化工原理課程設(shè)計：甲醇------水二元物料板式精溜塔(完整版)
【正文】 理教研室編 《化工原理課程設(shè)計》.《換熱器設(shè)計》.上海科學(xué)技術(shù)出版社2000.. 化工原理（下）[M]. 天津：天津科技出版社，1999 化工原理（下）[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1994 15. 陳敏恒 化工原理（下）[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1989 （5）計算阻力損失 a: 管程阻力損失： = ==b: 殼程阻力損失: 因為Re500 故 管子排列為正方形錯列 取F=檔板數(shù) Nb=L/h1=6/=29 則：取污垢校正系數(shù) Fs= == Mpa以上核算結(jié)果表明，選用FB60095164型換熱器能符合工藝要求。 殼程對流傳熱系數(shù) = =(m.)（3）估計傳熱面積為求得傳熱面積A，需先知傳熱系數(shù)k，而k不能直接算出，所以只能進行試算．初選k=250W/則： (6)這時板上液體沿液流方向上液體濃度最大，在塔板進口處液體濃度大于出口濃度。當(dāng)塔徑與液流量很大時，也會造成較大的液面落差。漏夜嚴重時會使塔板上不能積液而無法正常操作。因D800mm，故塔板采用分塊式。s μB= mP在圖中對角線上e(,)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為ye=, xe=故最小回流比為xDRmin==取R＝2Rmin＝2＝、液相負荷L=RD==V=(R+1)D=(+1)=L′=L+F =V′= V =精餾段操作線方程為 yn+1=xn+ yn+1=+提餾段操作線方程yn+1=xn－xW yn+1=－采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示。關(guān)鍵字：精餾 浮閥 溢流 3. 設(shè)計計算本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇—水混合物。浮閥蓋在閥孔上，氣體依靠壓力使浮閥升起并鼓泡而穿過液層，進行氣液兩相傳。(3), 溜出液組成: (4), 釜液組成: (5), 加料狀態(tài): .q=1（6）, 塔頂壓力: p=100kpa （7），單板壓降 ≦ 3, 設(shè)計要求: (1), 精溜塔工藝設(shè)計計算。 (2), 精溜工藝過程流程圖。浮閥塔板在蒸氣負荷、操作彈性、效率和造價等方面都比較優(yōu)越。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) NT=8 進料板位置 NF=4查數(shù)據(jù)手冊可得到μ再算出аET=(μLа)100%=%精餾段實際板層數(shù) N精=4/=≈10提餾段實際板層數(shù) N提=≈10以精餾段為例進行計算。slgμLWm=()+()解出 μLWm=精餾段液相平均粘度μLm=(＋)/2= mP查表53得，塔板分為3塊。所以為保證塔的正常操作，漏夜量不能超過某一規(guī)定值，一般不能大于液體流量的10%。對于大塔，可采用單溢流或階梯流，以減少液面落差。當(dāng)濃度均勻的氣體與板上各點液體接觸傳質(zhì)后，離開塔板各點的氣體濃度也不相同，進口處的液體濃度出口出的濃度高。 確定流體通入的空間：餾出液走管程，冷卻水走殼程（2） 初選換熱器型號采用FA系列的浮頭列管換熱器，初選用FB—600—95—16—4，性能參數(shù)如下：外殼直徑D,mm500管子尺寸mm公稱壓力mPa管長L,m6共稱面積m285管數(shù)N124管程數(shù)Np4管中心距t,mm32管子排列方式三角形按上述數(shù)據(jù)核算管程，殼程的流速及雷諾數(shù)。計算算塔頂、進料板和塔釜溫度的程序Sub 泡點Tb1()39。 TEnd Sub全章主要主要符號說明符號意義計量單位M摩爾質(zhì)量kg/kmolF進料率kmol/hD塔頂采出率kmol/hW塔底采出率kmol/hq進料熱狀況x液相摩爾分率y氣相摩爾分率R回流比L液相負荷kmol/hV氣相負荷kmol/hN塔板數(shù)P操作壓力Pat溫度℃密度kg/m3表面張力mN/m粘度mPa則Ao=（殼內(nèi)冷卻水流速：uo=Re=2 ‘= 由上可知，采取FB—600—95—4型號，管程，殼程，流速和雷諾數(shù)都是合適的。 計算傳熱負荷Q 取冷凝水的初溫度為: t1=15℃，末溫度為t2=40℃
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