【導讀】，化工原理（上）（第三版）[M]，化學工業(yè)出版社，2021.

　　

【正文】 . 1 30 . 3 6 3 9 1 1 1 8 0 . 0 8 9 2 0 . 9 5 8 7 6 /( )0 . 0 2 7 w m K? ? ? ? ? ? ? ? 污垢熱阻 管程與殼程污垢熱阻分別取 Rsi=(m2˙ K)/w,Rso=(m2˙ K)/w 0 0000111s siiiK ddRRdd??? ? ? ? 21 4811 25 25 17 34876 20 364 6 20 / ( )w m K??? ? ? ?? ? 第 41 頁 在初選換熱器型號時要求傳熱過程的總系數(shù)為 22302 6 3 9 /( )3 .6 w m K??，通過核算，該型號換熱器在規(guī)定的流動條件所能提供的總傳熱系數(shù)為 481 2/( )w m K? ，故所選換熱器是合適的?？倐鳠嵯禂?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值計算，則完成傳熱任務所需傳熱面積 0A 為 2003653926. 01 1000 3 9 . 7 74 8 1 5 3 . 0 6 3 6 0 0mQAmKt ?? ? ?? ? ? 而該型號換熱器的實際傳熱面積 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。換熱面積的裕度為 4 6 .6 3 3 9 .2 7 1 0 0 % 1 4 .7 %4 6 .6 3? ?? 核算壓力降 因為管程和殼程都有壓力降的要求，所以要對管程和殼程的壓力進行核算。 (1)計算管程壓力降 管程壓力降計算的通式為 ()i i r s pP P P N N? ? ? ? ?? 式中，殼程數(shù) Ns=1,管程數(shù) Np=2。 30 .0 2 0 .7 6 0 9 9 6 .3R e 1 7 9 1 60 .8 4 5 3 1 0iii du ?? ???? ? ?? 可知管程流體呈湍流狀態(tài)。 取管壁粗糙ε =,相對粗糙度 520id? ??，查λ Re 關聯(lián)圖可知摩檫因數(shù)λ =。所以 223 9 9 6 . 3 0 . 7 60 . 0 3 5 1 5 1 12 0 . 0 2 2i luP P ad ?? ?? ? ? ? ? ? ? 第 42 頁 229 9 6 . 3 0 . 7 63 3 8 6 322i uP P a? ?? ? ? ? ? ?? 于 是 (1 5 1 1 8 6 3 ) 1 2 4 7 4 8iP P a? ? ? ? ? ?? (2)計算殼程壓力降 由于殼程流體狀況較復雜，所以計算殼程流體壓力降的表達式很多，計算結(jié)果都差不多。現(xiàn)用埃索法來計算殼程壓降。即 0 1 2() ssP P P F N? ? ? ? ?? 式中Δ P1─流體橫過管束的壓力降 Pa； Δ P2─流體通過折流擋板缺口的壓力降； Fs─殼程壓力降的垢層校正系數(shù)，無因次，對于液體取 ，對于氣體可取； Ns─殼程數(shù)。 而 2010 ( 1) 2cB uP F f n N ?? ? ? 201 23 .5 2B uhPN D ???? ? ????? 式中 F─管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列 F=,對正方形斜轉(zhuǎn) 45176。 F= F=。 f0─殼程流體的摩檫系數(shù)，當 Re500(Re)。 nc─橫過管束中心線的管子數(shù)，對正方形排列 ? (式中 n為換熱器總管數(shù) )； NB─折流擋板數(shù)； n─折流擋板間距， m。 u0─按殼程流通截面積 A0計算的流速，而 A0=h(DnCd0)。 D─殼徑， m。 d0─換熱管外徑， m。 本題中，管子的排列方式對壓力影響的校正因數(shù) Fs=,殼層數(shù) Ns=1。管子為正方形斜轉(zhuǎn) 45176。排列，管子排列方法對壓力降的校正系數(shù) F=. 第 43 頁 橫過管束中心線的管子數(shù) 198 17n? ? ? 取折流擋板數(shù) 31 1 1 90 .1 5B LN h? ? ? ? ? 殼程流通截面 200( ) 0. 15 ( 0. 6 17 0. 02 5 ) 0. 02 63cA h D n d m? ? ? ? ? ? ? 由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時涉及到的相關物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時的數(shù)據(jù)。 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。 第 44 頁 第四章 塔附件設計 接管 進料管 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多， 有直管進料管、 T型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下： 4 SFVD u?? 取 Fu ? ， /SV m s? 4 0 .0 0 3 5 7 5 3 .33 .1 4 1 6 1 .6D m m???? 回流管 采用直管回流管，取 Ru ? 。 R ? ， hk mo lDRL / ????? 12 4. 52 78 .1 1 0. 98 12 4. 52 92 .1 3 0. 02436 00 81 4. 46 0. 05 15 51 .53. 14 16 1. 6Rd m m m? ? ? ? ???? ? ?? 塔底出料管 取 Wu ? ，直管出料 /L gm? ? 5 5 .2 1 0 .0 2 7 8 .1 1 5 5 .2 1 0 .9 8 9 2 .1 3443 6 0 0 8 0 2 .0 8 0 .0 3 7 4 3 7 .43 .1 4 1 6 1 .6SwwVd m m mu?? ? ? ? ???? ? ? ?? 第 45 頁 塔頂蒸氣出料管 直管出氣，取出口氣速 20 /u m s? 。 14 4 1 . 3 4 1 0 . 2 9 2 2 9 23 . 1 4 1 6 2 0VD m m mu? ?? ? ? ?? 塔底進氣管 采用直管取氣速 23 /u m s? ，則 24VD u?? 24 4 1 . 2 9 0 . 2 6 7 2 6 73 . 