化工原理課程設(shè)計---浮閥塔設(shè)計

1、<p><b>　　設(shè)計條件:</b></p><p><b>　　常壓：p=1atm</b></p><p>　　處理量：50000t/y</p><p><b>　　進(jìn)料組成： </b></p><p><b>　　餾出液組成： </b>&l

2、t;/p><p>　　釜液組成： (以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù))</p><p>　　塔頂全凝器：泡點回流</p><p>　　每年實際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一個月檢修）</p><p>　　精餾塔塔頂壓強：4kPa</p><p><b>　　加熱方式：間接加熱</b></p><p

3、>　　第一章 塔板工藝計算</p><p><b>　　基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)</b></p><p>　　表1-1 苯、甲苯的粘度</p><p>　　表1-2 苯、甲苯的密度</p><p>　　表1-3 苯、甲苯的表面張力</p><p>　　表1-4

4、 苯、甲苯的摩爾定比熱容</p><p>　　表1-5 苯、甲苯的汽化潛熱</p><p><b>　　2物料衡算</b></p><p><b>　　塔的物料衡算</b></p><p>　　（1）苯的摩爾質(zhì)量：</p><p><b>　　甲苯的摩

5、爾質(zhì)量：=</b></p><p>　　（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量分?jǐn)?shù) ，摩爾分?jǐn)?shù) </p><p>　　釜底易揮發(fā)組分質(zhì)量分?jǐn)?shù) ，，摩爾分?jǐn)?shù) </p><p>　　原料液易揮發(fā)組分質(zhì)量分?jǐn)?shù) ，摩爾分?jǐn)?shù) </p><p>　　料液流量F=50000*100

6、0/(330*24)=6313.13kg/h=80.82kmol/h</p><p>　　由公式：F=D+W，F(xiàn) =D ＋W </p><p><b>　　代入數(shù)值有：</b></p><p>　　塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量D=45.12 kmol/h；</p><p>　　釜底產(chǎn)品(釜液)流量W=35.70 kmol/h。

7、</p><p><b>　　分段物料衡算</b></p><p>　　根據(jù)相平衡曲線，泡點進(jìn)料時q=1有 ，</p><p><b>　　1.38</b></p><p>　　由梯形圖可知,全回流下最少理論板 8。</p><p><b>　　有理論板得捷算法有&

8、lt;/b></p><p>　　根據(jù)蘭吉利圖,選取不同的R值,計算 值，吉利蘭圖找到對應(yīng)點，自此引鉛垂線與曲線相交，由于此交點相應(yīng)的縱標(biāo) 值，可以做出以下圖像：</p><p>　　曲率變化最大的點是在R=2.15，N=14.49 15處，即理論板是 15塊</p><p>　　所以精餾段液相質(zhì)量流量 *45.12=97kmol/h，</p>

9、<p>　　精餾段氣相質(zhì)量流量 3.15*45.12=142.13kmol/h，</p><p>　　精餾段操作線方程 ,即 = +0.307，</p><p>　　因為泡點進(jìn)料，所以進(jìn)料熱狀態(tài) q=1，</p><p>　　所以，提餾段液相質(zhì)量流量 L'=L+qF=177.8kmol/h，</p><p>　　提餾段氣相

10、質(zhì)量流量 V'= V-(1-q)F＝142.13kmol/h，</p><p>　　所以，提餾段操作線方程 ，即 = -0.006,</p><p><b>　　畫出的梯形圖如下：</b></p><p>　　總板數(shù) =13-1=12,，進(jìn)料板為第7塊。</p><p><b>　　理論板計算</

11、b></p><p>　　用逐板法計算理論板塔板數(shù)</p><p>　　由于泡點進(jìn)料q=1， 0.44，</p><p>　　第一塊板上升蒸汽組成， ，</p><p>　　從第一塊板下降的液體組成 = /(2.43-1.43 )= 0.921211,</p><p><b>　　依次反復(fù)計算有<

