【正文】 L=RD= 70= kmol/h V=(R+1)D=(+1) 70= kmol/h L’ =L+F= +250 =V’ =V=VS=VMVM/(3600ρ VM)=( )/(3600 )= 20 LS=LMLM/(3600ρ LM) =( )/(3600 )=VS’ =V’ MVM’ /(3600ρ VM’ ) =( )/(3600 )=LS’ =L’ MLM’ /(3600ρ LM’ ) =( )/(3600 )= 精餾段塔徑塔板的實(shí)際計(jì)算 1) 精餾段汽、液相體積流率為 ： LS = m3/s VS= m3/s 2)塔徑 塔板 的計(jì)算 欲求塔徑應(yīng)先求出 u，而 u＝安全系數(shù) umax m a x Lm V mVmuC??? ?? 精 精精 精 式中： 3L3Vkg / m 。本次設(shè)計(jì)中取 22mm。 b. 液泛的校核 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。 29 設(shè) how,小 = LW= 推出 LS= m3/s ②液相上限線 當(dāng)停留時(shí)間取最小時(shí)， LS為最大，求出上限液體流量 值（常數(shù)），在 — 圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量 無(wú)關(guān)的豎直線。過(guò)圓點(diǎn)連接 OP作出操作線 . 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： （ 1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。20C = 由公式 C= 20C20???????校正得 C= 39。39。 降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度 Wh ， (hwho)6mm 才能保證降液管底端有良好的液封 。 即： Hd≤ψ（ HT+hW） Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=(LS/(lwho))2 甲醇 水屬于一般物系，ψ取 對(duì)于浮閥塔△≈ 0 則 Hd=hw+how+hd+hp+△ =++(())2+= ψ（ HT+hW） =(+)= 因 ， 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛 θ = Af’ HT/Ls’ = 5s 故降液管設(shè)計(jì)合適 40 的校核 泛點(diǎn)率 F’ = 6Vs s LLVFbV L lKC A??? ??? 100% lL=D2Wd=12? = Ab=AT2Af=? = 式中 Ll —— 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度， m。,m i n,0???提? smnduV s / 3 6 39。忽略式中 項(xiàng)，將以下五式代入上式， 43 得到： 因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則 、 、 、 、 、 、 及φ等均為定值，而 與 又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔 數(shù) N與孔徑 亦為定值。 （ 3）操作彈性 Vmax=, Vmin= 操作彈性 =Vmax/ Vmin =3 ∴此設(shè)計(jì)符合要求。 ③ 強(qiáng)制循環(huán)式 如圖 d， e 所示。20c21 uDBN B ???? Re0 =500，故 2 2 ?? ?f 管子排列為正三角形排列，取 F= 擋板數(shù) 201 ??? BlN B 塊 代入得 Pap 486441 ??? pap 157082 ??? 取污垢校正系數(shù) FS = SNFppp s21o )39。彎頭 4 半開(kāi)型球閥 ξ 6 4 設(shè)管長(zhǎng)為 50米 , )()(8 5252 ??? ?????????? ???? ? ??? gd llk e 塔有效高度加裙座加全凝器高度取 Ho=20m 揚(yáng)程 mKVHH ) 9 ( 0 9 620 220 ?????? 取 28m 流量 smV / 2 9 5 3 6 0 3??? 選擇 IS150125315 型離心泵 ,參數(shù)為 流量 V=200 3/mh,揚(yáng)程 32Hm? ,轉(zhuǎn)速 1450 / minnr? , 55 泵效率 78%?η ,軸功率 kW? 7)進(jìn)料泵 ① 塔總高（不包括群座）由下式?jīng)Q定 39?？偨Y(jié)于下： 對(duì)化工設(shè)計(jì)有了比較深刻的認(rèn)識(shí)，在平常的化工原理課程學(xué)習(xí)中總是只針對(duì)局部進(jìn)行了計(jì)算，而對(duì)參數(shù)之間的相互關(guān)聯(lián)缺乏認(rèn)識(shí)。 