化工原理课程设计计算说明书

/4=10.07﹪气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=6.486/0.1007/2.53=25.46m/s式中—开孔区面积，m2t—孔间距，m第七章筛板的流体力学验算7.1塔板压降7.1.1干板阻力计算式中—气体通过筛孔的气速，m/sC0—干筛孔的流量系数、—分不为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由，查流量系数图得故hc=0.051(u0/c0)2(ρV/ρL)=0.051×(25.46/0.772)2×(1.052/824.745)=0.071m液柱7.1.2气体通过液层的阻力计算单流型塔板u0=Vs/(AT-Af)=6.486/(2.54-0.14)=2.70m/sF0=u0ρV1/2=2.70×1.0521/2=2.77查充气系数图，得=0.59因此=0.59×0.06=0.03454m液柱式中Vs—塔内气体流量，m3/sAT—塔截面积，m2Af—弓形降液管截面积，m2式中hL—板上液层高度，mβ—充气因数，无量纲。液相为水时，β=0.6,油时，β=0.2~0.35，为碳氢化合物时，β=0.4~0.57.1.3液体表面张力的阻力计算=4σL/ρLgd0=4×37.83×10-3/(824.745×9.81×0.005)=0.00374m液柱气体通过每层塔板的液柱高度=0.071+0.03454+0.00374=0.1093m液柱气体通过每层塔板的压降为=hpρLg=0.1093×824.745×9.81=884.32Pa>80mmH2O=784.56Pa（设计同意值）式中d0—孔直径，mσm—操作物系的液体平均表面张力，mN/m7.2液面落差关于筛板塔，液面落差专门小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的阻碍液面落差7.3液沫夹带液沫夹带量hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m故ev=5.7×10-6×[2.70/(0.55-0.15)]3.2/37.83×10-3=0.068kg液/kg气<0.1kg液/kg气式中—板上液层高度，mHT—板间距，mσm—操作物系的液体平均表面张力，mN/mua—气体通过筛孔时的速度，m/s故在本设计中液沫夹带量在同意范围内。7.4漏液对筛板塔，漏液点气速=4.4×0.772×[(0.0056+0.13×0.06-0.00374)824.7/1.052]1/2=9.35m/s实际孔速u0=25.46m/s>稳定系数K=u0/=25.46/9.35=2.723>1.5式中—板上液层高度，mC0—干筛孔的流量系数、—分不为精馏段气、液相平均密度，kg/m3—与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m故在本设计中无明显漏液。7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从式中HT—板间距，mhw—堰高，mφ—系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。则(HT+)=0.5×(0.55+0.0409)=0.295m板上不设进口堰，则液柱Hd=hp+hL+hd=0.1093+0.06+0.001=0.1703m因，故在本设计中可不能发生液泛现象。第八章塔板负荷性能图8.1漏液线由得：=4.4×0.772×0.1007×2.53×({0.0056+0.13[0.0409+2.84×1(3600Ls/1.08)2/3/1000]-0.0036}×824.7/1.052)1/2=24.22(0.00732+0.0824Ls2/3)1/2在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列表如下：0.00060.00150.00300.00452.1542.2202.3022.370由上表数据可作出漏液线。8.2液沫夹带线以为限，求关系如下：由ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(2.54-0.14)=0.417Vs=0.0409m=2.84×1×(3600Ls/1.08)2/3/1000=0.634Ls2/3m故：hf=2.5(0.0409+0.634Ls2/3)=0.102+1.585Ls2/3HT-hf=0.55-0.102-1.585Ls2/3=0.448-1.585Ls2/3ev=5.7×10-6×[0.417Vs/(0.448-1.585Ls2/3)]3.2/37.83×10-3=0.1整理得：Vs=8.185-28.95Ls2/3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列表如下：0.00060.00150.00300.00457.9797.8067.5837.48.3液相负荷下限线关于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。取，则Ls,min=(0.006×1000/2.84)3/2×1.08/3600=0.000921m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。8.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时刻的下限。故：Ls,min=AfHT/5=0.140×0.55/5=0.0154m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线8.5液泛线由；；；联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中：将有关的数据代入，得：a’=0.051×(1.052/824.745)/(0.1007×2.53×0.772)2=0.00168b’=0.5×0.55+(0.5-0.59-1)×0.0409=0.23c’=0.153/(1.08×0.0302)2=143.824d’=2.84×10-3×1×(1+0.59)×(3600/1.08)2/3=1.008故：0.00168Vs2=0.23-143.824Ls2-1.008Ls2/3Vs2=136.9-85609.5Ls2-600Ls2/3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列表如下：0.00060.00150.00300.004511.51711.35111.12010.900由上表数据可作出液泛线。