化工原理課程設(shè)計(jì)苯與氯苯的分離課程設(shè)計(jì)說明書(參考版)
2025-05-26 18:11本頁(yè)面
【正文】 ，還有很多不足之處，望老師多多批評(píng)指正。，在選材設(shè)計(jì)上參考了大量資料、手冊(cè)等，故計(jì)算結(jié)果可能近似或雷同。2堰高3弓形降液管界面積4弓形降液管寬度5降液管底隙高度6橫排孔心距7排間距8浮閥數(shù)184929開孔率接管尺寸計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目規(guī)格材料1塔頂蒸氣出口管熱軋無(wú)縫鋼管2塔頂回流液管冷拔無(wú)縫鋼管3進(jìn)料管冷拔無(wú)縫鋼管4塔釜出料管冷拔無(wú)縫鋼管5加熱蒸氣進(jìn)口管熱軋無(wú)縫鋼管 十二、對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述，制造維修方便，造價(jià)低。采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為： W/(℃⑤選擇換熱器型號(hào)由于兩流體溫差≈50℃,殼選用固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T471592）選擇主要參數(shù)如下： 公稱直徑DN 400mm 公稱壓力NP 管程數(shù) 4 管子尺寸 管子根數(shù)n 94 管長(zhǎng) 6000mm 管中心距 32mm 中心排管數(shù) 11 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 實(shí)際換熱面積選K值，估算傳熱面積參照《化工流體流動(dòng)與傳熱》附錄二十六，初選取K=310 W/(r=/3600=W冷卻水耗量: kg/s③確定流體的流徑 該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為苯，冷流體為水，為使苯能通過殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，令苯走殼程，水走管程.計(jì)算平均溫度:暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時(shí)平均溫度差 苯T 冷卻水t 33 223。s②熱負(fù)荷計(jì)算: M℃）導(dǎo)熱系數(shù)：k=(可知本設(shè)計(jì)塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。OP線與（2）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。將以上5條線標(biāo)繪于圖中，即為提餾段負(fù)荷性能圖。液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線（3）在VS—LS圖中為與氣相流量無(wú)關(guān)的垂線。已知，整理得：在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中LS，m3/sVS, m3/s依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出液沫夾帶線(1)?？芍驹O(shè)計(jì)塔板上限由液沫夾帶控制，下限由漏液控制。OA線與（2）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OA線與氣相負(fù)荷下限線（1）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。依此值在VS—LS圖中作線即為液泛線（5）將以上5條線標(biāo)繪于圖中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。3．液相負(fù)荷下限線取平堰、堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，取則 整理上式得依此值在VS—LS圖中作線即為液相負(fù)荷下限線（3）。八、塔板負(fù)荷性能圖計(jì)算（一）精餾段塔板負(fù)荷性能圖漏液線 取F0=5，又 故 據(jù)此做出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線（1）2．液沫夾帶線 其中， （a）近似取E≈, （b）取液沫夾帶極限值為。4．漏液的驗(yàn)算(1) 精餾段漏液的驗(yàn)算 取F0=5，則 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。3．液沫夾帶(1) 精餾段液沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶。2．液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，而（1）與氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段 提餾段 （2）液體通過降液管的壓頭損失精餾段 提餾段 （3）板上液層高度精餾段和提餾段皆為因此，降液管中清液層高度如下：精餾段 可見，精餾段符合防止液泛的要求。取邊緣區(qū)寬度
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