化工原理課程設(shè)計(jì)---苯-甲苯分離過(guò)程篩板式精餾塔

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)</p><p>　　設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯分離過(guò)程篩板式精餾塔</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　1設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明4</p><p><b>　　1.1概述4</b></p><p>　　

2、1.1.1精餾原理4</p><p>　　1.1.2精餾塔選定4</p><p>　　1.2設(shè)計(jì)方案的確定4</p><p>　　2精餾塔的物料衡算5</p><p>　　2.1原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量5</p><p>　　2.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率5</p>

3、<p>　　2.3物料衡算5</p><p><b>　　3塔數(shù)的確定6</b></p><p>　　3.1理論板層數(shù)的求取6</p><p>　　3.1.1相對(duì)揮發(fā)度的求取6</p><p>　　3.1.2求最小回流比及操作回流比6</p><p>　　3.1.3

4、求精餾塔的氣、液相負(fù)荷7</p><p>　　3.1.4求操作線方程7</p><p>　　3.1.5采用逐板法求理論板層數(shù)7</p><p>　　3.2實(shí)際板層數(shù)的求取8</p><p>　　4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算8</p><p>　　4.1操作壓力的計(jì)算8</p>

5、;<p>　　4.2操作溫度的計(jì)算9</p><p>　　4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算9</p><p>　　4.4平均密度計(jì)算10</p><p>　　4.4.1氣相平均密度計(jì)算10</p><p>　　4.4.2液相平均密度計(jì)算10</p><p>　　4.5液體平均表面張力的計(jì)算1

6、1</p><p>　　4.6液體平均黏度計(jì)算12</p><p>　　5塔及塔板的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算13</p><p>　　5.1塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算13</p><p>　　5.1.1精餾段：13</p><p>　　5.1.2提餾段：14</p><p>　　5.2塔的有

7、效高度的計(jì)算15</p><p>　　5.3塔的實(shí)際高度的計(jì)算15</p><p>　　5.4溢流裝置的計(jì)算15</p><p>　　5.4.1精餾段：15</p><p>　　5.4.2提餾段：16</p><p>　　5.5塔板布置17</p><p>　　5.5.1

8、精餾段：17</p><p>　　5.5.2提餾段：18</p><p>　　6流體力學(xué)驗(yàn)算20</p><p>　　6.1塔板壓強(qiáng)降20</p><p>　　6.1.1精餾段：20</p><p>　　6.1.2提餾段：21</p><p>　　6.2液沫夾帶量的校核

9、21</p><p>　　6.2.1精餾段：21</p><p>　　6.2.2提餾段：22</p><p>　　6.3溢流液泛的校核22</p><p>　　6.3.1精餾段：22</p><p>　　6.3.2提餾段：23</p><p>　　6.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)

10、間的校核23</p><p>　　6.4.1精餾段：23</p><p>　　6.4.2提餾段：23</p><p>　　6.5漏液點(diǎn)的校核23</p><p>　　6.5.1精餾段：23</p><p>　　6.5.2提餾段：24</p><p>　　7塔板負(fù)荷性能圖（

11、以精餾段為例）25</p><p>　　7.1漏液線25</p><p>　　7.2液沫夾帶線25</p><p>　　7.3液相負(fù)荷下限線26</p><p>　　7.4液相負(fù)荷上限線26</p><p>　　7.5液泛線27</p><p>　　7.6負(fù)荷性能圖及操作

12、彈性28</p><p>　　8計(jì)算結(jié)構(gòu)匯總表29</p><p><b>　　9小結(jié)30</b></p><p>　　設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明</p><p><b>　　概述</b></p><p><b>　　精餾原理</b></p

13、><p>　　利用從塔底部上升的含輕組分較少的蒸氣，與從塔頂部回流的含重組分較少的液體逆流接觸，同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分離。</p><p>　　同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝是在精餾塔中實(shí)現(xiàn)的。塔板上有一層液體，氣流經(jīng)塔板被分散于其中成為氣泡，氣、液兩相在塔板上接觸，液相吸收了氣相帶入的熱量。使液相中的易揮發(fā)組分汽化，由液相轉(zhuǎn)移到氣相；同時(shí)，氣相放出了熱量，使氣相中的難揮

