1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上苯-氯苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)目 錄設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 3 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 61 概述 62 設(shè)計(jì)方案確定 73 設(shè)計(jì)計(jì)算 83.1 精餾塔的物料衡算 83.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 8 3.1.2塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考斑M(jìn)料流量計(jì)算 83.2 塔板數(shù)的確定 83.2.1.1 q值的計(jì)算 83.2.1.2 最小回流比的求取 83.2.1.3求操作線(xiàn)方程 93.2.1.4求理論板數(shù)：逐板計(jì)算法 103.2.1.4實(shí)際塔板數(shù) 113.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 113.3.1操作壓力計(jì)算 113.3.2操作溫度計(jì)算 113.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 123

2、.3.4平均密度計(jì)算 123.3.5體積流率計(jì)算 133.3.6液體平均表面張力的計(jì)算 143.3.7液體平均粘度計(jì)算 153.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 153.4.1塔徑的計(jì)算 153.4.2塔高的計(jì)算 163.5 塔板主要工藝尺寸計(jì)算 173.5.1精餾段計(jì)算 183.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 203.6.1精餾段流體力學(xué)驗(yàn)算 213.7塔板負(fù)荷性能圖 233.7.1精餾段負(fù)荷性能圖 23 4附屬設(shè)備選型 26 4.1再沸器的選擇 264.1.1 再沸器的熱量衡算 26 4.1.2飽和蒸汽用量 26 4.1.3再沸器的加熱面積 26 4.2 冷凝器的選擇 27 4.2.1全凝器熱量衡算

3、27 4.2.2冷卻水用量 27 4.2.3冷凝器的選擇 27 4.3塔內(nèi)其他構(gòu)件 284.3.1進(jìn)料管 28 4.3.2回流管 28 4.3.3塔頂蒸汽管 28 4.3.4塔底出料速度 29 5設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)列表 296 設(shè)計(jì)評(píng)述 307參考文獻(xiàn) 30設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目 苯氯苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)。二、設(shè)計(jì)任務(wù)（1）原料液中氯含量：質(zhì)量分率=35%（質(zhì)量），其余為苯。（2）產(chǎn)品純度為99.0 %（質(zhì)量）的氯苯。（3）塔頂餾出液中氯苯含量不得高于1.0%（質(zhì)量）。（4）生產(chǎn)能力：t/y苯產(chǎn)品，年開(kāi)工320天。三、操作條件（1）精餾塔頂壓強(qiáng)：4.0（表壓） （2）進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn) （3）回流比：=

4、1.5 （4）單板壓降壓：0.7KPa（5）冷凝器冷卻劑：水，冷卻劑溫度：=25 ；=40 （6）再沸器加熱劑：飽和水蒸氣，加熱劑溫度：=2at（表壓）熱損失：=5%四、要求（1）對(duì)精餾過(guò)程進(jìn)行描述 （2）對(duì)精餾過(guò)程進(jìn)行物料衡算和熱量衡算（3）對(duì)精餾塔進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算 （4）對(duì)精餾塔的附屬設(shè)備進(jìn)行選型（5）畫(huà)一張精餾塔的裝配圖 （6）編制設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)五、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)要求（1）目錄（2）設(shè)計(jì)題目及原始數(shù)據(jù)（任務(wù)書(shū)）（3）簡(jiǎn)述精餾過(guò)程的生產(chǎn)流程及特點(diǎn)（4）精餾過(guò)程有關(guān)計(jì)算（物料衡算、熱量衡算、理論塔板數(shù)、回流比、塔高、塔徑、塔板設(shè)計(jì)、接管設(shè)計(jì)等）（5）附屬設(shè)備的選型（裙座、再沸器、冷凝器等）；（6）設(shè)計(jì)結(jié)

5、果概要（主要設(shè)備尺寸、衡算結(jié)果等）（7）設(shè)計(jì)評(píng)述（8）參考文獻(xiàn)。符號(hào)說(shuō)明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線(xiàn)截距c 負(fù)荷系數(shù)（無(wú)因次）c0 流量系數(shù)（無(wú)因次）D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率（無(wú)因次）E 液體收縮系數(shù)（無(wú)因次） 物沫夾帶線(xiàn) kg液/kg氣F 進(jìn)料流量 kmol/hF0 閥孔動(dòng)能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當(dāng)液柱高度 mhr 與氣體穿過(guò)板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhf 板上鼓

