【正文】 ⑻中南大學(xué) 劉道德 袁慶輝主編《化工設(shè)備的選擇與設(shè)計(jì)》 中南大學(xué)出版社。 ⑷ 《化學(xué)工程手冊(cè)》編輯委員會(huì) .化學(xué)工程手冊(cè) — 氣液傳質(zhì)設(shè)備 [M]北京化學(xué)工業(yè)出版社 。 感謝給我?guī)椭耐瑢W(xué)： 劉鑫 等。通過(guò)這次對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)，不僅讓我將所學(xué)的知識(shí)應(yīng)用到實(shí)際中，而且對(duì)知識(shí)也是一種鞏固和提升充實(shí)。SL =*300= 39。 所以 DH 取 ， N =34塊 ， TH = ， 39。 因?yàn)? 0dL A? ? 所以 L=540m, 則 算得管數(shù)為： N=181 根 根 據(jù)這些數(shù)據(jù)可以查得： 外殼直徑D/mm 公稱壓強(qiáng)gp /(kgf/cm2) 公稱面積A/m2 管子排列方式 管長(zhǎng)l/m 管子外徑0d /mm 管子總數(shù)N/根 管程數(shù) 殼程數(shù) 600 1 25 60 ? 3 25 269 1 1 可以算得此換熱器的換熱面積為 0A N d L?? =269***3= 則滿足要求，也用此換熱器加熱。 加熱蒸汽消耗量及換熱器的選型 Q=qm1r1 Q=qm2r2 Q— 單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量， J/s 或 W； qm1, qm2— 熱、冷流體的質(zhì)量流量， kg/s。 則 mt? = (120 110 .45 ) (120 110 .54)()nl? ? ?=℃ 由于溶液黏度小于 所以 K初取 1050W其液面以上空間為氣液分離空間。 m2/℃ ∴ A= 21945516 4 3 .1 59 0 0 5 0 .1 m?? 所以查管殼式熱交換器系列標(biāo)準(zhǔn)（摘錄） 列管外徑 0d 一般都選 25mm，管長(zhǎng)取 3m。 2 .4 3 .4 9( ) 39。 4 3 . 2 9 7s vu d N d NV m s??? ? ? ?? ? ? ?? ⑤液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度 owh = 作為液相負(fù)荷下限條件 23 360 0 39。39。vuF ??=5計(jì)算 則 , 00 39。s s sV l l? ? ? ③液相負(fù)荷上線限 以 39。39。sL 2+ 39。 39。 4 53 ( ) ( 1 ) ( 39。)TwHh? ?232200360 0 39。sL = 即 , 39。784 .8906 ? ?? ? ?﹪ 對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò) 80﹪，計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在 80﹪以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 ev(液 )/kg(氣 )的要求。39。 39。)TwHh? ? 符合防止淹塔的要求。)TwHh? ? ( ) m? ? ? ?可見(jiàn) 39。TH = , 39。 1 . 2 0 . 0 3 9 0 6swL mlh? ? ??液柱 19 ③板上液層高度 39。d p L dH h h h? ? ? ①與氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?hp前已算出 39。)TwHh? ? 39。ph =+= 液柱 (單板壓降 p p LP h g??? =**=) ⑵淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度， 39。 3 . 2 9 7ocvu m s?? ? ? 39。 6 .0 0uu? ? ? ?﹪ 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 ： ⑴氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降 p c fh h h h?? ? ? ①干板阻力 7 3 . 1 7 3 . 1 5 . 8 9 /2 . 8 7 2ocvu m s?? ? ? u oc u o 則 2Vc Luh g????25 .3 4 2 .8 7 2 7 .2 4 2 0 .0 5 1 12 8 0 2 .1 8 7 7 9 .8 1 m??????