【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 T = m2 氣體流道截面積： A=ATAd= m2 實(shí)際操作氣速： = 實(shí)際泛點(diǎn)率： u / uf = 降液管流速 bU = vlsq/DA = 塔高 Np=135 20 20 ????????CCVVLf Cu ? ?? ??uqA VVs??ATD 4?24 DAT ??Aqu VVs?LVmmsVsVLV qqqqF ????VsLsVLVL ??丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 16 取塔板間距 HT= 有效高度： Z= HT （ Np1） =*134= 進(jìn)料處兩板間距增大為 設(shè)置 9個(gè)人孔，每個(gè)人孔 塔頂空間高度 ,釜液上方氣液分離高度取 . 釜液高度取 2m，封頭高度取 。 所以，塔體高度 h=Z++9*（ ） +++2+= 裙座取 5m 所以，塔的安裝高度 =塔體高度 +裙座高度 =+5= 溢流裝置的設(shè)計(jì) 1． 降液管（弓形） 由上述計(jì)算可得：降液管截面積： Ad=AT = 由 Ad/AT=,查《化工原理》（下冊(cè) ） P233 的圖 可得： lw/D= 所以，堰長(zhǎng) lw== 符合要求 2． 溢流堰 取 E 近似為 1 則堰上液頭高： =6mm 考慮到物料比較清潔，且液相流量不大，取堰高 hw=,底隙 hb= 液體流經(jīng)底隙的流速： 符合要求 3/2 ?????????? ?WV L how lqEh丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 17 閥空尺寸及排列方式 浮閥數(shù) 入口安定區(qū)與出口安定區(qū) mmbb ss 75, ?? 邊緣區(qū)寬度 bc=50mm 由 ?Td AA ，查化工原理 (下 )圖 得 ?Dbd 降液管寬度 mDb d ???? = 2 cDrb?? = 有效傳質(zhì)面積：有效傳質(zhì)面積： = 2m 選取 F1 型浮閥，重型，閥孔直徑 d0= m,厚度 初選閥動(dòng)能因子 110?F ，計(jì)算閥孔氣速 vFu?00 ?= sm 浮閥個(gè)數(shù) 2004vvsqnd u????=132 浮閥排列方式 選擇等腰三角形排列，按 t=100mm 進(jìn)行布孔，實(shí)排閥數(shù) n=132 個(gè) 重新計(jì)算塔板以下參數(shù)： 閥孔氣速 200/( )4su V n d??= 動(dòng)能因子 ??? vuF ? 所以 110?F 正確 )(2 sd bbDx ???)s i n(2 1222 rxrxrxA a ????丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 18 浮閥的開(kāi)孔率 ??????DdnAAT 202044??? %10% 所以，符合要求 塔板流動(dòng)性能校核 由塔板上氣相密度及塔板間 距查《化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》書(shū)圖 519 得系數(shù) FC = 根據(jù)表 511所提供的數(shù)據(jù)， K可取 K=1。 KCAqFFTvlvvvs1 ????? = Z=D2 db = AAA dTb 2?? = KCAZqqFFbv lsvlvvvs ?????1 ??? = 故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。 fh 的 核對(duì) 塔板阻力 ?hhhh lf ??? 0 （ 1）干板阻力 ho 丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 19 臨界氣速 oku 8 2 173?????????voku ? =因閥孔氣速大于其臨界氣速，所以在浮閥全開(kāi)狀態(tài)計(jì)算干板阻力 ??????????guhlv020 ??=（ 2）塔板清液層阻力 hl 液相為碳?xì)浠衔?0? = ??????? ?hhh owwl 0? = m （ 3）克服表面張力阻力 hσ = m 很小，一般忽略不計(jì) 以上三項(xiàng)阻力之和求得塔板阻力 ?hhhh lf ??? 0 =++= 可取Δ =0 液體通過(guò)降液管的阻力主要集中于底隙處，近似取 ? =3 則得 = 液柱 則 = m液柱 取降液管中泡沫層相對(duì)密度：Φ = 則 = 03104dgh L ????? ??dfOWWd hhhhH ???????? dd HH 39。2822 2 ???????????????????? ?bWv L hbWv L hdd hlqhlqguh ?dfOWWd hhhhH ??????丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 20 39。 dwT HhH ????? 所以不會(huì)發(fā)生液泛。 液體在降液管中的停留時(shí)間應(yīng)大于 3～ 5s =5s 滿足要求 ,則可避免嚴(yán)重的氣泡夾帶。 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子低于 5 時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點(diǎn)的氣速可取0F =5 的相應(yīng)孔流氣速 vFu?039。0 ?= m/s 39。 00uuK? =＞ 滿足穩(wěn)定性要求 負(fù)荷性能圖 以氣相流量為縱坐標(biāo)，液相流量為橫作標(biāo) 1． 過(guò)量液沫夾帶線 根據(jù)前面液沫夾帶的較核選擇表達(dá)式： F 1 ??????KCAZqqFbv lsvlvvvs ??? 由此可得液沫夾帶線方程： vvsq = vlsq 即 vvhq = VLsTdq HA ???丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 21 此線記作線（ 1） 2． 液相下限線 對(duì)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 wl ，可求得 wl 的值，則 hmlq wV L h /6 6 ??? 