【正文】 由 于時間和經(jīng)驗等方面的原因，該設計中還存在很多不足、如對原理的了解還不夠全面等等。 在此次設計的全過程中，我們達到了最初的目的，對化工原理有了較深入的認識，對化工設備的設計方面的知識有了較全面的認識，熟悉了板式塔設計的全過程及工具用書。而且，這次課程設計過程，最終完美的實現(xiàn)了預期的目的，大家都收益匪淺，也對這次經(jīng)歷難以忘懷。 （ 5） 塔高 ? ? BDPPFFTPF HHHnHnHnnnH ???????? 1 故全塔高為 ，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的 。由于裙座內徑 800mm,故裙座壁厚取 16mm。為利于出塔氣體 夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取 （ 3） 塔底空間 塔底空間指塔內最下層塔底間距。除一般塔板按設計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。 F=149Kg/h , F? =則體積流量 smL s /101 6 34m in, ???23 管內流速 則管徑 取進料管規(guī)格Φ 95 則管內徑 d=90mm 進料管實際流速 (2)回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質量 ,平均密度 則液體流量 取管內流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格 Φ 65 則管內直徑 d=60mm 回流管內實際流速 (3)塔頂蒸汽接管 則整齊體積流量 取管內蒸汽流速 則 sV FM /m0 0 4 1 ??? ??進 進smu /?9 3 .4 m ???? ???u Vdsmu dV / 0 0 4 1 ??? ???hkm olL /?kmolkgM /?3/ 1 3 mkg??smu /?mmmd uV L 6 0 ???? ???smu dV / 0 0 4 2 ??? ???? ?? ? smV pn R T /1 3 33 6 0 33 ??? ??? ????smu /15?md u V 1 ??? ???s m V e LM L / 00427 . 0 3 3600 9 . 813 21 . 80 87 . 155 ? ? ? ? ? 24 可取回流管規(guī)格 Φ 430 12 則實際管徑 d=416mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (4)釜液排出管 塔底 w=30kmol/h 平均密度 平均摩爾質量 體積流量： 取管內流速 則 可取回流管規(guī)格 Φ 54 則實際管徑 d=49mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (5)塔頂產(chǎn)品出口管徑 D=119koml/h 相平均摩爾質量 溜出產(chǎn)品密度 則 塔頂液體 體積流量： 取管內蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格 Φ 58 則實際管徑 d=53mm 塔頂蒸汽接管實際流速 冷凝器 塔頂溫度 tD=℃ 冷凝水 t1=20℃ t2=30℃ smu dV /1722 ??? ???3/ mkge ?kmolkg / ?smV ewM /0 0 0 9 ??? ??smu /?md u V 0 4 9 0 00 9 ??? ???smu dV / 0 0 0 9 ??? ???km olkgM /?3/ 1 3 mkge ?smV eDM /0 0 3 2 ??? ??smu /?mmmd uV 5 2 0 03 2 ???? ???smu dV / 0 0 3 2 ??? ???25 則 由 tD=℃ 查液體比汽化熱共線圖得 kgKJ /?苯? 又氣體流量 Vh=塔頂被冷凝量 冷凝的熱量 取傳熱系數(shù) K=600W/m2k， 則傳熱面積 冷凝水流量 再沸器 塔底溫度 tw=℃ 用 t0=135℃ 的蒸汽，釜液出口溫度 t1=112℃ 則 由 tw=℃ 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量 Vh=則 取傳熱系數(shù) K=600W/m2k， 則傳熱面積 11 。 圖 4 精餾段篩板負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點 P，連接 OP，即作出 操作線。 表 13 Ls /(m3/s) Vs /(m3/s) 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 4。 (2) 液泛線 由 E=,lW= 得： ???????? ????fTav hH ue ?sSfT sa VDVAA Vu 2 ???? ?SwSwowwf Ll LEhhh 32323 ][) ??????????????? ?（氣）液 kgkgev /(? mmNm /, ?精????????? ????fTav hH ue ?ss LV ??20 已算出 ， ， ， 代入 ，整理得： 在操作范圍內，任取幾個 Ls 值，依上式計算出 Vs 值，計算結果列于表 320。 （ 5) 液泛 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度 ? ?wTd hHH ??? 依式 dlpd hhhH ??? ， 而 取 ?? ，則 故 ? ?wTd hHH ??? 在設計負荷下不會發(fā)生液泛。 (1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎? 精餾段： a)干板壓降相當?shù)囊褐叨?ch ：依 ???d ，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得 C0= ,由式 hc = (??0??0)2(????????) hc = ( )2 ( ) = m b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?lh ： hl = β hL ν a = ?????? ???? = = m/s 由 o? 與 aF 關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) o? =，依式 hl = β hL = β 0(hw +how) = (+) = m c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨??h ： 18 依式 hσ = ??????????0= = m 故 hp = hc+hl+hσ = ++ = m 則單板壓強： △ Pp = hpρ Lg = = 538 kPa 700 kPa 設計合理。 表 9 板間距與塔徑關系 15 初選板間距 HT= m，取板上液層高 度 hL= m,則 HT hL = = C = C20(???? ) = () = ν max = C√???? ???????? = √ = (m/s) 取安全系數(shù)為 （安全系數(shù) — ）， 則 ν = max = = (m/s) 塔徑： D=√ ?????? = √ ?? = m 按標準 ,塔徑圓整為 D = m 塔橫截面積為： AT =?? D2 = m2 則空塔氣速 為 : ν = ?? ???? = = (m/s) 塔板主要工藝尺寸的計算 (1) 溢流裝置計算 精餾段 因塔徑 D＝ ，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。 D = = (kmol/h) Ls = s) μ L,Fm = + = (mPa s),μ B = (mPa 故最小回流比為 Rm = = = 取操作 回流比為 R = = = ②求精餾塔的氣、液相負荷 L = RD = = (k