14、發(fā)組分冷凝，由氣相轉(zhuǎn)移到液相。部分汽化和部分冷凝的同時(shí)進(jìn)行是汽化、冷凝潛熱相互補(bǔ)償。精餾就是多次而且同時(shí)進(jìn)行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分離的過(guò)程。</p><p><b>　　精餾塔選定</b></p><p>　　精餾是氣液兩相之間的傳質(zhì)過(guò)程，而傳質(zhì)過(guò)程是由能提供氣液兩相充分接觸的塔設(shè)備完成，并要求達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式

15、塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)量、熱量傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬于逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂填料表面下流，氣體逆流而上，與液相接觸進(jìn)行質(zhì)量、熱量傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬于微分接觸操作過(guò)程。我們選擇的是板式塔。</p><p>　　板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板等；另一類是無(wú)降液管塔

16、板，如柵板、穿流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是前者。這里，我們選擇的是具有降液管的篩板塔。篩板塔是在塔板上鉆有均勻分布的篩孔，上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過(guò)板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。</p><p>　　篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，造價(jià)低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔。其缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的液料。但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有

17、足夠的操作彈性，對(duì)易阻塞的物系可采用大孔徑篩板。</p><p>　　工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量??；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。</p><p>　　實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性

18、質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)等因素,依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。</p><p><b>　　設(shè)計(jì)方案的確定</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝

19、液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p><b>　　精餾塔的物料衡算</b></p><p>　　原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/kmol</p><p>　　苯的摩

20、爾質(zhì)量 =78.11kg/kmol</p><p>　　=0.678.11+(1-0.6) 92.13=83.718kg/kmol</p><p>　　=0.9478.11+(1-0.94)92.13=78.9512kg/kmol</p><p>　　原料液及塔頂和塔底的摩爾分率</p><p>　　η=0.95 f=670

21、0kg/h</p><p>　　F===80.03Kmol/h</p><p>　　η==0.94 所以D=48.02 Kmol/h</p><p>　　由物料衡算 D+W=F </p><p>　　F=D+W,所以W=32.01Kmol/h</p><p>　　所以：=0.0899 </p><

22、p><b>　　物料衡算</b></p><p>　　原料處理量 F===80.03Kmol/h</p><p>　　總物料衡算 F=D+W</p><p><b>　　D+W=F</b></p><p>　　聯(lián)立解得 D=48.02kmol/h</p><

23、p>　　W=32.01mol/h</p><p><b>　　塔數(shù)的確定</b></p><p><b>　　理論板層數(shù)的求取</b></p><p><b>　　相對(duì)揮發(fā)度的求取</b></p><p>　　有內(nèi)插法可計(jì)算塔頂、塔釜的氣液相組成</p>&

24、lt;p><b>　　塔頂：</b></p><p><b>　　0.863 </b></p><p><b>　　塔釜：</b></p><p>　　0.215 0.785</p><p><b>　　2.49</b></p

25、><p><b>　　2.77</b></p><p><b>　　2.63</b></p><p>　　求最小回流比及操作回流比</p><p><b>　　泡點(diǎn)進(jìn)料：</b></p><p><b>　　故最小回流比為</b><

26、;/p><p><b>　　==</b></p><p><b>　　取操作回流比為</b></p><p>　　R=1.7=1.70.71=1.207</p><p>　　求精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p><b>　　求操作線方程</b></p

27、><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　?。╝）</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程</b></p><p><b>　?。╞）</b></p><p>　　采用逐板法求理論板層數(shù)&

28、lt;/p><p><b>　　由 得 </b></p><p>　　將 =2.63 代入得相平衡方程</p><p><b>　　（c）</b></p><p>　　聯(lián)立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板計(jì)算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝</p><p><

29、b>　　則</b></p><p>　　由（c）式求得第一塊板下降液體組成</p><p>　　利用（a）式計(jì)算第二塊板上升蒸汽組成為</p><p>　　=0.547+0.426=0.547*0.856+0.426=0.894</p><p>　　交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用式（b）和式（c）交替計(jì)算，直到為止

30、，</p><p><b>　　計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表1。</b></p><p><b>　　表1</b></p><p>　　精餾塔的理論塔板數(shù)為 =9（包括再沸器）</p><p><b>　　進(jìn)料板位置 </b></p><p><b>

31、　　實(shí)際板層數(shù)的求取</b></p><p>　　全塔效率為0.545，則有</p><p><b>　?。òㄔ俜衅鳎?lt;/b></p><p>　　精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p><b>　　操作壓力的計(jì)算</b></p><p>　　塔頂