6、泡高度 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體表面張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?mh2v溢液堰高度 mK 物性系數(shù)（無(wú)因次）Ls 塔內(nèi)下降液體的流量 m3/sLw 溢流堰長(zhǎng)度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板數(shù)Np 實(shí)際塔板數(shù)NT 理論塔板數(shù)P 操作壓強(qiáng) PaP壓強(qiáng)降 Paq 進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)R 回流比Rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜?dú)堃毫髁?kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高 m希臘字母相對(duì)揮

7、發(fā)度粘度 Cp密度 kg/m3表面張力下標(biāo)r 氣相L 液相l(xiāng) 精餾段q q線(xiàn)與平衡線(xiàn)交點(diǎn)min最小max最大A 易揮發(fā)組分B 難揮發(fā)組分設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)1 概述（一）塔設(shè)備設(shè)計(jì)概述塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一，它可以使氣(或汽)或液液兩相緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各方面都有重大影響。    最常見(jiàn)的塔設(shè)備為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。作為主要用于傳質(zhì)過(guò)程的塔設(shè)備，首先必須使氣（汽）液兩相能充分接觸，以獲得高的傳質(zhì)效率。此外，

8、為滿(mǎn)足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還必須滿(mǎn)足以下要求：1、生產(chǎn)能力大；2、操作穩(wěn)定，彈性大；3、流體流動(dòng)阻力?。?、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、材料耗用量少，制造和安裝容易；5、耐腐蝕和不易阻塞，操作方便，調(diào)節(jié)和檢修容易。  （二）板式精餾塔設(shè)備選型及設(shè)計(jì)   因?yàn)榘迨剿幚砹看蟆⑿矢?、清洗檢修方便且造價(jià)低，故工業(yè)上多采用板式塔。因而本課程設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)板式塔。工業(yè)上常見(jiàn)的幾種的板式塔及其優(yōu)缺點(diǎn)：      、浮閥塔：在塔板開(kāi)孔上方，安裝可浮動(dòng)的閥片，浮閥可隨氣體流量的變化自動(dòng)調(diào)節(jié)開(kāi)度，可避免漏液，操作彈性大，造價(jià)低，且安裝檢修方便，但對(duì)材料的抗腐蝕性能要求

9、高。      、篩板塔：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低廉、篩板塔壓降小、液面落差也較小、生產(chǎn)能力及塔板效率都較泡罩塔高，故應(yīng)用廣泛。      、泡罩塔：其氣體通道是升氣管和泡罩，由于升氣管高出塔板，即使在氣體負(fù)荷很低時(shí)也不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，操作彈性大，升氣管為氣液兩相提供了大量的傳質(zhì)界面。但泡罩塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，成本高，安裝檢修不便，生產(chǎn)能力小。       綜合考慮，最終本次分離任務(wù)選擇篩板精餾塔。2 設(shè)計(jì)方案確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物連續(xù)精餾。設(shè)計(jì)中采用25進(jìn)料,將原料通過(guò)預(yù)熱器加熱至25送入精餾塔

10、內(nèi).塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜用再沸器加熱水至飽和過(guò)熱水蒸氣狀態(tài)，送至塔內(nèi)，塔釜塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3 設(shè)計(jì)計(jì)算3.1 精餾塔的物料衡算由于精餾過(guò)程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù). 3.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 =78.11 kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量 =112.56kg/kmol 3.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.1.3 物料衡算塔釜產(chǎn)品總物料衡算：氯苯物料衡算： 代入數(shù)據(jù)解得 3.2 塔板數(shù)的確定3.2.1、理論板層數(shù)的求取3.2.1

