化工原理課程設(shè)計(jì)--苯－甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　第1章 前言3</b></p><p>　　1.1 設(shè)計(jì)題目3</p><p>　　1.2 精餾及精餾流程3</p><p>　　1.3 精餾的分類4</p><p>　　1.4 精餾操作的特點(diǎn)

2、4</p><p>　　1.5 塔板的類型與選擇5</p><p>　　1.6 相關(guān)符號說明5</p><p>　　第2章 精餾塔的精餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算7</p><p>　　2.1設(shè)計(jì)方案的確定7</p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算7</p><p>　　2.2.1原料液及塔頂、

3、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)7</p><p>　　2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量7</p><p>　　2.2.3物料衡算8</p><p>　　2.3塔板數(shù)的確定8</p><p>　　2.3.1理論板層數(shù)的確定8</p><p>　　2.3.2實(shí)際板層數(shù)求取10</p><p

4、>　　2.4精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算11</p><p>　　2.4.1精餾段的操作壓力11</p><p>　　2.4.2精餾段的操作溫度11</p><p>　　2.4.3精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量11</p><p>　　2.4.4精餾段氣、液相的平均密度12</p><p&g

5、t;　　2.4.5精餾段液相平均表面張力12</p><p>　　2.5精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算13</p><p>　　2.5.1精餾段塔徑和實(shí)際空塔氣速的確定13</p><p>　　2.5.2精餾段精餾塔有效高度的求取15</p><p>　　2.6精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算15</p><p>　　

6、2.6.1精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確定15</p><p>　　2.6.2精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列16</p><p>　　2.7精餾段塔板流體力學(xué)驗(yàn)算18</p><p>　　2.7.1精餾段氣相通過浮閥塔板的壓降18</p><p>　　2.7.2精餾段降液管中清夜層高度的確定19</p><p>

7、;　　2.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖20</p><p>　　2.8.1精餾段霧沫夾帶線20</p><p>　　2.8.2精餾段液泛線21</p><p>　　2.8.3精餾段液相負(fù)荷上限線22</p><p>　　2.8.4精餾段漏液線22</p><p>　　2.8.5精餾段液相負(fù)荷下限線22</p

8、><p>　　第3章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表24</p><p>　　第4章 設(shè)計(jì)過程的評述和討論25</p><p>　　4.1回流比的選擇25</p><p>　　4.2塔高和塔徑25</p><p>　　4.3精餾塔的操作和調(diào)節(jié)25</p><p>　　第5章塔附件設(shè)計(jì)26<

9、;/p><p>　　5.1附件的計(jì)算26</p><p>　　5.1.1接管26</p><p>　　5.1.2筒體與封頭27</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)29</b></p><p><b>　　課程設(shè)計(jì)心得30</b></p><p>

10、;<b>　　第1章 前言</b></p><p><b>　　1.1 設(shè)計(jì)題目</b></p><p>　　苯－甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（浮閥塔）</p><p>　　1.2 精餾及精餾流程</p><p>　　精餾是多級分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全

11、的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。</p><p>　　精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作。化工成產(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:</p><p>　?、奴@得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；</p><p>　?、茖⑷芤憾嗉壏蛛x后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；</p><p>　?、敲摮鲭s質(zhì)獲得純凈

12、的溶劑或半成品，如酒精提純，進(jìn)行精餾操作的設(shè)備叫做精餾塔。</p><p>　　精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷

13、凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。</p><p>　　根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時(shí)擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還有配原料液，預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。</p><p><b>　　1.3 精餾的分類</b></p><p>　　按操作方式可分為

14、:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。</p><p>　　化工中的精餾操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點(diǎn)：</p><p>　?、拍鼙ＷC產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；</p><p>　　⑵流程短，設(shè)備投資費(fèi)用少；</p><p>　?、呛哪芰康停章矢?，操作費(fèi)用低；</p><