設(shè)計(jì)教會(huì)了我耐心，很多地方都是需要先假設(shè)數(shù)據(jù)，再驗(yàn)算，不 符合時(shí)再調(diào)整數(shù)據(jù)重新進(jìn)行驗(yàn)算。 九 ．參考文獻(xiàn) [1] 管?chē)?guó)鋒 , 趙汝溥 .《化工原理》 (第二版 ). 北京 : 化學(xué)工業(yè)出版社 , 2020 年 [2] 畢誠(chéng)敬 . 《化工原理課程設(shè)計(jì)》 . 天津 : 天津科學(xué)出版社， 1996 年 [3] 化學(xué)工程編委會(huì) . 《化學(xué)工程手冊(cè)》 (第 13 卷 )，北京 : 化學(xué)工業(yè)出版社，1989 年 [4] 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)編委會(huì) .《塔設(shè)備設(shè)計(jì)》 . 上海 :上?？茖W(xué)技術(shù)出版社 ,1989年 [5] 國(guó)家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計(jì)院 . 《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》 (上、下 )(第二版 ). 北 京 :化學(xué)工業(yè)出版社， 1996 年 [6] 劉佩茹 . 《化工過(guò)程與設(shè)備》 . 北京 : 中國(guó)輕工業(yè)出版社 , 1994 年 [7] 潘國(guó)昌 , 郭慶豐 . 《化工過(guò)程設(shè)備與設(shè)計(jì)》 . 北京 : 化學(xué)工業(yè)出版社 , 1996年 [8] 葛婉華 , 陳鳴德 . 《化工計(jì)算》 . 北京 : 化學(xué)工業(yè)出版社 , 1990 年 [9] 董大勤 . 《化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)》 (第二版 ). 北京 : 化學(xué)工業(yè)出版社 , 1994年 [10] 崔子筠 , 崔子偉 . 《計(jì)算機(jī)繪圖教程》 . 上海 : 同濟(jì)大學(xué)出版社 , 1996 年 [11] 邱景宏 , 寧宇 . 《中文 AutoCAD2020 應(yīng)用培訓(xùn)教程》 . 北京 : 高等教育出版社 , 2020 年 。 設(shè)計(jì)幫助我更好的熟悉了 WORD、 EXCEL、 CAD 的操作。 ② 有效高度 精餾段有效高度 mHNZ TP )113()1( 1 ???????精 提餾段有效高度 mHNZ TP )116()1( 2 ???????提 ③泵的選擇 F=250kmol/h= 56 料液罐的壓強(qiáng) 為常壓 1atm，加料板的壓強(qiáng)為 109010Pa 進(jìn)料口的高度為 ，進(jìn)料段的表壓為 ，管路阻力 fh? 管路的高度為 + 10+ fh? =+ fh? ,所以要選一個(gè)適合這個(gè)流量和高度的泵，查 SI 型離心泵性能表 ，使用重力回流 從各個(gè)方面考慮下來(lái)， IS6540315 比較適合作進(jìn)料泵，其有關(guān)參數(shù)為： 流量/(m3/h) 揚(yáng)程 /m 轉(zhuǎn)速/(r/min) 氣蝕余量/m 泵效率 /% 軸功率 配帶功率 32 1450 37 4 8） 預(yù)熱器 進(jìn)料冷夜的溫度為 ℃，經(jīng)過(guò)加熱器變成飽和液體溫度為 ℃，用列管式加熱器。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。( ΔΔΔ ??? 2 )1(p39。 47 ② 自流式 如圖 c所示。過(guò)圓點(diǎn)連接 OP’ 作出操作線 . 由 塔板負(fù)荷性能圖可以看出： （ 1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P’ （設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 ⑤液泛線 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。 設(shè) how,小 ’ = LW= 推出 LS’ = m3/s ②液相上限線 當(dāng)停留時(shí)間取最小時(shí)， LS’為最大，求出上限液體流量 LS’值（常數(shù)），在 —圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量 無(wú)關(guān)的豎直線。