12、/b></p><p>　　0.9454 0.8769</p><p>　　0.9147 0.8153</p><p>　　0.8720 0.7371</p><p>　　0.8178 0.6487</p><p>　　0.7566 0.5612</p><p>　　0.6959

13、 0.4850</p><p>　　0.6431 0.4258 0.44，</p><p>　　則從第九塊板起，用提餾段操作方程計算</p><p>　　0.2892 0.1434</p><p>　　0.0935 0.0407</p><p>　　0.0224 0.009348 ，</p>

14、<p>　　因為釜底間接加熱，所以總共需要理論板數(shù)是11-1=10塊，第8塊進(jìn)料，精餾段是7塊，提餾段是3塊。</p><p><b>　　實際塔板數(shù)計算</b></p><p>　　根據(jù)內(nèi)插法，可查得：苯在泡點時的黏度μa(mPa.s)＝0.2854， 甲苯在泡點是的黏度μb(mPa.s)＝0.2629,</p><p>　　平均

15、粘度 μa* +μb*(1- )=0.2728 mPa.s，</p><p>　　塔頂及塔底平均溫度 72.3+98.6)/2=85.45，此溫度對應(yīng)的粘度是苯 1=0.3112 mPa.s， 2=0.2556mPa.s，平均相對揮發(fā)度 = 1+ 2）/2=0.2834 mPa.s，</p><p>　　根據(jù)《化學(xué)化工理課程設(shè)計》 柴誠敬P8的公式有:</p><p&g

16、t;　　總板效率 0.17-0.616㏒ =0.5175，</p><p>　　實際板數(shù) =12/0.5175=23.2 24，</p><p><b>　　精餾板實際板數(shù) ,</b></p><p><b>　　提餾板實際板數(shù) </b></p><p>　　3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算平

17、均摩爾質(zhì)量的計算</p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　塔頂 XD=Y1=0.966，通過上圖擬合處理相平衡曲線,得出 0.922</p><p><b>　　= ，</b></p><p><b>　　，</b></p><

18、p><b>　　進(jìn)料板 </b></p><p><b>　　，</b></p><p>　　塔釜 =0.0064， =0.0267，</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p><p&

19、gt;　　精餾段平均摩爾質(zhì)量 =80.98 ，</p><p><b>　　，</b></p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量 ，</p><p><b>　　89.26 。</b></p><p><b>　　操作壓強</b></p><p>　　操作

20、壓強 =101.3+4=105.3kPa，</p><p>　　取每層塔板壓降 105.3+12 113.7 kPa，</p><p>　　塔底壓強 105.3+24 122.1 kPa，</p><p>　　精餾段平均操作壓力： kPa，</p><p>　　提餾段平均操作壓力： kPa，</p><p><

21、;b>　　操作溫度</b></p><p>　　lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237) 安托尼方程 </p><p>　　lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377) 安托尼方程</p><p>　　=(P- )/( - )</p><p>　　由安托尼方程試差得出：&

22、lt;/p><p>　　當(dāng) 時，假設(shè)t=92.6℃, =58.9431kPa, =164.4639kPa；</p><p>　　當(dāng) =0.966時，假設(shè)t=78.5℃, =36.8572kPa, =108.1595Pa；</p><p>　　當(dāng) =0.024時，假設(shè)t=110.63℃, =101.3426kPa， =266.8118 kPa，</p>

23、<p>　　t=92.6℃是進(jìn)料口的溫度， </p><p>　　t=78.5℃是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度， </p><p>　　t=110.63℃是釜液需被加熱的溫度。</p><p>　　精餾段平均溫度 =(92.6+78.5)?2=85.55℃，</p><p>　　提餾段平均溫度 =(92.6+110.63)?2=10

24、1.62℃，</p><p><b>　　平均密度計算</b></p><p><b>　　氣相平均密度計算</b></p><p>　　精餾段氣相密度： kg/m3</p><p><b>　　kg/m3</b></p><p>　　液相平均密度 依