15、;p><b>　?、炔僮鞴芾矸奖?。 </b></p><p>　　1.4 精餾操作的特點(diǎn)</p><p>　　從上述對精餾過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點(diǎn)：</p><p><b>　?。?)沸點(diǎn)升高 </

16、b></p><p>　　精餾的溶液中含有沸點(diǎn)不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱?，使溶液的沸點(diǎn)高于醇溶液的沸點(diǎn)，這種現(xiàn)象稱為沸點(diǎn)的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時(shí)的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儨夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。</p><p>　?。?)物料的工藝特性 </p><p>　　精餾溶液本身具

17、有某些特性，如某些物料在加入到溶液中時(shí)可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。</p><p><b>　?。?)節(jié)約能源 </b></p><p>　　精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個(gè)問題。<

18、;/p><p>　　1.5 塔板的類型與選擇</p><p>　　塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式 塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應(yīng)用的是浮閥塔板，因?yàn)樗窃谂菡炙搴秃Y孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。它具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性

19、大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間較長，故塔板效率較高。</p><p>　　1.6 相關(guān)符號說明</p><p><b>　　英文字母</b></p><p>　　Aa— 塔板開孔區(qū)面積,m2；</p><p>　　Af — 降液管截面積,m2；</p><p>　　A0 — 篩孔總面積

20、,m2；</p><p>　　AT —塔截面積,m2；</p><p>　　c0 —流量系數(shù),無因次；</p><p>　　C—— 計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù),m/s；</p><p>　　CS —?dú)庀嘭?fù)荷因子,m/s；</p><p>　　d—— 填料直徑,m；</p><p>　　d0—

21、—篩孔直徑,m；</p><p><b>　　D—— 塔徑,m；</b></p><p>　　ev— 液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）；</p><p>　　E—— 液流收縮系數(shù),無因次；</p><p>　　ET— 總板效率,無因次；</p><p>　　F— 氣相動能因子,kg1/2/(

22、s·m1/2）；</p><p>　　F0— 篩孔氣相動能因子，kg1/2/(s·m1/2) ；</p><p>　　g——重力加速度,9.81m/ s2；</p><p>　　h——填料層分段高度,m；</p><p>　　h1— 進(jìn)口堰與降液管間的水平距離,m；</p><p>　　hc— 與干

23、板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p>　　hd— 與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?lt;/p><p>　　hf— 塔板上鼓泡層高度,m；</p><p>　　h1 —與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?m；</p><p>　　hL— 板上清液層高度,m；</p><p>　　h0— 降液管的底隙高度,m；</

24、p><p>　　hOW—堰上液層高度,m；</p><p>　　hW— 出口堰高度,m；</p><p>　　h,W—進(jìn)口堰高度,m；</p><p>　　hб——與阻力表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p>　　H——板式塔高度,m；</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度

25、,m；</p><p>　　HD——塔頂空間高度,m；</p><p>　　HF——進(jìn)料板處塔板間距,m；</p><p>　　HP——人孔處塔板間距,m；</p><p>　　HT——塔板間距,m；</p><p>　　K—— 穩(wěn)定系數(shù),無因次；</p><p><b>　　LW—堰

26、長,m；</b></p><p>　　Lh —液體體積流量,m3/h；</p><p>　　Ls —液體體積流量,m3/s；</p><p>　　Lw —潤濕速率,m3/(m·s)；</p><p>　　m—— 相平衡系數(shù),無因次；</p><p><b>　　n— —篩孔數(shù)目；<

27、/b></p><p>　　NT——理論板層數(shù)；</p><p>　　P—— 操作壓力,Pa；</p><p>　　△P—壓力降,Pa；</p><p>　　△PP氣體通過每層篩板的降壓,Pa；</p><p>　　t——篩孔的中心距,m；</p><p>　　u——空塔氣速,m/s；&l