32、的操作壓力 </p><p>　　每層塔板的壓降 </p><p>　　進(jìn)料板壓力 </p><p>　　塔底操作壓力 </p><p>　　精餾段平均壓力 </p><p>　　提餾段平均壓力 </p><p><b>　　操作溫度的計(jì)算</

33、b></p><p>　　依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下：</p><p>　　塔頂溫度 </p><p>　　進(jìn)料板溫度 </p><p>　　塔底溫度 </p><p>　　精餾段平均溫度

34、=(81.264+90.65)/2=85.957</p><p>　　提餾段平均溫度 </p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</b></p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　由理論板的計(jì)算過(guò)程可知，，x1=0.856 </p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)

35、算</p><p>　　由理論板的計(jì)算過(guò)程可知，，</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　有理論版計(jì)算過(guò)程可知 </p><p>　　精餾段的平均摩爾質(zhì)量為</p><p>　　提餾段的平均摩爾質(zhì)量為</p><p><b>　　平均密度計(jì)算</b&g

36、t;</p><p><b>　　氣相平均密度計(jì)算</b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)算，即</p><p><b>　　精餾段氣相平均密度</b></p><p><b>　　提餾段氣相平均密度</b></p><p><b>

37、;　　液相平均密度計(jì)算</b></p><p>　　液相平均密度計(jì)算依下式計(jì)算，即：</p><p>　　塔頂液相平均密度的計(jì)算。</p><p>　　由，查液體在不同溫度下的密度表得：</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算。 </p><p>　　由，查液體在不同溫度下的密度表得：</p

38、><p>　　塔底液相平均密度的計(jì)算</p><p><b>　　由，查手冊(cè)得</b></p><p><b>　　塔底液相的質(zhì)量分率</b></p><p>　　精餾段的平均密度為：</p><p>　　提餾段的平均密度為：</p><p>　　液體平均

39、表面張力的計(jì)算</p><p>　　液相平均表面張力依下式計(jì)算，即：</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計(jì)算。</p><p>　　由，查液體表面張力共線圖得：</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算。</p><p>　　由，查液體表面張力共線圖得：</p><p><

40、b>　　由，查手冊(cè)得</b></p><p>　　精餾段平均表面張力為：</p><p>　　提餾段平均表面張力為：</p><p><b>　　液體平均黏度計(jì)算</b></p><p>　　液相平均黏度依下式計(jì)算，即：</p><p>　　塔頂液相平均黏度的計(jì)算：</p&

41、gt;<p>　　由，查氣體黏度共線圖得：</p><p>　　進(jìn)料液相平均黏度的計(jì)算：</p><p>　　由，查氣體黏度共線圖得：</p><p>　　塔底液相平均黏度的計(jì)算：</p><p>　　由，查氣體黏度共線圖得：</p><p>　　精餾段液相平均黏度為：</p><p&

42、gt;<b>　　1</b></p><p>　　提餾段液相平均黏度為：</p><p><b>　　1</b></p><p>　　塔及塔板的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p><b>　　塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p><p><b>　　

43、精餾段：</b></p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為：</p><p>　　由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為</p><p><b>　　0.033</b></p><p>　　取板間距，，板上液層高度，則</p><p>　　查篩板塔汽液負(fù)

44、荷因子曲線圖得</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為。</p><p><b>　　塔截面積為：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p>

45、<p>　　由式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為 </p><p>　　取板間距，板上清液層高度取，則</p><p>　　由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知　</p><p><b>　　氣體負(fù)荷因子　</b></p><p>　　取安全系數(shù)為，則空塔氣速為 </p><p>　　

46、按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 </p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p><b>　　塔的有效高度的計(jì)算</b></p><p><b>　　精餾段有效高度為：</b></p>

47、<p><b>　　提餾段有效高度為：</b></p><p>　　在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m，</p><p><b>　　塔的實(shí)際高度的計(jì)算</b></p><p>　　精餾塔的有效高度為：</p><p><b>　　溢流裝置的計(jì)算</b><

48、;/p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　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：</p><p><b>　　堰長(zhǎng)</b></p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　溢流堰高

49、度</b></p><p>　　由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算，即：</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　取板上清液層高度</b></p><p><b>　　故</b></p><p>

50、　　弓形降液管寬度和截面積：</p><p>　　由，查弓形降液管參數(shù)圖得：</p><p><b>　　則：，</b></p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p><b>　　降液管