此線記作線（ 2） 與縱軸平行 3. 嚴(yán)重漏液線 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子低于 5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取 50 ?F 時(shí)，計(jì)算相應(yīng)氣相流量 則 hmFdnuAqvvvh/ 3020xx ????? ?? 此線記作線（ 3） —— 與 橫 軸平行 4. 液相上限線 hmHAqTdhv /?? 由上述關(guān)系可作得線（ 4） 5. 降液管液泛線 其中 Δ =0 發(fā)生降液管液泛時(shí)， ???????? ?hHH wTd 其中 mhw ? 3/2 3???????????? ? lqhwv lhEow ?hhhh lf ??? 0 其中 ?h 可忽略不記 3/2v3 ??????????? ?WLhow lqEh???? dwTd HhHH 39。dfOWWd hhhhH ??????丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 22 ??????????guhlv020 ?? ?????? ?? hhh owwl ? 0 將各式代入可得液泛方程線： 2632329 V L hV L hV V h qqq ??? ?????? 即 21223257 )( V L hV L hV V h qqq ?????? 操作彈性 364 5 0/2 7 0 0)/()( m inm a x ???? v v hv v h qq 由負(fù)荷性能圖可知，設(shè)計(jì)點(diǎn)在負(fù)荷性能圖中的位置較適中，有較好的操作彈性和適宜裕度，其他性能均滿足要求，故本設(shè)計(jì)較合理。 2822 ???????????????????? ?bWv L sbWv L sdd hlqhlqguh ? 丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 23 第三章 再沸器的設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件 選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力： 壓力降： Np hf Lg? =135 1 = 塔底壓力 =+= ．再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì) 殼程 管程 溫度（℃） 100 53 壓力 （ MPa 絕壓） 1） 殼程凝液在溫度（ 100℃ ）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rc=熱導(dǎo)率：λ c =(m*K) 粘度： μ c =*s 密度：ρ c =2） 管程流體在（ 53℃ ）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rb=液相熱導(dǎo)率：λ b =(m*K) 液相粘度：μ b =*s 液相密度：ρ b =440kg/m3 液相定比壓熱容： Cpb= (kg*k) 表面張力：σ b＝ 丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 24 氣相粘度：μ v =*s 氣相密度：ρ v =30kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（ Δ t/Δ P） = K/kg 估算設(shè)備尺寸 熱流量： = 3118119w 傳熱溫差： =10053=47K 假設(shè)傳熱系數(shù)： K=960W/( m2 K) 估算傳熱面積 Ap = m2 擬用傳熱管規(guī)格為： Ф 25 2mm,管長(zhǎng) L=3000mm 則傳熱管數(shù)： =349 若將傳熱管按正三角形排列 得： =21 管心距： t=32m 則 殼徑： =682mm 圓整后 D=700mm L/D= 故選擇合理 取 管程進(jìn)口直徑： Di= 管程出口直徑： Do= 傳熱系數(shù)的校核 顯熱段傳熱系數(shù) K 假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe= 則循環(huán)氣量： =1) 計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù) α i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： = ( m2? s) 雷諾數(shù)： =9940010000 ccbbR VVQ ?? ??bm tTt ???mRtKQ???LdAN pT 0??0)3~2()1( dbtD S ???ebt xDW?0sWG t?Ti Nds 20 4??0sWG t?biGd??Re丙烯 — 丙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 25 普朗特?cái)?shù)： = 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1447w/( m2 K) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算 α o 蒸氣 冷凝的質(zhì)量流量： = 傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =(m? s) = 7132100 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)： Ri= m2? K/w 冷凝側(cè)： Ro= m2? K/w 管壁 熱阻： Rw=b/λ w= m2? K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) = 1507w/( m2? K) . 蒸發(fā)段傳熱系數(shù) KE 計(jì)算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量： Gh=3600 G = 1278000kg/( m2? h) Lockhutmartinel 參數(shù)： 在 X