5s 化工原理課程設(shè)計 22 液體降液管內(nèi)停留時間 以 作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則 3m i n 0 . 1 0 2 0 . 4 5( ) 0 . 0 0 9 2 /55FTS AHL m s?? ? ? 漏液線 對于 F1 型重閥，依 作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則 (1) 精餾段 231 m i n 5( ) 0 . 0 3 9 1 5 4 0 . 7 9 1 /4 1 . 7SV m s?? ? ? ? ? (2)提 餾 段 232 m i n 5( ) 0 .0 3 9 1 5 4 0 .7 5 0 /4 1 .8 9 4SV m s?? ? ? ? ? 液相負荷上限 取堰上液層高度 作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。t m 相鄰橫排中 心距離 單板壓降 Pp? Pa 降液管清液高度 dH m 泛點率 % 氣相負荷上限 max()SV 3/ms 氣相負荷下限 min()SV 3/ms 物 沫夾帶控 制 操作彈性 漏液控制 化工原理課程設(shè)計 25 第 四 章 塔附件的設(shè)計 接管 進料管 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、 T 型進料管。查內(nèi)壓圓筒體器壁厚表可知筒體壁厚度為 6mm。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： (14 00 2 16 ) 40 0 10 32biD m m? ? ? ? ? 基礎(chǔ)環(huán)外徑： (14 00 2 16 ) 40 0 16 32boD m m? ? ? ? ? 圓整： 1200biD mm? ， 1730boD mm? ；考慮到再沸器 ，所以本設(shè)計選擇裙座高度為 3m。由塔徑為 1400mm 查裙座的結(jié)構(gòu)尺寸表可得：排氣管數(shù)量為 4，排氣管公秤直徑為 50，人孔數(shù)為 2，直徑為 450mm，引出管通道直徑為 300mm，裙座壁厚為 6mm，螺栓座筋板高為 300mm，蓋板厚度為 28mm，筋板厚度為 8mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度為 21mm。 39。 CDS F WQ Q Q Q Q? ? ? ? 0FQ? 61 0 .1 5 9 1 7 .6 9 2 2 2 4 0 .2 7 8 2 2 4 7 .8 1 / 8 .0 9 2 1 0 /SQ KJ s KJ h? ? ? ? ? ? ? 塔釜熱損失為 10%, 則 ?? 639。 68 . 9 9 1 1 0 4 1 4 6 . 9 /2 1 6 8 . 1Sh VQW k g hH ?? ? ?? 水 蒸 氣 按 雙 管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表 殼徑 /mm 800 管子尺寸 /mm Φ25 ? 公稱壓力 /Mpa 管長 /mm 4500 公稱 傳熱面積 /m2 管子總數(shù) /個 450 化工原理課程設(shè)計 32 型號為 0 . 6 4 . 58 0 0 1 5 5 . 4 20 . 6 2 5BEM ? ? ? ? 主要符號說明 符號 意義 SI 單位 F 進料流量 kmol/s； D 塔頂產(chǎn)品流量 kmol/s； W 塔釜產(chǎn)品流量 kmol/s； x 進料組成 無因次 V 上升蒸汽流量 kmol/s； L 下降液體流量 kmol/s； μ 粘度 mPa由于計算得到的塔徑還需按標準塔徑圓整，所以用兩種方法所得到的塔徑大小一般是相同的。因此為計算方便，建議在進行熱量衡算時，若塔頂采用泡點回流可以將此顯熱忽略不計。 3. 本設(shè) 計的設(shè)計條件中要求 回流液溫度為塔頂蒸汽的露點 ，而實際上回流液的溫度為組成為 )( 1yxx DD ? 的泡點溫度，所以在計算塔頂餾出液的溫度時本設(shè)計采用的是回流液的泡點溫度。 2. 采用空塔氣速TSAVu? 確定塔徑。 39。 查手冊得 Tc A = Tc B = 所以有： ΔVHm A（ ℃ ） = ???????? ???（ kJ?mol1） ΔVHm B（ ℃ ） = ???????? ???（ kJ?mol1） 塔頂蒸汽由 ℃ 的蒸汽冷凝至 ℃ 的液體放出的熱 39。 第 五 章 塔總體高度的設(shè)計 塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為 600mm，塔頂部空間高度為 1200mm?；A(chǔ)環(huán)將裙座圈傳來的載荷均勻地傳到基礎(chǔ)環(huán)地面上去。 