浮閥塔 閥 孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列，如下圖 : ⑤ 閥孔的排列： 第一排閥孔中心距 t為 75mm，各排閥孔中心線間的距離 t’ 可取65mm,80mm,100mm. 38 經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng) t’ =80mm 時(shí)，閥孔數(shù) N 實(shí)際 =92個(gè) 按 N=69 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 孔速 u0’ = VS’ /（π 1/4 d2 N） = F0= uo ’ (ρ V,M’ ) = 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在 9～ 12范圍內(nèi)。 323323 ?????????? ?? ∴ h w’ = hl’ how’ == m ③ 降液管的寬度 dW ’ 與降液管的面積 fA ’ ： 由 lW ’ /D= 查圖得 查得 dWD ’=0. 15, fTAA’= ∴ Wd’=0. 15 1=, Af’= = ④ 液體在降液管中停留時(shí)間 θ = Af’ HT/Ls’ = 5s 36 故降液管設(shè)計(jì)合適 ⑤ 降液管底隙高度 h0’ 降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以 oh 表示。)20( ? ???VVLcu ??=取安全 系數(shù) ，則 u’=0. 7 umax’ =∴ 39。39。因此，可將上式簡(jiǎn)化成 與 的如下關(guān)系式： 其中 ： ?????????????????????????????? 3232025)3600()1()()1()(wwwTVlEdhlchHbnLβρρ??? ?? .50取? 帶入數(shù)據(jù)： ???????????dcba 由 222 3aV s b cLs dL s? ? ? 得 3222 3 0 0 9 3 4 51 5 1 9 2 9 2 sss LLV ????? 32 LS vs ⑥操作負(fù)荷線 由以上各線的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。 e. 漏液驗(yàn)算 55m i n,000???? ?VuFF?因數(shù)對(duì)于浮閥塔，閥孔動(dòng)能 smuV/ 55m i n,0 ??? ? smnduV s /5 3 1 3 8 9 3220m i n,0m i n, ????????? ?? m3/sVs= m3/s,可 見(jiàn)不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。 ⑥ ∴ 開(kāi)孔率 φ ∵空塔氣速 u= VS / AT = m/s ∴ φ =u / uo = / = % ∵ 5%%15%, ∴ 符合要求 故： t=75mm , t’ =65mm, 閥 孔數(shù) N 實(shí)際 =98 個(gè) ∴ 則每層板上的開(kāi)孔面積 AO =A a φ = %= 4）塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降 (單板壓降 ) 1pch h h h?? ? ? ① 干板阻力 : 浮閥由部分全開(kāi)轉(zhuǎn)為全部全開(kāi)時(shí)的臨界速度為 U0,c U0,c=（ ,M） （ 1/） =∴ 2Vc Luh g???? = （ 2 ） = ② 液層阻力 充氣系數(shù) ?? =,有 : h1’ = ?? h1=0. 06= 26 ③ 液體表面張力所造成阻力 , 此項(xiàng)可以忽略不計(jì)。 ① 溢流 堰長(zhǎng) lw== ②出 口堰高 h w Ls / l W = 3600/= l W / D= 查流體收縮系數(shù)圖 得： E=, 選用平直堰，堰上液層高度 owh 由下式計(jì)算 則 how=, 又 ∵ h1 = ∴ h w = h1 how=== ③降液 管的寬度 dW 與降液管的面積 fA ∵ lW / D= ,查得 dWD =, fTAA = ∴ Wd= 1=, Af= = ④降液管底隙高度 23 降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以 oh 表示。s ∴ μ L,W= +() =s , μ 甲醇 =39。但直接蒸汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。這樣，塔內(nèi)精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設(shè)計(jì)和制造。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。一般采用重罰。又因氣體在閥片下測(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)