液柱 ②板上充氣液層阻力 本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ε = hl=ε hL=*= 液柱 ③液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計(jì) 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? hp=+= 液柱 (單板壓降 p p LP h g??? =**=677Pa) ⑵淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 ()d T wH H h??? 17 Hd=hp+hL+hd ①與氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?hp前已算出 hp= m 液柱 ②液體通過(guò)降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)堰口 2200 . 0 0 4 9 4 30 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 1 2 11 . 2 0 . 0 4 6 3sdwLhmlh? ? ??液柱 ③板上液層高度 hL= 則 Hd=++= 取 ? =，又已選定 HT= , hw= 則， ( ) 0 .5 ( 0 .4 5 0 .0 5 2 3 ) 0 .2 1 5TwH h m? ? ? ? ? ? 可見(jiàn) hd ()TwHh? ? 符合防止淹塔的要求。 / 2094 4sVu m sdN? ? ?? ?? 0 7. 24 2 3. 29 7 10 .8 9F ? ? ? 閥孔動(dòng)能因子變化不大 ,在 9– 12 范圍內(nèi)。h 39。 3 .2 9 7vmFu m s?? ? ? 浮閥數(shù) 22039。wlD ? 查《化工設(shè)計(jì)手冊(cè)》得： dWD =, fTAA = 故， Wd=*D=*= 2 20 .1 2 0 .2 4 14f DAm??? 精餾段停留時(shí)間 0 .2 4 1 0 .4 5 2 2 .3 0 50 .0 0 4 9 4 3fTsAH sL? ?? ? ? (5s 符合要求 ) 提餾段停留時(shí)間 0 . 2 4 1 0 . 4 539。 941000owhm??? 故， 39。 39。Lvvu C m s?????? 適宜的空塔氣速 m a x39。39。 (1 9 1 ) 0 .4 5 8 .1TTTNHE? ? ? ? ? 在進(jìn)料孔上方設(shè)一人孔，高為 故精餾塔有效高度為 ++=15m 提餾段 ：20 39。 8 . 3 9 739。 5 2 . 6 6 /22M w M fM m N m??? ? ?? ? ? 12 精餾段： 34 . 9 4 9 2 1 . 8 0 8 /2 . 8 7 2s vMVV m s?? ? ? 33 . 9 7 2 5 0 . 0 0 4 9 4 3 /8 0 2 . 1 8 6 5s LLL m s?? ? ? 提餾段 : 339。 3 . 2 9 7 /8 . 3 1 4 3 7 9 . 3 0 5vM k g m??????? m 塔頂溫度 tLD=176。 C ρ 1=31 790 .0023 / 825 175779 .2971 779 .7804Lw k g m? ??? 11 氣相密度 ： 精餾段的定性溫度： 1 0 1 . 8 6 8 0 . 7 6 9 1 . 3 122fDM ttt ? ?? ? ?176。LMM = 8 8 .6 7 9 1 .9 5 8 8 .8 7 /2 g m o l? ? 39。 9 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 根據(jù)內(nèi)插法，可查得：苯在泡點(diǎn)時(shí)的黏度 μa() ＝ ， 甲苯在泡點(diǎn)的黏度 μb() ＝ ， 所以，平均黏度 ( ) ( 1 ) 0. 25 0. 25 0. 27 ( 1 0. 25 ) 0. 26 5av a f b fm pa s x x? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? 所以 :總板效率 E=)av ?????= 實(shí)際塔板數(shù) Ne= ?==34 塊 其中，精餾段的 Ne= ==15 塊 提餾段的 Ne= ==19 塊 浮閥塔的工藝尺寸的確定 ①物性參數(shù)的確定 進(jìn)料 xf= 由內(nèi)插法得溫度 tf=176。 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) (x0=,y1=) ?(a)式 ?(x1=,y1=) (b)式 ↙ (x1=,y2=) ?(a)式 ?(x2=,y2=) (b)式 ↙ (x2=,y3=) ?(a)式 ?(x3=,y3=) (b)式 ↙ (x3=,y4=) ?(a)式 ?(x4=,y4=) (b)式 ↙ (x4=,y5=) ?(a)式 ?(x5=,y5=) (b)式 ↙ (x5=,y6=) ?(a)式 ?(x6=,y6=) (b)式 ↙ (x6=,y7=) ?(a)式 ?(x7=,y