25、據(jù)下式計算：</p><p><b>　　=</b></p><p>　　塔頂液相平均溫度： 78.5℃，由內(nèi)差法得出 3 ，</p><p><b>　　3， </b></p><p>　　= 816.13 3，</p><p>　　對于進(jìn)料板， ℃，由圖解法求理論板可得

26、=0.4009</p><p><b>　　用內(nèi)差法得出 3</b></p><p><b>　　3 ， = </b></p><p><b>　　3，</b></p><p>　　對于塔底， ℃，由內(nèi)差法得出 3 ，</p><p><b>

27、　　3， ，</b></p><p>　　= 779.75 3，</p><p>　　精餾段平均密度 = 3，</p><p>　　提餾段平均密度 = 3。</p><p><b>　　液體表面張力計算</b></p><p><b>　　液體表面張力 </b>

28、</p><p>　　由 78.5℃查表得</p><p><b>　　， ，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　由 ℃查表得</b></p><p><b>　　， ，</b></p

29、><p><b>　　，</b></p><p><b>　　由 ℃查表得</b></p><p><b>　　， ，</b></p><p><b>　　，</b></p><p>　　精餾段平均表面張力： ，</p>

30、<p>　　提餾段平均表面張力： </p><p><b>　　精餾塔工藝尺寸計算</b></p><p><b>　　塔徑計算</b></p><p>　　精餾段氣液相體積流率為</p><p>　　精餾段Vs1=V MVM1/3600 VM1= ，</p><p

31、>　　Ls1=V MLM1/3600 LM1= ，</p><p>　　提餾段Vs2=V MVM2/3600 VM2= ，</p><p>　　Ls2=L MLM2/3600 LM2= ，</p><p><b>　　精餾塔塔徑計算</b></p><p>　　根據(jù)《化學(xué)化工理課程設(shè)計》 柴誠敬P83得到以下公式：

32、</p><p><b>　　， ，</b></p><p>　　負(fù)荷系數(shù)C值可由smith關(guān)聯(lián)圖求取，依據(jù)下式校正查出負(fù)荷系數(shù)，即</p><p>　　0.2，其中 由smith關(guān)聯(lián)圖求取，</p><p>　　圖的橫坐標(biāo) 0.5=0.0439，</p><p>　　選板間距 ，取板上液層高度

33、 =0.06m ，</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　查表得 =0.083，</p><p>　　0.2=0.083* 0.2=0.0836，</p><p>　　=0.0836* =1.376m/s，</p><p>　　取安全系數(shù)0.7，空塔氣速 =0.6* =0

34、.7*1.376=0.963m/s，</p><p><b>　　塔徑D= = </b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)圓整為D＝1.2m</p><p><b>　　提餾段塔徑計算</b></p><p>　　0.5= * 0.5=0.045m/s，</p><p>　　選板間

35、距 ，取板上液層高度 =0.06m ，</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　查表得 =0.083，</p><p>　　0.2=0.083* 0.2=0.0836，</p><p>　　=0.0836* =1.077m/s，</p><p>　　取安全系數(shù)0.7，空塔

36、氣速 =0.7* =0.7*1.077=0.754m/s，</p><p><b>　　塔徑D= = </b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)圓整為D=1.4m。</p><p>　　按上述精餾段和提餾段塔徑計算，可知全塔塔徑為D=1.4m，</p><p>　　塔截面積為 = 2/4=1.539m2。</p>

37、<p><b>　　精餾塔有效高度計算</b></p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p>　　=(12-1)*0.45=4.95m，</p><p><b>　　有效高度為</b></p><p>　　=(12-1)*0.45=4.95m

38、，</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度取0.8m，</p><p>　　故精餾塔有效高度為：</p><p>　　Z= 4.95+4.95+0.8=10.7m。</p><p>　　塔板主要工藝尺寸計算</p><p><b>　　溢流裝置計算</b></p><