28、t;/p><p>　　uF— 泛點(diǎn)氣速,m/s；</p><p>　　u0—?dú)怏w通過篩孔的速度,m/s；</p><p>　　u0, min—漏液點(diǎn)氣速,m/s；</p><p>　　u′0—液體通過降液管底隙的速度,m/s；</p><p>　　Vh——?dú)怏w體積流量,m3/h；</p><p>　

29、　Vs——?dú)怏w體積流量,m3/s；</p><p>　　wL——液體質(zhì)量流量,kg/s；</p><p>　　wV—?dú)怏w質(zhì)量流量,kg/s；</p><p>　　Wc——邊緣無效區(qū)寬度,m；</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度,m；</p><p>　　Ws——泡沫區(qū)寬度,m；</p><p

30、>　　x— 液相摩爾分?jǐn)?shù)；</p><p><b>　　X——液相摩爾比；</b></p><p>　　y——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)；</p><p>　　Y——?dú)庀嗄柗直龋?lt;/p><p>　　Z——板式塔的有效高度,m；</p><p><b>　　填料層高度,m。</b>

31、;</p><p><b>　　下標(biāo)</b></p><p><b>　　max—最大的；</b></p><p><b>　　min—最小的；</b></p><p><b>　　L—— 液相的；</b></p><p>　　V

32、— —?dú)庀嗟摩取后w在降液管內(nèi)停留時(shí)間,s； </p><p>　　μ——粘度,mPa·s；</p><p>　　Φ—開孔率或孔流系數(shù)，無因次；</p><p>　　σ——表面張力,N/m；</p><p>　　ρ——密度,kg/m3；</p><p>　　第2章 精餾塔的精餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算</p&g

33、t;<p>　　2.1設(shè)計(jì)方案的確定</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯和甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用氣液兩相混合進(jìn)料。將原料液通過預(yù)熱器加熱后送入精餾塔內(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)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品

34、經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算</p><p>　　2.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 </p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 </p><p>　　2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>

35、;<b>　　2.2.3物料衡算</b></p><p><b>　　產(chǎn)品產(chǎn)出量 </b></p><p><b>　　總物料衡算 </b></p><p><b>　　苯物料衡算 </b></p><p>　　聯(lián)立解得 </p

36、><p><b>　　2.3塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　2.3.1理論板層數(shù)的確定</p><p>　　(1)求最小回流比及操作線回流比</p><p>　　由于是飽和液體進(jìn)料，查表得苯—甲苯的相對揮發(fā)度α=2.47。</p><p><b>　　故最小回流比為</b&g

37、t;</p><p><b>　　取操作回流比為</b></p><p>　?。?）求精餾塔的氣液相負(fù)荷</p><p><b>　?。?）操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程</b></p><p><b>　　提

38、留段操作線方程</b></p><p><b>　　相平衡方程</b></p><p>　　（4）逐板計(jì)算法求理論塔層數(shù) </p><p>　　逐板計(jì)算法是利用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計(jì)算各板的汽相和液相組成，從而求得所需要的理論板數(shù)。</p><p>　　塔頂?shù)谝粔K塔板上升蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝為

39、飽和液體。餾出液組成 與蒸氣組成 相同，即。離開第一塊理論板的液體組成 應(yīng)與 平衡，可由相平衡關(guān)系求得。第二塊板的上升蒸氣組成 可由精餾段操作方程從 求得。以此類推，基本過程如下：</p><p><b>　　第7塊板為加料板</b></p><p>　　因此總理論板數(shù)為13（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為6，第7塊板為進(jìn)料板。</p>&l

40、t;p>　　2.3.2實(shí)際板層數(shù)求取</p><p><b>　?。?）求全塔效率</b></p><p>　?、偾缶s塔中液相混合液的平均黏度</p><p>　　當(dāng)p=101.33kPa時(shí)，苯和甲苯混合液（理想混合液）的數(shù)據(jù)求得：</p><p><b>　　塔頂泡點(diǎn)溫度 </b>&l