51、底隙的流速</b></p><p><b>　　，則：</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　選用凹形受液盤(pán)，深度。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　因塔徑，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹

52、形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p><b>　　堰長(zhǎng)</b></p><p><b>　　可取</b></p><p><b>　　溢流堰高度</b></p><p><b>　　由</b></p><p>　　選用平直堰,堰

53、上層液高度由式計(jì)算</p><p><b>　　近似取，則</b></p><p><b>　　取板上清液層高度</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　弓形降液管寬度和截面積：</p><p><b>　　由

54、 查圖得</b></p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　降液管底隙的流速</b></p><p><b>　　取 則 </b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理</p><p>　　選用凹形受液盤(pán)，

55、深度 。</p><p><b>　　塔板布置</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　塔板的分塊。</b></p><p>　　因，所以選擇采用分塊式，塔板可分為3塊。</p><p><b>　　邊

56、緣區(qū)寬度確定：</b></p><p><b>　　取，</b></p><p>　　開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算。開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算為：</p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　故 </b></p><p><

57、b>　　篩孔數(shù)與開(kāi)孔率</b></p><p><b>　　篩孔計(jì)算及其排列。</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)的物系沒(méi)有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距為</p><p><b>　　篩孔的數(shù)目為</b></p>

58、<p><b>　　開(kāi)孔率為：</b></p><p>　　氣體通過(guò)篩孔的氣速為：</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　塔板的分塊。</b></p><p>　　因，所以選擇采用分塊式，塔板可分為3塊。</p>&

59、lt;p><b>　　邊緣區(qū)寬度確定：</b></p><p><b>　　取，</b></p><p>　　開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算。開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算為：</p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　故 </b></

60、p><p><b>　　篩孔數(shù)與開(kāi)孔率</b></p><p><b>　　篩孔計(jì)算及其排列。</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)的物系沒(méi)有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距為</p><p><b>　　篩孔的數(shù)目為&

61、lt;/b></p><p><b>　　開(kāi)孔率為：</b></p><p>　　氣體通過(guò)篩孔的氣速為：</p><p><b>　　流體力學(xué)驗(yàn)算</b></p><p><b>　　塔板壓強(qiáng)降</b></p><p><b>　　精餾段

62、：</b></p><p>　　干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算：</p><p>　　由，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得</p><p><b>　　故</b></p><p>　　氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算。</p><p>　　氣體通過(guò)液層的阻力由下式計(jì)算，即</p>&

63、lt;p>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。</p><p>　　故 液柱（3）液體表面張力的阻力計(jì)算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即：</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)系常壓操作，對(duì)板壓降本身無(wú)特殊要求。</p><p><b&g

64、t;　　提餾段：</b></p><p>　　干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算：</p><p>　　干板的阻力按公式計(jì)算</p><p><b>　　并由可，查得</b></p><p><b>　　故 液柱</b></p><p>　　氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)

65、算。</p><p>　　氣體通過(guò)液層的阻力按公式計(jì)算</p><p><b>　　查得</b></p><p><b>　　故 液柱</b></p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即：</p><p>　　液柱

66、

67、

68、 </p><p>　　本設(shè)計(jì)系常壓操作，對(duì)板壓降本身無(wú)特殊要求。</p><p><b>　　液沫夾帶量的校核</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　液沫夾帶量由公式計(jì)算。由 </p&g

69、t;<p><b>　　故 </b></p><p>　　故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在設(shè)計(jì)范圍之內(nèi)。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　液沫夾帶量由公式計(jì)算</p><p><b>　　由 </b></p><p&g

70、t;<b>　　故 </b></p><p>　　故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在設(shè)計(jì)范圍之內(nèi)。</p><p><b>　　溢流液泛的校核</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從下式關(guān)系，即 </p&

71、gt;<p>　　苯—甲苯屬于一般物系，取，則</p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　而 液柱</b></p><p>　　故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度 液柱</p><p><b>　　則 </b></p><p

72、>　　故在本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生溢流液泛。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從下式關(guān)系，即 </p><p>　　苯—甲苯屬于一般物系，取，則</p><p><b>　　液柱</b></p><p>&

73、lt;b>　　而 液柱</b></p><p>　　故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度 液柱</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生溢流液泛。</p><p>　　液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核</p><p><b>　　精餾段：&l

74、t;/b></p><p>　　為避免發(fā)生嚴(yán)重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時(shí)間不小于</p><p>　　液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為</p><p>　　不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重氣泡夾帶。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　為避免發(fā)生嚴(yán)重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常

