【正文】 mt 相鄰兩橫排 的中心線距離 單板壓降 /pP Pa? 630 在降液管中停留時(shí)間 /s? 降液管內(nèi)清液層高度 /dHm 0． 096 泛點(diǎn)率 /% 接管尺寸計(jì)算 進(jìn)料管 直徑 Fd 取原料液流速 /F msu ? 35 6 5 8。 綜上所述，浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果見表 5— 3。 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?184 25 434P c lh h h h m?? ? ? ? ? ? 液 柱 則，單板壓降 0 .0 4 3 4 1 4 8 0 9 .8 1 6 3 0PLpP h g P a?? ? ? ? ? ? ? ? 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???，其中，d P L dH h h h? ? ? Ph ： 已知， 0 .0 4 3 4P c lh h h h m?? ? ? ? 液 柱 dh ： 因?yàn)椴辉O(shè)進(jìn)口堰，可由 下式求得 2200 . 0 0 0 1 3 60 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 2 5 70 . 3 0 . 0 0 3 5SdWlhmlh? ? ??? 液 柱 Lh ： 已知， ? 則， 0 .0 4 3 4 0 .0 5 0 0 .0 0 2 5 7 0 .0 9 6d P L dH h h h m? ? ? ? ? ? ? 液 柱，取 ?? ，又已選定? 、 ? ，則 ( ) ( ) h m? ? ? ? ? ?，可見()d T WH H h???，符合防止淹塔的要求。 則 33 孔速00 1 0 .0 4 .8 6 5 /4 .2 2 5VF msu ?? ? ? 每層塔板上的浮閥數(shù)0 22004 345 ( ) 4SVN d u? ?? ? ? ?????個(gè) 取邊緣寬度 ? ，破沫區(qū)寬度 ? ， 則 塔板上鼓泡區(qū)面積 2 2 22 [ a r c s in ]180a oA R R Rxxx ?? ? ? 其中， 0 .5 0 0 .0 3 0 .2 222CDR W m? ? ? ? ? 0 .5 0( ) ( 0 .0 5 0 .0 8 ) 0 .1 222dSD W W mx ? ? ? ? ? ? ? 求得， 2 2 22 2 222 [ a r c si n ]180 2 [ a r c si n ]180 2 ( 1 91 )a ooA R RRmxxx ?? ? ?? ? ? ? ? ? ?? ? ?? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距 10 0 0. 10mm mt ??，則可估算排間距00 . 1 0 039。0 0 . 4 8 9 0 . 0 0 3 4 83 6 0 0 3 6 0 0 0 . 3 0 0 . 1 3h WLhml u? ? ?? ? ? ? 取 0 ? 。003600 hsWWLLh lluu??? ? ? 取降液管底隙處液體流速 39。 4． 降液 管底隙高度 0h ： 0 39。 1． 堰長(zhǎng) Wl ： 取 ? ，即 ： ? ? ? 2． 出口堰高 Wh ： W L OWh h h?? 采用平直堰，堰上液層高度 OWh 可由下式計(jì)算： 4 ()1000 hOW WLhEl? 32 式中， E —— 液流 收縮系數(shù)，一般可近似取 1E? ，對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大。 根據(jù) 以上數(shù)據(jù)，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查 得 20 ? 。 31 橫坐標(biāo)數(shù)值 為 0 . 5 0 . 50 . 4 8 9 1 4 8 0( ) ( ) 0 . 0 3 5 62 5 6 . 8 4 1 4 . 2 2 5h LhVLV ?? ?? 其中， ,hhLV——液相及氣相負(fù)荷， m3/h； ,LV??——液相及氣相密度， kg/m3。 由 上 式可見，計(jì)算塔徑的關(guān)鍵是計(jì)算空塔氣速 u [16]。在塔板設(shè)計(jì)中起主導(dǎo)作用，往往是氣液接觸部分的面積，應(yīng)保證有適宜的氣體速度。 