41、t;/p><p><b>　　塔底泡點(diǎn)溫度 </b></p><p>　　由液體黏度共線圖查得：</p><p>　　塔頂液體的黏度 </p><p>　　塔底液體的黏度 </p><p>　　由液相平均黏度計(jì)算公式分別求塔頂、塔底混合液的平均黏度 </p><p&

42、gt;　　則精餾塔中液相的平均黏度為： </p><p><b>　　②求全塔效率</b></p><p><b>　　所以，全塔效率。</b></p><p><b>　?。?）求實(shí)際塔板數(shù)</b></p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) </p><p

43、>　　提留段實(shí)際板層數(shù) </p><p>　　總實(shí)際板層數(shù) </p><p>　　2.4精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　2.4.1精餾段的操作壓力</p><p><b>　　塔頂操作壓力 </b></p><p><b>　　每

44、層塔板壓降 </b></p><p>　　進(jìn)料板壓降 </p><p><b>　　精餾段平均壓降</b></p><p>　　2.4.2精餾段的操作溫度</p><p>　　由苯和甲苯混合液（理想混合液）的數(shù)據(jù)查出各點(diǎn)溫度</p><p>　　塔頂溫度

45、 </p><p>　　進(jìn)料板溫度 </p><p>　　精餾段平均溫度 </p><p>　　2.4.3精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由，得。</p><p>　　進(jìn)料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：; </p><p

46、>　　精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　2.4.4精餾段氣、液相的平均密度</p><p>　?。?）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p>　?。?）液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式</p><p>　　塔頂液相平均密度：由，查得</p><p>　　進(jìn)料板液相平

47、均密度：由，查得</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為</p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　2.4.5精餾段液相平均表面張力</p><p>　　液相平均表面張力計(jì)算公式：</p><p>　　塔頂液相平均表面張力：由℃，查得 N/m N/m</p><p&

48、gt;<b>　　N/m</b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力：由℃,查得 N/m N/m</p><p><b>　　N/m</b></p><p>　　精餾段液相平均密度為：</p><p><b>　　N/m</b></p><

49、p>　　2.5精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　2.5.1精餾段塔徑和實(shí)際空塔氣速的確定</p><p>　?。?）最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速計(jì)算公式：</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　求C，其中由附圖1查取，圖中橫坐標(biāo)為</p><p>　　取板間距m

50、，板上液層高度m，則</p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　附圖 1 </b></p><p>　　查附圖1得=0.070</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為&l

51、t;/p><p><b>　　m/s</b></p><p><b>　?。?）塔徑</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為</b></p><p><b>　　D=1.

52、4m</b></p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速為m/s</p><p>　　2.5.2精餾段精餾塔有效高度的求取</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p><b>　　m

53、</b></p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　在進(jìn)料板處及提餾段各開一個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔德有效高度為</p><p><b>　　m</b></p><

54、;p>　　2.6精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　2.6.1精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確定</p><p>　　因塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p><b>　?。?）堰長取m</b></p><p>　　（2）溢流堰高度溢流堰高度計(jì)算公式

55、</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　取板上液層高度=0.06m，故</p><p><b>　　m</b><

56、/p><p>　　（3）弓形降液管寬度及將面積由，查得：，，故</p><p><b>　　m</b></p><p>　　依式驗(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>　?。?）降液管底隙高度計(jì)算公式<

57、;/p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　2.6.2精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列</p><p>　　取閥孔動能因數(shù)，用式求孔速，即</p><p&g

58、t;　　依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度。</p><p>　　依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距，則可按下式估算排間距，即</p><p><b>　　取。</b></p><p>　　按，，以

59、等腰三角形叉排方式作圖，</p><p><b>　　附圖2.</b></p><p><b>　　得閥數(shù)個(gè)</b></p><p>　　按重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：</p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。</p><p><b>　　塔板

