【文章內(nèi)容簡介】 穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。（2） 提餾段穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 其中，根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗精餾段故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 為了避免液泛，降液管中液面高（）不得超過即 其中液體在降液管出口阻力：精餾段取則則故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛提餾段取則則故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。 塔板負(fù)荷性能圖 精餾段(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中 取，前面求得，代入，整理得： (2) 液泛線 令 由 聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式帶入上式，并整理得 式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 整理，得 (3) 液相負(fù)荷上限線 以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限， 從而做出液相負(fù)荷上限線3(4) 漏液線由和，代入得：整理得：(5) 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。（6） 操作線 P點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線6根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。圖12 精餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（操作點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。③OP與霧沫夾帶線的交點(diǎn)對應(yīng)氣相負(fù)荷為V,與漏夜線的交點(diǎn)對應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,min，可知：按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以 精餾段的操作彈性=2(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中取，前面求得，代入，整理得： (2) 液泛線 由 聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式帶入上式，并整理得 式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 整理，得(3) 液相負(fù)荷上限線 以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限， 從而做出液相負(fù)荷上限線3(4) 漏液線由和，代入得：整理得：(5) 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。(6) 操作線 P點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所圖13 提餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（操作點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。③OP與霧沫夾帶線的交點(diǎn)對應(yīng)氣相負(fù)荷為,與漏夜線的交點(diǎn)對應(yīng)氣相負(fù)荷為，可知：按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以 提餾段的操作彈性=2第4章 精餾塔的附屬設(shè)備及選型 輔助設(shè)備的選型本精餾塔選用間接蒸汽加熱，其附屬設(shè)備主要有原料預(yù)熱器、蒸汽冷凝器、再沸器、產(chǎn)品冷卻器、連接管、泵等（由于原料由上游而來，溫度為20℃,為冷液，故需預(yù)熱至泡點(diǎn)進(jìn)料。）列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點(diǎn)，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟。因此,以下的冷凝器采用列管換熱器。 原料預(yù)熱器本設(shè)計流程要求泡點(diǎn)進(jìn)料，℃，而原料溫度為20℃，℃，可以采用釜液加熱進(jìn)料液的間接接蒸汽加熱方式，使其達(dá)到泡點(diǎn)溫度，以提高傳熱效果，實現(xiàn)能量利用的最大化。熱量衡算擬定將釜液降至70℃排出收集。F=℃根據(jù)溫度查液體比熱容共線圖得：（）設(shè)熱損為5%,則： Q=Q（1+）= 取總傳熱系數(shù)，總傳熱面積為：選型查書可選的列管式換熱器主要設(shè)計參數(shù)如下:A= m2 , 管長L=6000，管程數(shù) N=4，公稱直徑 DN=108mm，碳鋼管采用列管式冷凝器，并使塔頂蒸汽在殼程冷凝，冷卻水在管程流動，以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。圖16：液體比汽化熱共線圖塔頂溫度tD=℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ 則 tD=℃查液體比汽化熱共線圖圖14 液體比汽化熱共線圖 得 又氣體流量 塔頂被冷凝量 冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)， 則傳熱面積 冷凝水流量 設(shè)傳熱方式為逆流傳熱選型 查書可選列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下:A=，管長L=3000，管程數(shù)2,公稱直徑DN=74mm，碳鋼管 再沸器選用t0=135℃的飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)K=600 W/(m2?k)塔底溫度tw=℃，釜液出口溫度t01=115℃，則℃℃℃查液體氣化潛熱圖，可知塔釜溫度tW=℃下苯的氣化潛熱：r1=甲苯的氣化潛熱：r2= kJ/kg135℃水蒸汽的汽化潛熱為：r0= kJ/kg塔釜液相平均氣化潛熱rW由以下得kJ/kg由此可得塔釜再沸器熱負(fù)荷QkJ/h=因為設(shè)備蒸汽熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%，所以所需蒸汽的質(zhì)量流量kg/s則可以求出換熱面積Am2選型 查書可選列管式換熱器主要設(shè)計參數(shù)如下:A=，管長L=4000，管程數(shù)2,公稱直徑DN=124mm，碳鋼管熱量衡算 設(shè)定餾出液出口溫度為45 查液體比熱容共線圖 =(KgK)Q=mct=Dct=()= 取=600==設(shè)熱損為5%,則： KJ/h換熱器面積： A=== 選型 查書可選列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下:A=，管長L=1500，管程數(shù)1,公稱直徑DN=159mm，碳鋼管設(shè)將經(jīng)預(yù)熱器出來的釜液（70℃）冷卻到45℃,求得平均溫度== 查液體比熱容共線圖 =(KgK)Q=mct=Wct=(7045)=取=1000==設(shè)熱損為5%,則： KJ/h換熱器面積： A==查書可選列管式換熱器主要設(shè)計參數(shù)如下:A=，管長L=2000，管程數(shù)1,公稱直徑DN=159mm， 換熱器規(guī)