39、p>　　因塔徑D=1.4， 可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。</p><p><b>　　各項計算如下：</b></p><p><b>　　溢流堰長</b></p><p>　　取堰長為0.66D,即=0.66*1.4=0.924m，</p><p>　　溢流堰堰高

40、hw </p><p>　　根據(jù)《化學(xué)化工理課程設(shè)計》 柴誠敬P87，平直堰按下式計算</p><p><b>　　= </b></p><p>　　由上圖，取E=1.0時，則=2.84*10-3*1* =0.0143m,</p><p>　　取板上清液層高度=0.06m,</p><p&

41、gt;　　則=0.06-0.0143=0.0457m</p><p>　　降液管寬度 和降液管面積 </p><p>　　由 =0.66,查下圖</p><p>　　=0.124, / =0.0722,</p><p>　　=0.124D=0.1736m</p><p>　　=0.0722 =0.0722*1.539=

42、0.1111m</p><p>　　計算液體在降液管中停留時間</p><p>　　1=3600 / Lh1= / Ls1=3600*0.1111*0.45/3600*0.0028=17.85 5s，</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理。</p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p>

43、<p>　　取液體通過降液管底隙流速為0.11m/s，依據(jù)《化工原理課程設(shè)計》 柴誠敬 P88 有公式計算降液管底隙高度h0，</p><p>　　=0.0028*3600/(0.924*0.11*3600)=0.0275m,</p><p>　　=0.0457-0.0275=0.0182 0.006m,</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理&g

44、t;</p><p>　　選用凹形受液盤，深度 =0.005m。</p><p>　　浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置</p><p><b>　　塔板分塊</b></p><p>　　本設(shè)計塔徑為D=1.4m，因D 800mm，故塔板采用分塊式，由依據(jù)《化工原理課程設(shè)計》 柴誠敬 P88可知，塔板板面分為4部分。</

45、p><p><b>　　邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p>　　取 =0.035m。</p><p><b>　　開孔區(qū)面積計算</b></p><p><b>　　+ )</b></p><p><b>　　：</b></p

46、><p>　　X=D/2- 0.4614m,</p><p>　　r=D/2- =1.4/2-0.035=0.665m</p><p>　　則 + )=1.12m2</p><p><b>　　浮閥數(shù)計算及其排列</b></p><p>　　預(yù)先選取閥孔動能因子 ,由 = 可求閥孔氣速 。</p

47、><p>　　= =10/ =5.80m/s</p><p>　　孔徑取 =0.04m</p><p>　　每層塔板上浮閥個數(shù)為：</p><p>　　N= = =147.7，取整為148</p><p>　　浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式排列，中心距取為75mm,

48、固定底邊尺寸為65mm。</p><p>　　則設(shè)計條件下的閥孔氣速為</p><p>　　= = =5.80 m/s，</p><p><b>　　閥孔動能因數(shù)為</b></p><p>　　= =5.80* 10.55</p><p>　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內(nèi)，故

49、此閥孔實排數(shù)適用。</p><p>　　開孔率 =N( )2=147.7* )2=0.121</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</p><p><b>　　塔板流體力學(xué)驗算</b></p><p>　　計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降 </p><p&g

50、t;　　每層塔板靜壓頭降可按式 = 計算，</p><p><b>　　計算干板靜壓頭降 </b></p><p>　　由 可以計算臨界閥孔氣速 ，即</p><p><b>　　= m/s</b></p><p>　　，可用 = 算干板靜壓頭降，即</p><p>　　=5

51、.34* * 0.035m</p><p>　　計算塔板上含氣液層靜壓頭降 </p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ，已知板上液層高度 0.06m，所以依式 ，則有 =0.5*0.06=0.03m</p><p>　　計算液體表面張力所造成的靜壓力降 </p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表