60、開孔率=</b></p><p>　　2.7精餾段塔板流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　2.7.1精餾段氣相通過浮閥塔板的壓降</p><p>　　可根據(jù)式計(jì)算塔板壓降。</p><p>　?。?）干板阻力由式計(jì)算臨界孔速，即</p><p>　　因，則可按式計(jì)算，即</p><p&g

61、t;　　（2）板上充氣液蹭阻力本設(shè)計(jì)分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)。依式得</p><p>　?。?）克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)液柱高度為：</p><p><b>　　單板壓降</b></p><p>　　2.7.2精餾段降液管中清

62、夜層高度的確定</p><p>　　為了防止淹塔想象的發(fā)生，要求控制降液管中清液曾高度?？捎孟率接?jì)算，即</p><p>　　與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨取?lt;/p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式 計(jì)算</p><p><b>　　板上流層高度，取</b></p><

63、;p><b>　　因此</b></p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見，符合防止淹塔要求。</p><p>　　2.7.3精餾段霧沫夾帶校核</p><p>　　計(jì)算泛點(diǎn)率：

64、 </p><p>　　板上液體流徑長度</p><p><b>　　板上液流面積</b></p><p>　　苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)，查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，將以上數(shù)值代入式1得</p><p>　　按式2計(jì)算泛點(diǎn)率，得</p><p>　　計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧

65、沫夾帶量能過滿足液汽的要求。</p><p>　　2.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　2.8.1精餾段霧沫夾帶線</p><p>　　對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、、、K、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。</p><p>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下<

66、;/p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　附表1.霧沫夾帶線數(shù)據(jù)</p><p>　　2.8.2精餾段液泛線</p><p><b>　　由確定液泛線</b></p><p>　　由于、、、、、及等均為定值而與有如下關(guān)系</p><p

67、>　　式中閥孔數(shù)與孔徑亦定值</p><p><b>　　附表2.液泛線數(shù)據(jù)</b></p><p>　　2.8.3精餾段液相負(fù)荷上限線</p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留不低于5。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間</p><p>　　求出上限液體流量值，在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直

68、線。</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則</p><p><b>　　(3)</b></p><p>　　2.8.4精餾段漏液線</p><p>　　對于F1型重閥，依計(jì)算，則</p><p><b>　　又知，即</b></p><

69、;p>　　式中、、均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。</p><p>　　以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p><b>　　(4)</b></p><p>　　2.8.5精餾段液相負(fù)荷下限線</p><p><b>　　取堰上液層高度</b&

70、gt;</p><p>　　計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。</p><p><b>　　取，得</b></p><p><b>　　(5)</b></p><p>　　2.8.6精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　根據(jù)本題附表1

71、、附表2及式（3）~（5）可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的1~5共五條線，見附圖3</p><p><b>　　附圖3</b></p><p>　　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　?、僭谌蝿?wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。</p><p>　　②塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶

72、控制。</p><p>　　③按照固定的液氣比，由附圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限：</p><p><b>　　氣相負(fù)荷下限：</b></p><p><b>　　所以：</b></p><p>　　第3章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表</p><p>　　將以上結(jié)果匯總列于附表3中

73、。</p><p>　　附表3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果</p><p>　　第4章 設(shè)計(jì)過程的評述和討論</p><p><b>　　4.1回流比的選擇</b></p><p>　　回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。<

74、/p><p>　　在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍。我計(jì)算的回流比為1.23，我取的回流比R=1.5Rmin≈2。</p><p><b>　　4.2塔高和塔徑</b></p><p>　　影響塔板效率的因素有很多，概括起來有物性性質(zhì)﹑塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是

75、指黏度﹑密度﹑表面張力﹑擴(kuò)散系數(shù)及相對揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類型板間距堰高及開孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復(fù)雜，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。因此，我通過經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑為1.40m，塔高為10.4m。</p><p>　　4.3精餾塔的操作和調(diào)節(jié)</p>

