【正文】 y， 所以 ? ? kmolkgM L /39。39。 提鎦段堰上溢流強(qiáng)度? ? ? ?hm/m130~100hm/39。 圖 44 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 精餾段：????? sTf LHA?（滿足要求） 提鎦段：39。由表 53 得，塔板分為 3塊。所以這樣開孔是合理的。 計(jì)算霧沫夾帶量 Ve 判斷霧沫夾帶量 Ve 是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率 1F 來(lái)完成的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 330 ??????? NmkgmkgmhmH lvwT ????mlw ? ； mh ? ； 0 ? 代入上式。330 ??????? NmkgmkgmhmH LvwT ????mlw ? ； mh 39。 提 鎦段： 539。 3/2 ?????????wsl LE ?取 、代入 wl 的值則可求出 ? ?minsL和 ? ? 39。 3m ax ? 所以可得 ??? ssVV操作彈性 第 35 頁(yè) 第二章 熱量衡算 相關(guān)介質(zhì)的選擇 加熱介質(zhì)的選擇 選用飽和水蒸氣，溫度 140℃, 工程大氣壓為 。 取進(jìn)口（冷卻水）溫度為 t1=20℃ (夏季 ) 冷卻水出口溫度一般不超過(guò) 40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度 t2=35℃。總傳熱系數(shù)的裕度為 639 481 %639? ? 核算傳熱面積 按核算后所得的總傳熱系數(shù) K0值計(jì)算，則完成傳熱任務(wù)所需傳熱面積 0A 為 2003653926. 01 1000 3 9 . 7 74 8 1 5 3 . 0 6 3 6 0 0mQAmKt ?? ? ?? ? ? 而該型號(hào)換熱器的實(shí)際傳熱面積 A為 2021 8 19 8 3. 14 0. 02 5 3 46 .6 3A d l m?? ? ? ? ? ? 從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器是可用的。 而 2010 ( 1) 2cB uP F f n N ?? ? ? 201 23 .5 2B uhPN D ???? ? ????? 式中 F─管子排列方法對(duì)壓力降的校正系數(shù)，對(duì)正三角形排列 F=,對(duì)正方形斜轉(zhuǎn) 45176。管子為正方形斜轉(zhuǎn) 45176。 除沫器 在空塔氣速較大，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。 人孔 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn) 出任何一層塔板。而通過(guò)這次的設(shè)計(jì)培養(yǎng)了我們的思維能力、獨(dú)立工作的能力。不能太粗心，做錯(cuò)了也得認(rèn)真的改過(guò)來(lái)，不發(fā)脾氣爭(zhēng)取不再出錯(cuò)。因?yàn)橐郧皼]有學(xué)習(xí)過(guò) CAD 制圖，所以在制作塔設(shè)備圖大家都去學(xué)習(xí) CAD 的基本作圖知識(shí)，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。 對(duì)于設(shè)計(jì)過(guò)程我們通過(guò)查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過(guò)給出的設(shè)計(jì) 任務(wù) 書 進(jìn)行計(jì)算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高 。 塔總體高度的設(shè)計(jì) 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。 設(shè)計(jì)氣速選?。? 39。 0 0( 1 ) ( 2 . 4 6 1 ) 3 4 . 0 2 7 9 . 2 3 0 . 1 2 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 1 3 . 2 0 . 0 2 6 3LLR D Mu m sA??? ? ? ?? ? ??? 000 30 .0 2 5 0 .1 2 1 8 1 3 .2 80390 .3 0 6 1 0e duR ?? ???? ? ?? 0. 22 8005 .0 0 .6 4 4efR ??? 于是 21 8 1 3 . 2 0 . 1 2 10 . 4 0 . 6 4 4 1 7 ( 1 9 1 ) 5 2 12P ?? ? ? ? ? ? ? ?Pa 22 0 . 1 5 8 1 3 . 2 0 . 1 2 11 9 ( 3 . 5 ) 3 3 90 . 6 2P ?? ? ? ? ? ?Pa 所以 0 521 339 860P P a? ? ? ?? 通過(guò)以上壓力降核算可知管程和殼程壓力降都小于所要求的 30kPa,所以所選的冷凝器是合適的。 f0─殼程流體的摩檫系數(shù)，當(dāng) Re500(Re)。 (1)計(jì)算管程壓力降 管程壓力降計(jì)算的通式為 ()i i r s pP P P N N? ? ? ? ?? 式中，殼程數(shù) Ns=1,管程數(shù) Np=2。在此前提下，)/()()/( KkgKJKkgKJKk m o lKJC P ?????? 表 31 各自 對(duì)應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù) 第 38 頁(yè) 項(xiàng)目 種類 Cp(KJ/(kg˙ K)) ρ /(kg/m3) μ /Pa˙ s λ /W˙ m1K1 混合氣體 ?106 冷卻后的混合液體 ?103 冷凝水 ?103 ?103 計(jì)算冷卻水流量 hkgttC QG P cc /58 332)2035( 539 26)( 3 312 ???? ????? 冷凝器的計(jì)算與選型 冷凝器選擇列管式，逆流方式。飽和水蒸氣 冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。min ???????? ?????????? ?? 