化工原理課程設(shè)計---苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　設(shè)計題目： 苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計 </p><p>　　設(shè)計人： </p><p>　　班級：

2、 </p><p>　　學(xué)號： </p><p>　　指導(dǎo)老師： </p><p>　　設(shè)計時間： </p><

3、;p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　設(shè)計任務(wù)書3</b></p><p><b>　　前言4</b></p><p>　　第一章 工藝流程設(shè)計5</p><p>　　第二章 塔設(shè)備的工藝計算6</p><p>

4、;　　第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計算15</p><p>　　第四章 塔板的流體力學(xué)驗算18</p><p>　　第五章 塔板負荷性能圖21</p><p>　　第六章 換熱器的設(shè)計計算與選型25</p><p>　　第七章 主要工藝管道的計算與選擇28</p><p><b>　　結(jié)束

5、語30</b></p><p><b>　　參考文獻32</b></p><p><b>　　附錄33</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p>　　設(shè)計題目：苯—甲苯連續(xù)精餾塔（浮閥塔）的設(shè)計</p><p><b>　

6、　一、工藝設(shè)計部分</b></p><p>　?。ㄒ唬┤蝿?wù)及操作條件</p><p>　　1. 基本條件：含苯25％(質(zhì)量分數(shù)，下同)的原料液以泡點狀態(tài)進入塔內(nèi)，回流比為最小回流比的1.25倍。</p><p>　　2. 分離要求：塔頂產(chǎn)品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。</p><p>　　3. 生產(chǎn)能力：每小

7、時處理9.4噸。</p><p>　　4. 操作條件：頂壓強為4 KPa (表壓)，單板壓降≯0.7KPa，采用表壓0.6 MPa的飽和蒸汽加熱。</p><p>　?。ǘ┧O(shè)備類型 浮閥塔。</p><p>　?。ㄈS址：湘潭地區(qū)（年平均氣溫為17.4℃）</p><p><b>　　（四）設(shè)計內(nèi)容</b>

8、;</p><p>　　1. 設(shè)計方案的確定、流程選擇及說明。</p><p>　　2. 塔及塔板的工藝計算 塔高（含裙座）、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸；塔板流體力學(xué)驗算；塔板的負荷性能圖；設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表。</p><p>　　3. 輔助設(shè)備計算及選型（注意：結(jié)果要匯總）。</p><p>　　4. 自控系統(tǒng)設(shè)計（針對關(guān)鍵參數(shù)）。<

9、/p><p>　　5. 圖紙：工藝管道及控制流程圖；塔板布置圖；精餾塔的工藝條件圖。</p><p>　　6. 對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論。</p><p>　　二、按要求編制相應(yīng)的設(shè)計說明書</p><p>　　設(shè)計說明書的裝訂順序及要求如下：</p><p>　　1. 封面（設(shè)計題目，設(shè)計人的姓名、班級及學(xué)號等

10、）</p><p><b>　　2. 目錄</b></p><p><b>　　3. 設(shè)計任務(wù)書</b></p><p>　　4. 前言（課程設(shè)計的目的及意義）</p><p><b>　　5. 工藝流程設(shè)計</b></p><p>　　6. 塔設(shè)備的工

11、藝計算（計算完成后應(yīng)該有計算結(jié)果匯總表）</p><p>　　7. 換熱器的設(shè)計計算與選型（完成后應(yīng)該有結(jié)果匯總表）</p><p>　　8. 主要工藝管道的計算與選擇（完成后應(yīng)該有結(jié)果匯總表）</p><p>　　8. 結(jié)束語（主要是對自己設(shè)計結(jié)果的簡單評價）</p><p>　　9. 參考文獻（按在設(shè)計說明書中出現(xiàn)的先后順序編排，且序號在

12、設(shè)計說明書引用時要求標注）</p><p><b>　　10. 設(shè)計圖紙</b></p><p><b>　　三、主要參考資料</b></p><p>　　[1] 化工原理；[2] 化工設(shè)備機械基礎(chǔ)；[3] 化工原理課程設(shè)計；[4] 化工工藝設(shè)計手冊</p><p>　　四、指導(dǎo)教師安排 楊明平