76、<p>　　對于我們的精餾塔和物系，保持精餾穩(wěn)態(tài)操作采取的措施是：</p><p><b>　?。?)塔壓穩(wěn)定；</b></p><p>　　（2)進(jìn)出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定；</p><p>　　（3)進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定；</p><p><b>　　（4)回流比恒定；</b></

77、p><p>　?。?)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定；</p><p>　?。?)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。</p><p><b>　　第5章塔附件設(shè)計(jì) </b></p><p><b>　　5.1附件的計(jì)算</b></p><p><b>　　5.1.1接管</

78、b></p><p><b>　　(1)進(jìn)料管</b></p><p>　　進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。 管內(nèi)流速</p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　取進(jìn)料管規(guī)格Φ45×2.5 </p&g

79、t;<p><b>　　(2)回流管</b></p><p>　　采用直管回流管，回流管的回流量</p><p>　　塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度</p><p><b>　　則液體流量</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p>

80、<p><b>　　則回流管直徑</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ32×2.5 </p><p><b>　　(3)釜液排出管</b></p><p>　　塔底w=54.529kmol/h 平均密度</p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量&l

81、t;/b></p><p><b>　　體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ38×2.5 </p><p><b>　

82、　(6)法蘭</b></p><p>　　由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。</p><p>　　進(jìn)料管接管法蘭：PN6DN70 HG 5010</p><p>　　回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010</p><p>　　塔釜出料管接法蘭：PN6DN80 HG 5010&

83、lt;/p><p>　　5.1.2筒體與封頭</p><p><b>　　(1)筒體 </b></p><p>　　壁厚選6mm 所用材質(zhì)直徑為A3 </p><p><b>　　(2)封頭</b></p><p>　　封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400mm, 查板

84、式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm，直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積F封=3.73m2 容積V封=0.866m3</p><p>　　選用封頭 DN1400×6，J13-1154</p><p><b>　　精餾塔塔體模型</b></p><p><b>　　附圖4</b></p><

85、;p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1]楊祖榮.化工原理（第二版）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社,2012.</p><p>　　[2]柴誠敬，劉國維等.化工原理課程設(shè)計(jì).天津：天津大學(xué)科學(xué)技術(shù)出版社，1994.</p><p>　　[3]賈紹義，柴誠敬等.化工原理課程設(shè)計(jì).天津：天津大學(xué)出版社，2002.</p>

86、;<p><b>　　課程設(shè)計(jì)心得</b></p><p>　　經(jīng)過接近兩周的努力，課程設(shè)計(jì)終于完成了。在此我首先要感謝給予我很多幫助的指導(dǎo)教師。</p><p>　　總的來說，這次設(shè)計(jì)的內(nèi)容不算復(fù)雜，計(jì)算量也不是很大。只要細(xì)心地計(jì)算，一步一步的把思路縷清晰，就能夠完成課程設(shè)計(jì)的任務(wù)。 萬事開頭難，剛開始著手計(jì)算時(shí)，思路有點(diǎn)混亂，不知道應(yīng)該先算哪個(gè)儲料罐

87、里的物料量。在老師詳細(xì)地講解與分析下，終于茅塞頓開。老師仔細(xì)地把計(jì)算過程中容易算錯(cuò)的位置給我們指出，并且把工藝流程仔細(xì)地講解了一遍。接下來的計(jì)算可以說是游刃有余了。我趁熱打鐵，把老師講解的東西鞏固了一遍后就開始認(rèn)真地計(jì)算了。雖然在計(jì)算的過程中仍會遇到一些小小的困難，但是通過與同學(xué)之間的討論，問題也很快就解決了。在這個(gè)過程中，我學(xué)到了很多知識查閱文獻(xiàn)資料、word排版、CAD制圖等，這對我們的以后的發(fā)展更為有益，比如為即將面臨的畢業(yè)論文、