11、.1 q值的計(jì)算因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料所以 3.2.1.2最小回流比的求取：首先全塔平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。?根據(jù) 我們先求取塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度：（試差法） 利用安托因公式：假設(shè)溫度為90攝氏度： 假設(shè)溫度為80攝氏度： 假設(shè)溫度為85攝氏度： 假設(shè)溫度為81.7攝氏度： 與接近故此時(shí)的溫度為塔頂?shù)呐蔹c(diǎn)溫度； 用相同的方法求取塔底的露點(diǎn)溫度和相對(duì)揮發(fā)度：全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為：相平衡方程為； 因?yàn)?所以 代入相平衡方程解得： 3.2.1.3求操作線(xiàn)方程精餾段液體流量 精餾段氣體流量 提餾段液體流量 提餾段氣體流量 可得精餾段操作線(xiàn)方程：提餾段操作線(xiàn)方程：3.2.1.4求理論板數(shù)：逐板計(jì)算法（塔頂全凝器）相平衡

12、方程：精餾段操作線(xiàn)方程：提餾段操作線(xiàn)方程： 應(yīng)用精餾方程： 第一塊塔板： 第二塊塔板： 第三塊塔板： 第四塊塔板： 第五塊塔板：第六塊塔板：第七塊塔板：第八塊塔板：因?yàn)?故第八塊為進(jìn)料板 換用提留段方程計(jì)算： 此時(shí) 所需要的總的理論板數(shù)為：(包括再沸器)由以上計(jì)算結(jié)果可知：精餾段的理論板數(shù)為73.2.1.5實(shí)際塔板數(shù)板效率的求取 查此溫度下的相對(duì)揮發(fā)度為2左右，=0.737，=0.85所以，精餾段的塔板數(shù)為：塊提餾段的塔板數(shù)為：塊(含再沸器)進(jìn)料板實(shí)際位置： 塊3.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.3.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力： PD=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降：

13、 P=0.7kPa進(jìn)料板壓力： PF=105.3+0.7×16=116.5kPa塔釜操作壓力： Pw=105.3+0.7×30=126.3kPa精餾段平均壓力： Pm1=(105.3+116.5)/2=110.9kPa提餾段平均壓力： Pm2=(116.5+126.3)/2=121.4 kPa3.3.2操作溫度計(jì)算前面已計(jì)算出塔頂、進(jìn)料板及塔釜的泡點(diǎn)溫度，分別為81.7、94.2、137.5。所以：精餾段的平均溫度為 tm1=(81.7+94.2)/2=87.95；提餾段的平均溫度為 tm2=(137.5+94.2)/2=115.85。3.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算（1）塔頂平

14、均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由相平衡方程算得x1 =0.97040.99378.11+(1-0.993)112.56=78.35kg/koml0.11+(1-0.9704)112.56=79.13kg/koml（2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板計(jì)算結(jié)果知 （3）塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板計(jì)算結(jié)果知： 故：精餾段平均摩爾質(zhì)量為： 提餾段平均摩爾質(zhì)量為：3.3.4平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，得：塔頂：塔釜：精餾段平均密度 提餾段平均密度 （2）液相平均密度計(jì)算液相平均密度以下式計(jì)算，即： 塔頂液相平均密度的計(jì)算：由tD=81.7,查手冊(cè)可得： 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算,查手冊(cè)得：

15、 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率： 塔釜液相平均密度的計(jì)算,查手冊(cè)得： 故：精餾段平均密度的計(jì)算提餾段平均密度的計(jì)算3.3.5體積流率計(jì)算（1）氣相體積流率計(jì)算精餾段：提餾段：（2）液相體積流率計(jì)算精餾段：提餾段：3.3.6液體平均表面張力的計(jì)算（1）液相平均表面張力以計(jì)算（2）塔頂液相平均表面張力的計(jì)算： 由,查手冊(cè)得： （3）進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算 由,查手冊(cè)得： （4）塔釜液相平均表面張力計(jì)算 由,查手冊(cè)得： （5）精餾段的液相平均表面張力 提餾段的液相平均表面張力 3.3.7液體平均粘度計(jì)算 （1）液體平均粘度計(jì)算如下： （2）塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由,查手冊(cè)5得： 根據(jù) 可得： （3）進(jìn)

