【正文】 1)1()1( 22 ?????LeVbLe RxRxM ??bMGP ?/24 ??42DWotG ??XeGGV ?? ?? ?39。 s 液相密度：ρ b =液相定比壓熱容： Cpb= KgKJ/ 質(zhì)量流量： Wv=VC 塔頂壓力 Pt= 查 PKT圖得： kA= ； kB= 則 α 頂 =kA/kB=； 假設(shè)精餾塔的塔板數(shù)是 143 塊，每塊板的壓降為100mmH2O。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。缺點是使用久后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住，操作失常。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。 流程如下： 原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔 中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。L qF?? 39。 ，） 表面張力（ 176。 00uuK? =＞ 滿足穩(wěn)定性要求 第八節(jié) 負荷性能圖 以氣相流量為縱坐標，液相流量為橫作標 1． 過量液沫夾帶線 根據(jù)前面液沫夾帶的較核選擇表達式： 1F ?????KCAZqqFbnlsvlvn v s ??? 由此可得液沫夾帶線方程： nLsTdq HA ???nvsq = nlsq 此線記作線（ 1） 2． 液相上限線 對于平直堰，其堰上液頭高度 owh 必須大于 ， 取 owh = ，即可確定液相流量的下限 取 E=1，代入 lw，可求得 lw的值，則 Lh=*lw=此線記作線（ 2） 與縱軸平行 3. 嚴重漏液線 當閥孔的動能因子低于 5 時將會發(fā)生嚴重漏夜，故取50?F 時，計算相應(yīng)氣相流量 則 uAq n vh 003600 ?? = hm/3 此線記作線（ 3） —— 與 橫 軸平行 4 液相上限線 ??? HAq Tdnv h 3 6 0 hm/3 ()720 由上述關(guān)系可作得線（ 4） 5 漿液管液泛線 令 將 其中 Δ =0 為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使 0 0 3/23 ??????????? ?WV L how lqEhHd’=HT+hW ?? dHdfOWWd hhhhH ????????????? ? hHH wTd ? …………………………………（ *）。 s) = = = ② 傳熱管蒸發(fā)段阻力△ P3 a. 氣相流動阻力△ Pv3 G=(m2其內(nèi)徑為 m 2．塔頂蒸汽管： 取原料流速： u=12m/s 體積流量： V= hm/3 則?uVd 4? = m 取管子規(guī)格 Ф 152 . 其內(nèi)徑為 ，其實際流速為 u=24dV?=3. 塔頂產(chǎn)品管 取原料流速 u=，其體積流量： V= hm/3 則?uVd 4? = 取管子規(guī)格 Ф 68 4. 其內(nèi)徑為 m，其實際流速 為 u=24dV?=4. 回流管 取原料流速： u=： V= hm/3 則?uVd 4? = 取管子規(guī)格 Ф 152 . 其內(nèi)徑為 ，其實際流速為 u=24dV?=0. 7m/s 5．釜液流出管 取原料流速： u=： V= hm/3 則?uVd 4? = m 取管子規(guī)格 Ф 60 . 其內(nèi)徑為 m。 飽和 附錄二 參考文獻： 1.《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》，匡國柱、史啟才主編，化學工業(yè)出版社， 2020 年?？傊ㄟ^這次課程設(shè)計，豐富了我各個方面的知識，我受益匪淺。走殼程。 ??? ?121239。 2． 塔板阻力 hf的計算和核對 塔板阻力 hf= ho+hl+hσ （ 1） 干板阻力 ho 臨界氣速 oku 173?????????voku ? = sm/ 因閥孔 氣速大于其臨界氣速，所以在浮閥全開狀態(tài) 計算干板阻力 ??????????guhlv020 ??= sm/ （ 2）塔板清夜層阻力 hl 液相為碳氫化合物 0? = ?????? ?? hhh owwl ? 0 = m （ 3）克服表面張力阻力 hσ = m很小，一般忽略不計 以上三項阻力之和求得塔板阻力 hf= ho+hl+hσ =++= 3． 降液管液泛校核 Hd 可取Δ =0 液體通過降液管的阻力主要集中于底隙處，近似取? =3 則得 = 液柱 則 Hd = m液柱 取降液管中泡沫層相對密度：Φ = 則 Hd’ = = 液柱 03104dgh L ????? ??dfOWW hhhh ??????dfOWW hhhh ???????dH2822 2 ???????????????????? ?bWnL sbWnL sdd hlqhlqguh ?HT+hw=+= Hd’ 所以不會 發(fā)生液泛。 1min??TTN NN=[1( 1min??RRR ) ]。 2．操作條件： 1）塔頂操作壓力： P=（表壓） 2）加熱劑及加熱方法：加熱劑 —— 水蒸氣 加熱方法 —— 間壁換熱 3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水 4）回流比系數(shù)： R/Rmin=。 ▲ 殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。 說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了詳細的闡述，對于再沸器 、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的說明。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 3） 調(diào)節(jié)裝置 由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。 則 α 底 =kA/kB=? =； 當 Xe= 時， Ye=。 則 A / AT=1 Ad / AT = 截面積 : AT=A/= m2 塔徑： = 圓整后，取 D= 符合化工原理書 P108 表 及 P110 表 的經(jīng)驗關(guān)聯(lián) 實際面積： =2 m2 降液管截面積： Ad=ATA= m2 氣體流道截面積： A=AT(1 ATAd )= m2 實際操作氣速： = m/s 實際泛點率： u / uf = 與所取 基本符合 則實際 HT=， D=， uf =,u=, AT =2 m2 ,A= m2 ,u / uf = 3. 塔高的估算 實際塔板數(shù)為 Np，理論板數(shù)為 NT=140（包括再沸器），其中精餾段 61 塊，提餾段 79塊，則 Np=（ NT1） /+1=139/+1=233（塊） 實際精餾段為 1021=101 塊；提餾段為 132 塊，塔板間距 HT = m 有效高度： Z= HT （ Np1） =。 rb 管程溫度為 ℃ 管程流率： qmVs=取潛熱 r=傳熱速率： Q= qmVs?r= 殼程取焓變： Δ H=則殼程流率： qc=Q/Δ H=假設(shè)傳熱系數(shù)： K=650 w/(m2?K) mtmK QA ????Ktt ttt m )()(21ln 21 ??? ?????? ?????則傳熱面積： 圓整后 取 A=114m2 擬用 0℃水為冷卻劑，出口溫度 為 20℃走殼程。因為從書本上的理論知識到真正的生產(chǎn)實踐，期間的距離真是相差很遠。 4.《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，化學工業(yè)出版社， 1982年。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。 s) = = = = ④管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△ P4 動量變化引起的阻力系數(shù) :` = = ⑤ 管程出口段阻力△ P5 a. 氣相流動阻力△ Pv5 = (m2 s 密度：ρ c =2） 管程流體在（ 54℃ ）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rb=330 KgKJ/ 液相熱導率：λ b =(m） 丙烯 丙烷 液相密度 ρ L = *+*= kg/ m3 ρ V =*+*= kg/ m3 液相表面