8.6负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛操纵，下限为漏夜操纵。由图可查得：Vs,max=6.75m3/sVs,min=2.3m3/s故操作弹性为Vs,max/Vs,min=7.400/2.200=2.935第九章辅助设备的计算和选型9.1换热器9.1.1进料预热器热物料进口温度为：85℃热物料出口温度为：45.0℃冷物料进口温度为：℃冷物料出口温度为：64℃选取传热系数：K=500W/m2·K查手册，得水的平均比热容为4.2kJ/(kg·K)预热器的热负荷为：Q=Wccpc(t2-t1)=1884.99×4.2×(85-45)=3.17×105kJ/h传热温差：△tm=[(85-64)-(45-25)]/ln[(85-64)/(45-25)]=20.49℃传热面积：S=Q/K△tm=3.17×105×103/(500×3600×20.49)=8.6m2由于塔底蒸汽压强为500Kpa˂600Kpa，故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英《化工原理（上）》P378页附录二十八）所选型号为G400Ⅰ—1.6—22.3查管壳式换热器系列标准表可得：该冷凝器选用管总数146根，中心排管数7根，，管长1.5m的固定管板式换热器。9.1.2塔顶全凝器热物料进口温度为：64.29℃热物料出口温度为：64.29℃冷物料进口温度为：20℃冷物料出口温度为：30℃选取传热系数：K=700W/m2·K查手册，得甲醇在64.29℃时的汽化热为，水全凝器的热负荷为：=(2.3+1)×262.243×2500=2.16×106kJ/h传热温差：△tm=[(64.29-20)-（64.29-30)]/ln[(64.29-20)/(64.29-30)]=39.08℃传热面积：S=Q/K△tm=2.16×106×103/(800×3600×39.08)=19.19m2查管壳式换热器系列标准表可得：该冷凝器选用管总数232根，中心排管数8根，，管长2m的固定管板式换热器。9.2接管9.2.1进料管选择流速为u=3体积流量为：Fs=FMLFm/3600ρLFm=1884.75×19.93/(3600×902.68)=0.0116m3/s管线直径为；dF=(4Fs/3.14uF)1/2=(4×0.0116/3.14/3)1/2=0.07m管规格为：73×3mm校核：实际流速：u=4Fs/3.14dF2=4×0.0116/(3.14×0.065)2=1.1m/s通常，液体流速取0.5~3m/s，因此该液体流速在同意范围内。9.2.2回流管线选择流速为体积流量为：Ls=LMLDm/3600ρLDm=262.243×31.79/(3600×746.81)=0.0031m3/s管线直径为：dL=(4Ls/3.14uL)1/2=(4×0.0031/3.14/2)1/2=0.044管规格为：46×3mm校核：实际流速：u=4Ls/3.14dL2=4×0.002/(3.14×0.04)2=0.6m/s因此该液体流速在同意范围内。9.2.3釜液输送管塔底液相平均密度计算：由tw=99.88℃，查手册，得，塔底液相的质量分率：ρLwm=1/[0.00028/719.87+(1-0.00028)/959.09]=959.00kg/m3选择流速为u=3体积流量为：Ws=WMW/3600ρLWm=1622.75×18.013/(3600×959)=0.0085m3/s管线直径为：dW=(4Ws/3.14uW)1/2=(4×0.0085/3.14/3)1/2=0.060m管规格为：62×3mm校核：实际流速：u=4Ws/3.14dW2=4×0.0085/(3.14×0.062)=3.00m/s因此该液体流速在同意范围内。9.2.4塔顶蒸气管线ΡVDm=PMVm/RTDm=101.325×31.7931/[8.314×(273.15+99.88)]=1.039kg/m3选择流速为u=18体积流量为：Vs=VMVDm/3600ρVDm=262.43×31.79/(3600×1.039)=2.23m3/s管线直径为：dW=(4Vs/3.14uV)1/2=(4×2.23/3.14/18.0)1/2=0.40m管规格为：412×6mm校核：实际流速：u=4Vs/3.14dW2=4×2.23/(3.14×0.402)=17.75m/s通常，气体流速取10~30m/s，因此该气体流速在同意范围内。9.3泵9.3.1进料泵进料板的板间距增至人孔所在的板间距增至0.7m釜液上方的气液分离空间高度取，裙座取QF=FMLFm/ρLFm=1884.99×19.93/902.68=41.62m3/h选择型号为：IS80--65--1259.3.2回流泵塔顶端上方的气液分离空间高度取精馏段开人孔2个，人孔所在的板间距增至0.7Z=Z精+Z提+0.7×2=8.8+4.4+0.7×2=14.6mH=1.5Z=21.9mQL=LMLDm/ρLDm=601.85×31.79/746.8=25.6m3/h选择型号为：65FMG__40

筛板塔设计计算结果序号项目数值平均温度，℃81.3平均压力，气相流量，6.486液相流量，0.00522实际塔板数26塔径，1.8板间距，0.55溢流形式单溢流降液管形式弓形堰长，1.08堰高，0.0409板上液层高度，0.06堰上液层高度，0.0191降液管底隙高度，0.0302安定区宽度，0.05边缘区宽度，0.05开孔区面积，2.53筛孔直径，0.005筛孔数目12987孔中心距，0.015开孔率，%10.07空塔气速，2.55筛孔气速，25.46稳定系数每层塔板压降，686.77负荷上限液泛操纵负荷下限漏夜操纵液沫夹带，0.068气相负荷上限，0.000921气相负荷下限，0.0154操作弹性2.935设备选型结果设备类型型号换热器进料预热器，长1.5m，管数126根的固定管板式换热器塔顶全凝器，长2m，管数2