16、料板液相平均粘度的計(jì)算由,查手冊(cè)得： 根據(jù) 可得： （4）塔釜液相平均粘度的計(jì)算由,查手冊(cè)得： 0.24根據(jù) 可得： (5) 精餾段液相平均粘度為：提餾段液相平均粘度為：3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.4.1塔徑的計(jì)算（1）精餾段將以上計(jì)算結(jié)果列表如下：表3 已計(jì)算出的各項(xiàng)物性數(shù)據(jù)名稱(chēng)精餾段提餾段液相平均密度/832.61972.18氣相平均密度/2.94303.6148液相體積流量/0.00120.0045氣相體積流量/0.89241.0786液體表面張力mM/m20.68818.943液體平均粘度mPa.s0.30400.2779由（其中由計(jì)算，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取。橫坐標(biāo)為取板間距1，

17、板上液層高度,則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 取安全系數(shù)為0.7，則空塔速度為 則： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 3.4.2塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： 已知實(shí)際塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔7塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：3.5 塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.5.1精餾段計(jì)算1、溢流裝置計(jì)算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1） 堰長(zhǎng) 取（2） 溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度由式計(jì)算近似取（根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)）由，得：取板上清液高度 可行故 （

18、3）弓形降液管寬度和截面和 由 查弓形降液管的參數(shù) 得 故 依式 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度 取 則 0.011 故：此降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤(pán)，深度。2、 塔板布置a)塔板分塊因，故塔板采用分塊式。取。 b) 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積按計(jì)算 其中 故c) 篩孔計(jì)算及排列本例所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按三角形排列，取孔中心距故：篩孔數(shù)目為開(kāi)孔率3.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1精餾段流體力學(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降（1）干板阻力的計(jì)算干板阻力由式計(jì)算由，查篩孔的流量系數(shù)圖可得：氣體通過(guò)篩孔的速度故液柱（2）氣體通

19、過(guò)液層的阻力的計(jì)算 氣體通過(guò)液層的阻力由計(jì)算 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得： 故：液柱（3）液體表面張力的阻力的計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高可按下式計(jì)算：液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： （設(shè)計(jì)允許值）2、液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，可忽略不計(jì)。3、液沫夾帶 液沫夾帶量由計(jì)算 故：液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4、漏液 對(duì)篩板塔，漏液板氣速可由下式解得： 即實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為： 故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。5、液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從 苯氯苯系屬一般物系，取，則： 而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式計(jì)算如下： 液柱 液柱 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.7塔板

20、負(fù)荷性能圖3.7.1精餾段負(fù)荷性能圖1、漏液線(xiàn)代理數(shù)據(jù)整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出 值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0.00060.00150.00300.00451.4101.52311.76941.8365 由此可作出漏液線(xiàn)1。2、液沫夾帶線(xiàn) 以，求關(guān)系如下： 因?yàn)?故 整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，以上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0.00060.00150.00300.00455.49635.32365.28604.9976由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線(xiàn)2。3、液相負(fù)荷下限線(xiàn) 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式 取,則： 據(jù)此,可作出與氣相流量無(wú)關(guān)的垂直

21、液相負(fù)荷下限線(xiàn)3。4、液相負(fù)荷上限線(xiàn) 以作為漿液管中停留時(shí)間的下限，由式 得故 據(jù)此可作出與氣相流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線(xiàn)4。5、液泛線(xiàn) 令 由；聯(lián)立得：忽略的關(guān)系式代入上式得： 式中： 代入有關(guān)數(shù)據(jù)得： 故 或 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，以上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：表0.00060.00150.00350.0055.0274.7254.32973.7196由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線(xiàn)5.在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A(0.，2.77)，連接OA，作出操作線(xiàn)，由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶線(xiàn)控制，下限為漏液線(xiàn)控制，由圖查得： 1.35故 操作彈性為：3.47>34附屬設(shè)備的選型