52、面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 </p><p>　　=0.035+0.03=0.065m</p><p>　　換算成單板壓降 =0.065*807.42*9.8=514.33Pa 0.7kPa(設(shè)計允許值)</p><p>　　降液管中清液層高度 </p><p><b>　　式 = <

53、;/b></p><p>　　計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 </p><p>　　前已計算 0.065m</p><p>　　計算溢流堰（外堰）高度 </p><p><b>　　=0.0457m</b></p><p>　　液體通過降液管的靜壓頭降 </p><p&g

54、t;　　因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式 = </p><p>　　式中 =0.0028m2/s， =0.924m， =0.0275m</p><p>　　= =0.00186m，</p><p><b>　　塔板上液面落差 </b></p><p>　　由于浮閥塔板上液面落差很小，所以可忽略</p><p&

55、gt;<b>　　堰上液流高度 </b></p><p>　　前以求出 =0.0143m,</p><p>　　因此 = =0.065+0.0457+0.00186+0.0143=0.127m</p><p>　　為了防止液泛，根據(jù)《化工原理課程設(shè)計》 柴誠敬 P92有式 ，取校正系數(shù) =0.5，選定板間距 </p><p&

56、gt;　　=0.5*(0.45+0.0457)=0.248m</p><p>　　從而知 =0.127m =0.248m，符合防止液泛的要求。</p><p>　　液體在降液管內(nèi)停留時間校核</p><p>　　應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計 0.1111*0.45/0.0028=17.86s>5s</p

57、><p>　　可見，所夾帶氣體可以釋出。</p><p><b>　　計算霧沫夾帶量</b></p><p><b>　　霧沫夾帶量 </b></p><p>　　判斷霧沫夾帶量 是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率 來完成的。泛點率計算時間可用下式：</p><p>

58、<b>　　和</b></p><p><b>　　塔板上液體流程長度</b></p><p>　　=D-2Wd=1.4-2*0.1736=1.053</p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p>　　1.539-2*0.1111=1.317m2</

59、p><p>　　苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為</p><p><b>　　及</b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足 的要求。</p

60、><p><b>　　嚴(yán)重漏夜校核</b></p><p>　　當(dāng)閥孔的動能因數(shù) 低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計算 =10.55 ，可見不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。</p><p>　　精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　霧沫夾帶上限線</b></p><p>　　對于苯

61、—甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 所對應(yīng)的泛點率 (亦為上限值)所對應(yīng)的泛點率F1(亦為上限值)，利用式</p><p><b>　　和</b></p><p>　　便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率F1=0.8依上式有</p><p>　　整理得 =0.134，</p><p>

62、;　　即 2.204-23.55 ，即為負(fù)荷性能圖中的線(1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個 值便可依式 2.204-23.55 ，算出相應(yīng)的 。利用兩點確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。</p><p><b>　　液泛線</b></p><p><b>

63、;　　由式，， </b></p><p><b>　　聯(lián)立。即</b></p><p>　　式中， ，板上液層靜壓頭降</p><p>　　從式 知， 表示板上液層高度， 所以板上</p><p>　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略</p><p>　　液體經(jīng)過降液管的靜

64、壓頭降可用式</p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系 </p><p>　　式中各參數(shù)已知或已計算出，即</p><p>　　=0.04m, 0.0275m</p><p>　　整理后便可得 與 的關(guān)系，即</p><

65、p>　　用上述坐標(biāo)點便可在 負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。</p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于3～5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p><p>　　由式可知，液體在降液管內(nèi)最短

66、停留時間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(3)</p><p>　　氣體負(fù)荷下限線（漏液線）</p><p>　　對于F1型重閥，因<5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計算相應(yīng)的氣相流量， = *0.042*148* =0.539m2/s</p>

67、<p><b>　　液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。</p><p>　　=0.006，取E=1.0，代入 的值可求出 為</p><p>　　= =0.000788m3/s，</p><p>　　按上式作出的