按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線，見圖中的線(y5’ ). 精餾段負(fù)荷性 能圖如下： 第 33 頁(yè) 在操作性能圖上，作出操作點(diǎn) A，連接 OA，即為操作線。m a x3m a x TfsTfs HALsmHAL ??????? 顯然由式 所得到的液相上限線是 一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線 (y3’ )。sL 39。在操作范圍內(nèi)任取若干 sL 值，依3222 SSS LLV ??? sL 0 sV 用上 述坐標(biāo)點(diǎn)便可在 ssLV負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的 (y2)。即 owdwlcowdwpwT hhhhhhhhhhhhhH ??????????????? ?? )( 式中， gUh Lvc ?? 干板靜 壓 板 靜20? ，板上液層靜壓頭降 Ll hh 0?? 從式 owwL hhh ?? 知， Lh 表示板上液層高度， 32 ????????? wsow lLEh。 ???? ??????F 及%% 39。 (1)計(jì)算干板靜壓頭降 ch 由式 vcU ?? 可計(jì)算臨界閥孔氣速 ocU ，即 smUvoc/ ??? ? cUU 00 ? ，可用Lvcc gUh ?????? 0 算干板靜壓頭降，即 mc )( 2 ????? (2)計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降 fh 由于所分離的苯和氯苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ?? ，已知板上液層高度 ,?Lh 所以依式 Ll hh 0?? mhl ??? (3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。 （ 3） 開孔區(qū)面積計(jì)算 2 2 2 12 ( si n )180a xA x r x r r? ?? ? ? ? ? 其中 ： ? ? 1 .4 ( 0 .1 7 3 6 0 .0 6 5 ) 0 .4 6 1 4 m221 .4 0 .0 3 5 0 .6 6 5 m22dSCDx W WDrW? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? 故 22 2 1 23 . 1 4 0 . 6 6 5 0 . 4 6 1 42 [ 0 . 4 6 1 4 0 . 6 6 5 0 . 4 6 1 4 s in ( ) ] 1 . 1 2 m1 8 0 0 . 6 6 5aA ??? ? ? ? ? ? （ 4） 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列 預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子 F 10? ,由 F0= vu ?0 可求閥孔氣速 u ， 即 smFuv/ ??? ? 每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 )(44 2020???? ?? udVN s 浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式。 ????sTf LH（滿足要求） 降液管的底隙高度 oh 精餾段：取液體通過(guò)降液管底隙的流速 m/??ou ，則有： ????? ow sul Lh（ oh 不宜小于 ~，本結(jié)果滿足要求） mmhw ????? 故合理 提鎦段： 取液體通過(guò)降液管底隙的流速 m/??ou ，則有： 39。 出口堰高 wh owLw hhh ?? 對(duì)平直堰 ? ? 3/2/0 0 2 8 whow lLEh ? 精餾段：由?Dlw及??wh lL，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖55 得 1?E ， 圖 33 于是： mh ow )(3/2 ????（滿足要求） m0 4 9 1 0 ????? owLw hhh 驗(yàn)證：owwow hhh ???? (設(shè)計(jì)合理 ) 提鎦段： 由?Dlw及，??wh lL查化工原理課程設(shè)計(jì)圖 55 得 1?E ，于是： ? ? 39。 33 ??hV 液相體積流量/ 3,39。 ???? 平均密度計(jì)算 液相平均密度 mLρ, 表 33 組分的液相密度 ρ （ kg/m3） 溫度，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算 苯 ： tA 1 8 8 ??ρ 氯苯 ： tB 0 6 5 1 2 4 ??ρ 式中的 t 為溫度，℃ 塔頂： 3, k g / 0 3 6 5 1 2 40 6 5 1 2 4 ?????? tBLD? 3, kg / ?????? mLDBLDBALDAmLDaa ???? 進(jìn)料板： 3, kg / ?????? tALF? 第 16 頁(yè) 3, k g / 0 3 6 5 1 2 40 6 5 1 2 4 ?????? tBLF? 3, kg / ?????? mLFBLFBALFAmLFaa ???? 塔底： 3, kg/ ?????? tALW 3, kg / ?????? tALD? 3, kg/ ?????? tBLW 3, kg/ ?????? mLWBLWBALWAmLWaa ??? 精餾段：? ? 3kg/???L? 提鎦段：? ? 3kg/39。s 氯苯 粘度mPa。1 ???????? nnwnn xxVWxxVLy 用逐板法算理論板數(shù) )1()1(1 111111????????????DDxyxxxyxy???? )1(2222???????????yyxy?? 同理可算出如下值 ： 。s 0. 表 4 組分的液相密度 ρ （ kg/m3） 溫度，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 表 5 組分的表面張力σ 溫度 80 85 110 115 120 131 σ A 苯 σ B 氯苯 表 6不同溫度下苯 — 氯苯的粘度 溫度 t， ℃ 60 80 100 120 140 苯 mPas 氯苯 mPas 表 7 板間距與塔徑的關(guān)系 塔徑 D/mm 300～ 500 500～ 800 800～ 1600 1600～ 2400 板間距HT/mm 200， 250， 30