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，包括塔 板 、塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設(shè)計(jì)，塔板布置、氣體通道的設(shè)計(jì)等工藝計(jì)算。6 Wxx? ? ? 所以 提餾段 理論板層數(shù)為 6 1 5?? 塊。66 5 639。 39。59 . 7 64 . 4 5 6 0 . 0 3 4 5 6 0 . 0 1 5 5 3 0 . 0 0 1 6 1 41 8 . 7 6xy x xx? ? ? ? ? ?? 39。 39。39。44 3 439。 39。39 . 7 64 . 4 5 6 0 . 0 3 4 5 6 0 . 0 8 7 8 8 0 . 0 2 0 5 01 8 . 7 6xy x xx? ? ? ? ? ?? 39。 39。39。22 1 239。 39。19 . 7 64 . 4 5 6 0 . 0 3 4 5 6 0 . 2 8 2 8 0 . 0 3 8 8 31 8 . 7 6xy x xx? ? ? ? ? ?? 39。39。 39。 39。 )q L L F V V? ? ? ? 2R? 相對(duì)揮發(fā)度由三點(diǎn) 法 [17]確定： 28 從圖 52 上 選取適當(dāng)?shù)娜齻€(gè)點(diǎn)，分別為 ： , ?? , ?? , ?? 則 1 11 111 0 . 9 5 0 . 4 1 2 . 6 71 0 . 0 5 0 . 6y xyx? ?? ? ? ? ?? 2 22 221 0 . 6 0 . 8 8 1 1 . 0 01 0 . 4y xyx? ?? ? ? ? ?? 3 33331 0 . 1 2 0 . 9 8 6 . 6 81 0 . 8 8 0 . 0 2y xyx? ?? ? ? ? ?? 取 33 1 2 3 1 2 .6 7 1 1 .0 0 6 .6 8 9 .7 6m? ? ? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? 逐板計(jì)算過程 由上述計(jì)算可知： %Fx ? %Dx ? %Wx ? 1 2 1 20 . 9 9 9 0 . 3 3 31 1 3 3 3n n D n nRRRy x x x x? ? ? ? ? ? ??? 39。 各個(gè)方程中參數(shù)的確定 根據(jù)操作條件可得： 1( 39。 1my? ——提餾段內(nèi)第 m+1 層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。1m m WL q F WL q F W L q F Wy x x? ???? ? ? ? 式中： 39。 操作線方程： 39。 ???? 或： WqFLV ???39。 由生產(chǎn)任務(wù)可知： 5 6 5 8 . 4 6 3 6 5 . 0 6 3 8 . 2 3 3 3 . 7 2 5 4 1 . 9 5 8 /1 4 8 9 8G GF k m o l hMM? ? ? ? ? ? ?苯 酐 順 酐順 酐苯 酐 3 .7 2 5 8 .8 7 8 %4 1 .9 5 8Fx ?? %Dx ? %Wx ? 由 衡算方程 得： 8 . 8 7 8 % 0 . 1 %4 1 . 9 5 8 3 . 6 9 1 /9 9 . 9 % 0 . 1 %FWDWD F k m o l hxx ? ?? ? ? ??? 9 9 . 9 % 8 . 8 7 8 %4 1 . 9 5 8 3 8 . 2 6 7 /9 9 . 9 % 0 . 1 %DFDWW F k m o l hxx ? ?? ? ??? 逐板計(jì)算法確定理論板數(shù)目 計(jì)算所需方程 1． 操作線方程 [15]： 27 ① 精餾段 上升蒸汽量： DRV )1( ?? 下降 液體量： RDL? 操作線方程： 1n n DLDVVy x x? ?? 或： 111n n DRRRy x x???? 式中 ： R —— 回流比； nx —— 精餾段內(nèi)第 n 層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率； 1ny? ——精餾段內(nèi)第 1n? 層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。因此要注意不同的場(chǎng)合應(yīng)使用不同的流量單位。通常，原料量和產(chǎn)量都以 kg/h 或噸 /年來表示，但在 理想板計(jì)算 時(shí)均須轉(zhuǎn)換為 kmol/h。故本設(shè)計(jì)取進(jìn)料熱狀況參數(shù) 1q? 。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。 