68、液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(5).</p><p>　　所的負(fù)荷性能圖如下：</p><p><b>　　, </b></p><p>　　操作彈性= =2.106/0.539=3.9</p><p><b>　　小結(jié)</b></p><p>　　

69、從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計合理。</p><p>　　因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。</p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限 ,氣相負(fù)荷下限 ，所以可得</p><p>　　操作彈性= =2.10

70、6/0.539=3.9</p><p>　　塔板的這一操作彈性在合理的范圍(3～5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計是合理的。</p><p><b>　　第二章 塔附件設(shè)計</b></p><p><b>　　接管</b></p><p><b>　　進(jìn)料管</b></p&g

71、t;<p>　　進(jìn)管結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下：</p><p><b>　　取， </b></p><p><b>　　3/s</b></p><p><b>　　D= </b></p><p><

72、;b>　　回流管</b></p><p><b>　　采用直管回流管，取</b></p><p><b>　　塔底出料管</b></p><p><b>　　取，直管出料</b></p><p><b>　　塔頂蒸汽出料管</b><

73、/p><p>　　直管出氣，取出口氣速</p><p><b>　　塔底進(jìn)氣管</b></p><p>　　采用直管取氣速，則 </p><p><b>　　筒體和封頭</b></p><p><b>　　筒體</b></p><p>

74、;　　壁厚選6mm,選用材質(zhì)為A</p><p><b>　　封頭</b></p><p>　　本樣封設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1400mm，可查得曲面高,直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭，JB1154-73。</p><p><b>　　除沫器</b></p><p>　　在空塔氣速較大

75、，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。</p><p>　　設(shè)計氣速 且k’=0.107</p><p><b>　　=0.107* </b></p><p><b>

76、　　= 0.882m</b></p><p>　　選取不銹鋼除沫器 類型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni19Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲φ0.23</p><p><b>　　裙座</b></p><p>　　塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作

77、方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑 ,故裙座壁厚取16mm</p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：</b></p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)外徑：</b></p><p>　　經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.2m；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m，地腳螺栓直徑取M22。</p><

78、p><b>　　人孔</b></p><p>　　孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔10~20塊板才設(shè)一個孔，本塔中共24塊板，需設(shè)置2個人孔，每個人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應(yīng)開2個人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需

79、倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。</p><p><b>　　塔總高度的設(shè)計</b></p><p><b>　　塔頂部空間高度</b></p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為12

80、00mm。</p><p><b>　　塔的底部空間高度</b></p><p>　　塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min</p><p>　　=( 0.6=(5*60*0.00305-0.124)/1.539+0.6=1.114m</p><p><b>　　塔立

81、體高度</b></p><p>　　浮閥塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1]陳敏恒,從德滋,方圖南等.化工原理(上冊 \* MERGEFORMAT 第二版).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,1999</p><p>　　[2]陳敏恒,從德滋,方圖南等.化

82、工原理(下冊 \* MERGEFORMAT 第三版).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006</p><p>　　[3]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002</p><p>　　[4]賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設(shè)計.天津:天津大學(xué)出版社,2002</p><p>　　[5]張受謙.化工手冊(上卷).濟南:山東科學(xué)技術(shù)出版社

83、,1986</p><p>　　[6]張受謙.化工手冊(下卷).濟南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1984</p><p>　　[7]路秀林，王者相.塔設(shè)備.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004</p><p>　　[8]唐倫成.化工原理課程設(shè)計簡明教程.哈爾濱：哈爾濱工程大學(xué)出版社,2005</p><p>　　[9]王國勝.化工原理課程設(shè)計（第二版）.

84、大連:大連理工大學(xué)出版社，2006</p><p>　　[10]王靜康.化工設(shè)計.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,1995</p><p>　　[11]AutoCAD 2002培訓(xùn)教程.北京:電子工業(yè)出版社,2003</p><p>　　[12]周大軍,揭嘉.化工工藝制圖.北京:化學(xué)工業(yè)出版社教材出版中心,2005</p><p>　　[13]賀匡國.