設(shè)計氣速選取： LVVuK?????? 系數(shù) ?? 7 4 0 .7 4 1 .70 .1 0 7 2 .2 3 /1 .7u m s??? 除沫器直徑 ： 4 4 1 .6 1 6 0 .9 23 .1 4 2 .2 3SVDmu? ?? ? ?? 選取不銹鋼 絲網(wǎng) 除沫器 ，高度為 ，直徑為 塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是 塔設(shè)備的 主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。 選用封頭 N14006,JB120580。管徑計算如下： 取 /Fu m s? 3738 .13 /L k g m? ? 7 32 . 5 1 0 0 . 0 0 1 /3 6 0 0 7 2 0 0 7 8 3 . 1 3V s m s????? 4 0 .0 0 1 30 .0 3 2 3 23 .1 4 1 .6D m m m?? ? ?? 查標準系列選取 38 3mm? ? 回流管 采用直流回流管 取 /Ru m s? 2. 34 8474 3. 35 0. 05 0 503. 14 1. 6Rd m m m?? ? ?? 查標準系列選取 57 3mm? ? 塔底出料管 取 /wu m s? 直管出料 604 m m m??? ? ?? 查標準系列選取 32 3mm? ? 塔頂蒸汽出料管 直管出氣 取出口氣速 20 /u m s? 化工原理課程設(shè)計 26 4 1 .6 1 60 .3 2 1 3 2 13 .1 4 2 0D m m m?? ? ?? 查標準系列選取 377 9mm? ? 塔底進氣管 采用直管 取氣速 23 /u m s? 4 1 .6 6 0 .3 0 3 3 0 33 .1 4 2 3D m m m?? ? ?? 查標準系列選取 325 8mm? ? 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。 （ 3）按固定氣液比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限 3m a x( ) 2. 68 ( 2. 60 ) /SV m s? ， 氣相負荷下限 3m in( ) 91 ( 5 ) /SV m s? 。 塔板負荷性能圖 物沫夾帶線 據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率 80%計算： ⑴ 精餾段 740 .74 ???? ?? 整理得： 0. 11 0. 04 80 1. 45 5SSVL?? 即 2 .2 9 2 3 0 .3 1SSVL?? 由 上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個 值算出 ⑵ 提餾段 = 733 .26 ?????? ?? 整理得： 39。 提餾段 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨? 2 ? (2)液體通過液體降液管的壓頭損失 32 222 0 4 . 3 2 3 1 00 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 2 60 . 9 1 0 . 0 3 6 5Sd WLhmLh ??? ? ? ?? ? ⑶ 板上液層高度 ? 則 1 89 02 6 7 61 6dHm? ? ? ? 取 ，已選定 ? ? 39。氣體通過塔板的壓降 △ Pp 可由 p c lh h h h?? ? ? 和 ppp h g?? 計算 式中 hc—— 與氣體通過塔板的干板壓降相當?shù)囊褐叨龋?m液柱； hl—— 與氣體通過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨龋?m液柱； hσ—— 與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨龋?m液柱。 塔徑的初步計算 （ 1） 精餾段 由 u=(安全系數(shù) )* maxu ,安全系數(shù) =， max LVVuc????? 橫坐標數(shù)值： 31 / 2 1 / 21 1113 . 1 7 1 0 7 4 0 . 7 4( ) ( ) 0 . 0 4 11 . 6 1 6 1 . 7s LsVLV ?? ??? ? ? ? 取板間 距： Ht= , hL= .則 Ht hL= 查圖可知 C20= , 0 . 2 0 . 2120 1 8 .3 1( ) 0 .0 8 2 ( ) 0 .0 8 12 0 2 0CC ?? ? ? ? m a x 7 4 0 . 7 4 1 . 7 00 . 0 8 1 1 . 6 8 91 . 7 0u ?? ? ? /ms 1 m a