1 4 1 6 2 3VD m m mu? ?? ? ? ?? 筒體與封頭 筒體 1 .0 5 6 1 4 0 0 0 .2 4 .1 22 1 2 5 0 0 .9 mm? ??? ? ??? 壁厚選 6mm，所用材質(zhì)為 A3 封頭 封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑 D=，可查得曲面高mmh 1501?,直邊高度 0 40h mm? ，內(nèi)表面積 mmF，容積30396. mmV。選用封頭 ?Dg。 除沫器 在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。本設計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方 第 46 頁 便等優(yōu)點。 設計氣速選?。? 39。39。 0 .1 0 7LVVu k k??????且 8 0 2 . 0 8 2 . 8 40 . 1 0 7 1 . 7 9 5 /2 . 8 4 ms?? ? ? 除沫器 直徑 4 4 1 . 3 4 1 0 . 9 5 13 . 1 4 1 6 1 . 7 9 5SVDmu? ?? ? ?? 選取不銹鋼除沫器 類型：標準型；規(guī)格： 40100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（ 1Cr18Ni19Ti） ；絲網(wǎng)尺寸：圓絲 。 裙座 塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑800mm ,故裙座壁厚取 16mm。 基礎環(huán)內(nèi)徑： 3biD ( 1 4 0 0 2 1 6 ) ( 0 .2 0 .4 ) 1 0 1 0 3 2 m m? ? ? ? ? ? 基礎環(huán)外徑： 3boD ( 1 4 0 0 2 1 6 ) + ( 0 .2 0 .4 ) 1 0 1 8 3 2 m m? ? ? ? ? 經(jīng)圓整后裙座取 biD ? ， boD ? ；基礎環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去 ；考慮到再沸器，裙座高度取 ，地腳螺栓直徑取 M22。 人孔 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進 出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔 10~20 塊板才設一個孔，本塔中共 25塊板，需設置 2個人孔，每個人孔直徑為 450mm，板間距為 600mm,裙座上應開 2個人孔，直徑為 450mm，人孔深入塔內(nèi)部應與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀 第 47 頁 及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。 塔總體高度的設計 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。 塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取 5min。 B s v TH ( tL 39。 60 R ) /A ( )? ? ? ? )( ??????m 塔立體高度 mmmNHH T )122(45015051 ?????????? ??????????? 裙寸頂 HHHH B 第 48 頁 設計結(jié)果 浮閥塔的工藝設計計算結(jié)果匯總表 項目內(nèi)容 數(shù)值或說明 備注 塔徑 D/m 板間距 HT/m 塔板形式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 U/(m/s) 堰長 (lw) 板上液層高度 hW/m 降液管底隙高度 h0/m 浮閥數(shù) N/個 323 等腰三角形叉排 閥孔氣速 U0/(m/s) 臨界閥孔氣速 U0c(m/s) 閥孔動能因數(shù) F0 孔心距 t/m 同一橫排的孔心距 排間距 h/m 相鄰兩橫排中心線距離 單板壓降Δ P/Pa 504 液體在降液管內(nèi)停留時間τ/s 降液管內(nèi)清液層高度 Hd/m 泛點率 (%) 氣相負荷上限 Vsmax/(m3/s) 霧沫夾帶控制 氣相負荷下限 Vsmin/(m3/s) 漏液控制 操作彈性 第 49 頁 結(jié)束語 通過這兩周的課程設計，讓我了解到了精餾塔的設計流程、用途 以及各方面的優(yōu)點。 在精餾塔的設計過程中，需要查 閱大量的資料和非常多的計算。認真的計算是做好課程設計所必需的。而通過這次的設計培養(yǎng)了我們的思維能力、獨立工作的能力。養(yǎng)成了嚴謹?shù)乃伎寄芰Α? 對于設計過程我們通過查閱各種文獻得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設計 任務 書 進行計算，使我們的自學能力，匯總能力都得到了提高 。 在這之中，我覺得難處主要有三點： 一是查找資料。找資料其實不難，關鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計算看哪一個合理，所以很 是麻煩。 二是計算。計算是個很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會算錯，而且有可能當時還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改好多東西，所以說這確實要有耐心。不能太粗心，做錯了也得認真的改過來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯。 三是畫圖。因為以前沒有學習過 CAD 制圖，所以在制作塔設備圖大家都去學習 CAD 的基本作圖知識，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。 課程設計是對知識的檢驗，是對我們能力的檢驗，讓我們將知識和實踐結(jié)合起來，發(fā)揮我們的想象將課程設計做好、做的合理、做的正確。 在此特別感謝帶我們的王老師，通過他的指導讓我們圓滿完 成了這次的課程設計，在此非常的感謝。 第 50 頁 參考文獻 [1] 董大勤