75、規(guī)定液體在降液管的停留時(shí)間不小于</p><p>　　液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為</p><p>　　不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重氣泡夾帶。</p><p><b>　　漏液點(diǎn)的校核</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　設(shè)漏液點(diǎn)的孔速，相應(yīng)的動(dòng)能因子（以

76、為基準(zhǔn)）</p><p>　　故塔板上當(dāng)量清液高度為</p><p>　　查得此漏液點(diǎn)的干板壓降</p><p>　　對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即</p><p>　　因計(jì)算值與假定值接近，故計(jì)算正確</p><p>　　塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計(jì)算，即</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中無(wú)

77、明顯漏液。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　設(shè)漏液點(diǎn)的孔速，相應(yīng)的動(dòng)能因子（以為基準(zhǔn)）</p><p>　　故塔板上當(dāng)量清液高度為</p><p>　　查得此漏液點(diǎn)的干板壓降</p><p>　　對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即</p><

78、p>　　因計(jì)算值與假定值接近，故計(jì)算正確</p><p>　　塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計(jì)算，即</p><p>　　在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。</p><p>　　塔板負(fù)荷性能圖（以精餾段為例）</p><p><b>　　漏液線</b></p><p><b>　　由 </b

79、></p><p><b>　　得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。</p><p><b>　　液沫夾帶線</b></p><p>　　以為限，求關(guān)系如下：&l

80、t;/p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表</p><p>　　由上表即可作出液沫夾帶線2。</p><p><b>　　液相負(fù)荷下限線

81、</b></p><p>　　對(duì)于平流堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　據(jù)此可做出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。</p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>

82、　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　據(jù)此可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限4。</p><p><b>　　液泛線</b></p><p><b>　　令 </b></p>

83、<p><b>　　聯(lián)立得 </b></p><p>　　忽略、，將與、和、與的關(guān)系代入上式，得 </p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得</b></p><p><b>　　故</b>&l

84、t;/p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表</p><p>　　負(fù)荷性能圖及操作彈性</p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖二可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。由圖查得</p><p><b>　　故操作彈性為</b></p&g

85、t;<p><b>　　計(jì)算結(jié)構(gòu)匯總表</b></p><p><b>　　小結(jié)</b></p><p>　　經(jīng)過(guò)一個(gè)多星期的努力，終于把課程設(shè)計(jì)做完了，這次的課程設(shè)計(jì)可以說(shuō)讓我感觸良多：</p><p>　　首先，此次課程設(shè)計(jì)相對(duì)上學(xué)期的來(lái)說(shuō)難度有所增大，初看覺(jué)得挺容易的，但在實(shí)際做的時(shí)候卻發(fā)現(xiàn)這樣那樣的困

86、難，舉個(gè)很簡(jiǎn)單的例子：計(jì)算時(shí)很多參數(shù)并不是已知的，都要通過(guò)去查表或者相關(guān)資料獲取。而且參數(shù)的選取也不是一次就符合，在驗(yàn)算后如果不符合設(shè)計(jì)要求還得重新選取、重新計(jì)算。這是很麻煩的！</p><p>　　再次，在畫(huà)圖時(shí)也出現(xiàn)了一些問(wèn)題，剛開(kāi)始時(shí)忽略了老師給的PPT，所以無(wú)從下手。在看完P(guān)PT后也只是有個(gè)基本了解，實(shí)際的操作也有些麻煩，但經(jīng)過(guò)小組的討論終于把圖完成了。</p><p>　　最后，

87、這次課程設(shè)計(jì)是我看到了自己的很多不足，知識(shí)體系的欠缺，掌握得很不牢固。也使我認(rèn)識(shí)到理論和實(shí)際的差距，在理論中的知識(shí)不一定都是可行的。這就必須有一個(gè)探究的過(guò)程。</p><p>　　看著自己完成的設(shè)計(jì)材料和畫(huà)完的圖紙，心里的成就感油然而生。雖然過(guò)程是曲折的，但收獲是巨大的；我想在以后的學(xué)習(xí)過(guò)程中我們要學(xué)會(huì)探索、鉆研，不能滿足現(xiàn)狀，知識(shí)是永無(wú)止境的。這次課程設(shè)計(jì)結(jié)束了，我們付出了艱辛，換來(lái)了喜悅與收獲。同時(shí)給我們的學(xué)