22、4.1 再沸器的選用再沸器選用0.2，263.8的水蒸氣，傳熱系數(shù)K取2520kJ/(.h.) ，R=2204.64.1.1 再沸器的熱量衡算；是由再沸器上升的蒸汽的焓值；是塔底液的焓值： 4.1.2飽和蒸汽用量：4.1.3再沸器的加熱面積= 131.4再沸器的液體的入口溫度；= 131.4 為回流汽化上升蒸汽時(shí)的溫度； = 263.8 為加熱蒸汽的溫度；= 263.8 為加熱蒸汽冷凝為液體的溫度= = =132.4 可選擇釜式再沸器（其換熱管束采用U形管束 ，結(jié)構(gòu)上與其他換熱器不同之處在于殼體上設(shè)置一個(gè)蒸發(fā)空間，其大小由產(chǎn)氣量和所要求的蒸汽品質(zhì)來(lái)決定。）4.2冷凝器的選用本設(shè)計(jì)中冷凝器選用管

23、殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，其液膜減少，傳熱系數(shù)增大，有利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。冷卻水的進(jìn)口溫度=25 ，出口溫度。露點(diǎn)回流溫度經(jīng)估算得 =86.8，塔頂操作溫度=87.534.2.1全凝器熱量衡算：4.2.2冷卻水用量4.2.3冷凝器的選擇：冷凝器選擇列管式，逆流方式 總的傳熱系數(shù)為本設(shè)計(jì)取值進(jìn)料溫度為 冷卻水為逆流操作： 傳熱面積根據(jù)全塔熱量衡算：4.3塔內(nèi)其他它構(gòu)件：4.3.1進(jìn)料管 加料選用高位槽進(jìn)料，。本次設(shè)計(jì)取 2.式中 F進(jìn)料液質(zhì)量流量，kg/h 進(jìn)料條件下的液體密度，kg/m34.3.2回流管本次設(shè)計(jì)采用的是重力回流，所以速度WR=0.4

24、m/sm式中 L回流液體質(zhì)量流量，kg/h 塔頂液相密度，kg/m3.4.3.3塔頂蒸汽管因?yàn)椴僮鲏毫槌?，所以蒸汽速度，本設(shè)計(jì)選式中 V塔頂蒸氣質(zhì)量流量，kg/h 塔頂氣相密度，kg/m3.4.3.4塔底出料速度 塔釜流出液的速度，本設(shè)計(jì)取 塔底溫度取 式中 W塔釜出液的質(zhì)量流量，kg/h; 塔釜液相密度，kg/m3.5 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表下序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)，單位數(shù)值1平均溫度 tm，109.62平均壓力Pm，kPa115.83氣相流量Vs，（m3 /s）1.07864液相流量 Ls，（m3 /s）0.00455實(shí)際塔板數(shù)N306有效段高度 Z，m17.77塔徑 D，m2.08板間距

25、 HT，m0.69溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長(zhǎng)lw，m1.4012堰高h(yuǎn)w，,m0.05413板上液層高度hl，m0.0614堰上液層高度how，m0.00615降液管底隙高度 h0，m0.03916安定區(qū)寬度 Ws，m0.07017邊緣區(qū)寬度 Wc，m0.04018開(kāi)孔區(qū)面積Aa，m22.37719篩孔直徑 D0，m0.00520篩孔數(shù)目n847421孔中心距 t，m0.01822開(kāi)孔率,10.0823空塔氣速 u，m/s0.343324篩孔氣速 u0，m/s12.2525穩(wěn)定系數(shù)K1.9426每層塔板壓降Pp，kPa 0.727負(fù)荷上限Ls，max液泛控制28負(fù)荷下限Ls，min漏液控制29液沫夾帶 ev，kg液/kg氣0.008130氣相負(fù)荷上限Vs，max ，m3/s 4.6931氣相負(fù)荷下限Vs，min ，m3/s 1.3532操作彈性3.476,設(shè)計(jì)評(píng)述 本化工原理課程設(shè)計(jì)通過(guò)給定的生產(chǎn)操作條件設(shè)計(jì)苯氯苯物系的篩板精餾塔。通過(guò)設(shè)計(jì)，初步掌握了精餾塔設(shè)計(jì)的一般過(guò)程，深化了精餾原理的理解，對(duì)明年的畢業(yè)設(shè)計(jì)打下了堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)；通過(guò)查資料對(duì)塔設(shè)備的內(nèi)外結(jié)構(gòu)都有了進(jìn)一步的認(rèn)識(shí)。課程設(shè)計(jì)需要我們把平時(shí)所學(xué)的理論知識(shí)運(yùn)用到實(shí)