13、；胡忠于；陳東初；黃念東</p><p>　　五、時間安排 第17周～第18周</p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計是化工原理教學(xué)的一個重要環(huán)節(jié)，是綜合應(yīng)用本門課程和有關(guān)其他課程所學(xué)知識，完成以單元操作為主的一次設(shè)計實踐。通過課程設(shè)計使學(xué)生掌握化工設(shè)計的基本程序和方法，并在查閱技術(shù)資料、

14、選用公式和數(shù)據(jù)、用簡潔文字和圖表表達設(shè)計結(jié)果、制圖以及計算機輔助計算等能力方面得到一次基本訓(xùn)練，在設(shè)計過程中還應(yīng)培養(yǎng)學(xué)生樹立正確的設(shè)計思想和實事求是、嚴肅負責的工作作風(fēng)。</p><p>　　通過課程設(shè)計，我們可以完全的掌握整個連續(xù)精餾過程的每一個細節(jié)，并且能夠綜合運用所學(xué)的知識處理工業(yè)生產(chǎn)中的實際問題。為不久的將來把知識轉(zhuǎn)化為生產(chǎn)力打下了堅實的基礎(chǔ)。</p><p>　　本次課程設(shè)計主要

15、是從以下四個方面進行的：工藝流程設(shè)計；塔設(shè)備的工藝計算；換熱器的設(shè)計計算與選型；主要工藝管道的計算與選擇。 課程設(shè)計還會有各種設(shè)計圖紙和參考文獻等。</p><p>　　特別感謝楊明平老師、胡忠于老師、陳東初老師、黃念東老師、周珊同學(xué)（生科院09微生物）。在他們的支持下我的課程設(shè)計才順利完成。</p><p>　　第一章 工藝流程設(shè)計</p><p>　　本設(shè)計任

16、務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于該二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.25倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p>　　苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的流程的組成包括原料

17、貯槽、原料泵、甲苯貯槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液預(yù)熱器、再沸器、原料加熱器、全凝器、苯冷卻器、精餾塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中間貯槽、苯貯槽、苯泵等附屬設(shè)備。</p><p>　　第二章 塔設(shè)備的工藝計算</p><p>　　2.1 操作條件、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)及相關(guān)參數(shù)</p><p>　　2.1.1 操作條件</p><p><b

18、>　　塔頂壓力4KPA</b></p><p>　　進料熱狀態(tài)泡點進料 </p><p>　　回流比為最小回流比的1.25倍 </p><p>　　塔底加熱蒸氣壓力 0.6Mpa（表壓） </p><p>　　單板壓降 ≯0.7kPa。</p><p>　　2.1.2 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p>

19、<p>　　2.1.3相關(guān)物性參數(shù)</p><p>　　苯和甲苯的物理參數(shù)見下表[1]：</p><p>　　飽和蒸汽壓：苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程計算[1]：</p><p>　　苯、甲苯的相對密度見下表[1]：</p><p>　　液體表面張力見下表[1]：</p><p>　　苯甲苯液體

20、粘度見下表[1]：</p><p>　　2.2 精餾塔的物料衡算</p><p>　　2.2.1 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 kg/kmol</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmol</p><p><b>　　xF

21、==0.281</b></p><p><b>　　xD==0.957</b></p><p><b>　　xW==0.024</b></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>　　MF= 0.281×78.11+（1-0.281）&

22、#215;92.13=88.19kg/kmol</p><p>　　MD= 0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmol</p><p>　　MW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kg/kmol</p><p>　　2.2.3 物料衡算</p>

23、;<p>　　生產(chǎn)能力 9400kg/h</p><p>　　塔頂產(chǎn)量 D==11.943kmol/h</p><p>　　總物料衡算 F=119.43+W</p><p>　　苯物料衡算 0.25F=0.95×11.943+0.02W</p><p>　　聯(lián)立解得 F =36.348 km

24、ol/h </p><p>　　W=24.045 kmol/h</p><p><b>　　2.3全塔效率ET</b></p><p>　　依據(jù)4-18[1] ET=0.17-0.616 </p><p>　　根據(jù)塔頂、塔底液相組成查4-23[1],求得塔平均溫度為95.15℃，該溫度下料液相平