00 .20 .40 .60 .81 .00 0 .2 0 .4 0 .6 0 .8 1 .0液相組成摩爾分?jǐn)?shù)氣相組成摩爾分?jǐn)?shù) 液相組成摩爾分?jǐn)?shù)氣相組成摩爾分?jǐn)?shù)00 .20 .40 .60 .81 .00 0 .2 0 .4 0 .6 0 .8 1 .0 圖 51 順酐與苯酐的氣液平衡曲線 圖 52 順酐與苯酐的氣液平衡曲線 （壓力 =） (壓力 =30kPa) 回流比 [4] 回流比的選 擇與操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)有密切關(guān)系，影響分離效果及加熱劑和冷卻劑的用量 。從圖 51 和 52 來看，壓力越小，苯 酐和順酐的汽液平衡線離對(duì)角線越遠(yuǎn)，越有利于分離。根據(jù)設(shè)計(jì)參數(shù)條件 及各類型塔板的用途和優(yōu)點(diǎn) [15]， 擬 采用板式塔 — 浮閥塔 。再經(jīng)過適當(dāng)?shù)募訜崾挂夯漠a(chǎn)物達(dá)到飽和液體的狀態(tài)。 從反應(yīng)器出來的氣體主要成分是苯酐、順酐、二氧化碳、水蒸氣未反應(yīng)的氧氣及氮?dú)猓鼈兌家詺怏w形式存在。設(shè)載熱體的入口溫度為 150℃ ，出口溫度為 350℃ ， 取總加熱系數(shù) [8] 2800 0 / ( )K W m??℃ 62 5 3 .7 6 1 0 / 1 4 9 3 3 .3 3 3Q k J h k W? ? ? 1212( 380 150) ( 360 350) 150lnln 360 350mttt tt? ? ? ? ? ?? ? ? ?????℃ 由公式 mQ KA t??可知 傳熱面積 2 21 4 9 3 3 . 3 3 3 2 6 . 6 0 48 . 0 0 7 0 . 1 6 4mQAmKt? ? ??? 綜上所述，可得以下熱量衡算數(shù)據(jù)表 4－ 1： 表 4－ 1 熱量衡算數(shù)據(jù)表 過程 熱量 /kJ 傳熱面積 /m2 預(yù)熱階段的熱量衡算（ 1Q ） 106 + 反應(yīng)階段的熱量衡算（ 3Q ） 106 離開設(shè)備的物料帶走的熱量（ 4Q ） 106 設(shè) 備和物料傳遞的熱量（ 2Q ） 106 25 第五章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)及選型 精餾塔是化工生產(chǎn)中常用的典型設(shè)備，本設(shè)計(jì)涉及苯酐的精餾提純，在主要設(shè)備的設(shè)計(jì)及計(jì)算部分，選擇精餾塔作為對(duì)象進(jìn)行計(jì)算。 由公式 1 4 0( ) ( )i p i pQ Q G C t t Q? ? ?? 可得。 反應(yīng) 1： 0 0 0 0 01 33460 .1 3 241 .82 6 3 0 19. 1 /f f f f fq q q q qk J m ol? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ??苯 酐 水 氧 氣 鄰 二 甲 苯 01161000100 0 565 148 98 10 /rfGQqMk J h??????苯 酐苯 酐 反應(yīng) 2： 0 0 0 0 0 021544215469 .8 4 241 .826 4 393 .5 1 0 2299 44 /f f f f ffq q q q q qk J m ol? ? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ? ? ??順 酐 水 氧 氣 鄰 二 甲 苯二 氧 化 碳 21 022610001000 449811. 146 10 /rfGQqMk J h??????順 酐順 酐 反應(yīng) 3： 0 0 0 0 0 03132 5 2 22132 385 .2 5 241 .826 2 393 .5 1 0 2 2272 5 /f f f f ffq q q q q qk J m ol? ? ? ? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ??苯 甲 酸 水 氧 氣 鄰 二 甲 苯二 氧 化 碳 03361000100 0 24. 3 4 272 5122 44 10 /rfGQqMk J h??????苯 甲 酸苯 甲 酸 反應(yīng) 4： 0 0 0 0 0 04 3 3 65 1 5 .9 9 3 2 4 1 .8 2 6 3 3 9 3 .5 1 6 0 1 9 .1