苯-氯苯分離過程浮閥板式精餾塔設計書-預覽頁
【正文】 則有質量流量： 體積流量： 四、工藝計算及主體設備的設計 管徑的初步設計 圖41 SMITH 關聯(lián)圖：，則：（即泛點氣速）由 ， 式中，c可由史密斯關聯(lián)圖得,橫標的數(shù)值為：查Smith通用關聯(lián)圖得負荷因子泛點氣速： m/s，則空塔氣速為 m圓整取，此時的操作氣速。液體在降液管內的停留時間精餾段：（滿足要求）提餾段： s 停留時間﹥5s，故降液管可用 降液管底隙高度1 精餾段~，取液體通過降液管底隙的流速，則有：（~，本結果滿足要求）2 提餾段取 m/s 則： m 取 m，故滿足要求。按74塊重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)， m/s 閥孔動能因數(shù)變化不大，開孔率=浮閥排列方式如圖所示：圖43 提餾段閥孔排列方式 塔板的流體力學計算 氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)計算1 精餾段 1）干板阻力 m/s 因 故= m 2）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋? m Pa2 提餾段 1）干板阻力 m/s因 故= m/s2）板上充氣液層阻力 取 m 3）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋? m Pa 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度：即。泛點率：泛點率：對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，由以上可知，物沫夾帶能夠滿足的需求。以s作為液體降液管內停留時間的下限，則： 液漏線對于 型重閥，依=5作為規(guī)定氣 體最小負荷的標準，則 精餾段 提餾段 液相負荷下限性 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，該線為氣相流量無關的豎直線。）圖 44 提餾段負荷性能圖五、塔的附屬設備選型 接管 進料管 進料管的要求很多，有直管進料管、彎管進料管、丁型進料管。常用除沫劑有折流板式除沫劑，絲網(wǎng)除沫器以及程流出沫器。 塔總體高度的計算 圖81 板式塔總體結構簡圖 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間的距離為600 mm，塔頂部空間高度為1200 mm。出料液溫度：80℃（飽和氣）80℃飽和液）℃冷卻水溫度：20℃ 35℃ 逆流操作：℃ ，℃ ℃ 傳熱面積： 再沸器的選擇再沸器的熱負荷為,因塔頂釜殘液幾乎為純氯苯，故其焓可近似按純氯苯計算，即 。圓筒厚度為： 封頭封頭厚度為： 選用標準橢圓形封頭，所以K=1,因為鋼板最小厚度不得小于，所以取圓筒和封頭的厚度為4mm加上厚度的負偏差。塔內構件質量 （查得浮閥塔盤質量為75kg/m2）保溫層質量平臺、扶梯質量說明：平臺質量；籠式扶梯質量；籠式扶梯總高；平臺數(shù)量n=6。 1—1截面彎矩： 式中： 塔體2—2截面到標高10m處的距離 對應于段的風力1—1截面彎矩: 2—2截面彎矩: 計算壓力引起的軸向應力 其中，)操作質量引起的軸向應力截面00令裙座厚度。 其中，A=查得（16MnR,110℃）B=118MPa,K= 。 式中：， 由于}因此滿足強度與軸向穩(wěn)定性要求。不同的分工使得我們遇到不同的困境，然而在小組成員積極的探討之下，我們解決了一個又一個的問題。從設計結果看，本設計基本上是可行的，但仍存在一些不足之處,在此我們將體會和不足總結如下： 體會：（1）本次設計的是苯氯苯精餾塔，由于該物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理論板數(shù)，因此本設計選用圖解法。（4）從設計總體看，各設計過程和結果是相互關聯(lián)，相互影響的。實際工作中應盡量查取精確值。（4）由于不同的資料給出的數(shù)據(jù)，公式等等存在一定的不同，不同的選取也給我們的計算帶來了誤差。在這個設計過程中，我們首先寫策劃書和查閱資料，查找數(shù)據(jù)和表圖。一次次的查閱資料，請教同學，這才發(fā)現(xiàn)，平時不注意的office也有這么大的學問。這使我們將以前的學習中學習到的理論知識成功的運用到了實際工程的設計當中。，王立業(yè) 編，《化工設備機械基礎》，大連，大連理工大學出版社，1989
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