25、均粘度為：</p><p>　　m=0.281苯+（1-0.281）甲苯</p><p>　　=0.281×0.267+0.719×0.275=0.273mPa.s</p><p>　　故 ET=0.17-0.616 =0.517≈52%</p><p>　　2.4 塔板數(shù)的確定</p><p&

26、gt;　　2.4.1 理論塔板層數(shù)NT的求取</p><p>　　苯—甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。</p><p>　　2.4.1.1.繪t-x-y圖和x-y圖</p><p>　　由手冊[1]查的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表一 [苯（101.3KPa）/%（mol）]</p><p&g

27、t;　　由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x-y圖。</p><p><b>　　圖一</b></p><p><b>　　圖二</b></p><p>　　2.4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定</p><p>　　采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，則xF =xq，在圖二中對角線上，自點（

28、0.281,0.281）作垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為</p><p>　　yq = 0.486 xq=0.281</p><p><b>　　故最小回流比為</b></p><p>　　Rmin===2.298</p><p><b>　　則操作回流比為</b></p&

29、gt;<p>　　R= 1.25Rmin =1.25×2.298=2.873</p><p>　　2.4.1.3精餾塔氣、液相負荷的確定</p><p>　　L=RD=2.873×119.43=343.12kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=（2.873+1）×119.43=462.55 kmol/h<

30、;/p><p>　　L′=L+F=343.12+363.48=706.60kmol/h</p><p>　　V′=V=462.55kmol/h</p><p>　　2.4.1.4.求操作線方程</p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p>　　0.742x+0.247

31、 </p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　1.561x+0.013</p><p>　　2.4.1.5.圖解法求理論板層數(shù)</p><p>　　采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示。求解結(jié)果為</p><p>　　總理論塔板數(shù) NT=17（包括再沸器）

32、</p><p>　　進料板位置 NF=8</p><p>　　2.4.2.實際塔板數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實際板層數(shù) N精=7/0.52=13.46≈14</p><p>　　提餾段實際板層數(shù) N提=10/0.52=19.23≈20</p><p>　　2.5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)

33、物性的計算</p><p>　　2.5.1操作壓力計算</p><p>　　塔頂操作壓力 PD=4+101.3=105.3kPa</p><p>　　每層塔板壓降 ΔP=0.70 kPa</p><p>　　進料板壓力 PF=105.3+0.70×14=115.1kPa</p><p>　　精餾段平

34、均壓力 Pm=（105.3+115.1）/2=110.2 kPa</p><p>　　2.5.2. 操作溫度計算</p><p><b>　　由圖二得出</b></p><p>　　塔頂溫度 tD=81.10 ºC</p><p>　　進料板溫度 tF=97.56 º

35、;C</p><p>　　精餾段平均溫度 tm=（81.10+97.56）/2=89.32 ºC</p><p>　　2.5.3. 平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.957，查圖二得 </p><p><b>　　x1=0.9

36、0</b></p><p>　　MVDm=0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmol</p><p>　　MLDm= 0.90×78.11+（1-0.90）×92.13=79.51 kg/kmol</p><p>　　進料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p&

37、gt;　　由圖二解理論板，得 </p><p>　　MVFm=0.4282×78.11+（1-0.4282）×92.13=86.13 kg/kmol </p><p>　　MLFm=0.2665×78.11+（1-0.2665）×92.13=88.25kg/kmol</p><p><b>　　精餾段平均摩爾

38、質(zhì)量</b></p><p>　　MVm=（78.71+86.13）/2=82.42 kg/kmol</p><p>　　MLm=（79.51+88.25）/2=83.88 kg/kmol</p><p>　　2.5.4.平均密度計算</p><p>　　2.5.4.1. 氣相平均密度計算</p><p>

39、　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p>　　Vm= kg/m3</p><p>　　2.5.4.2. 液相平均密度計算</p><p>　　液相平均密度依下式計算，即</p><p><b>　　1/ Lm= </b></p><p>　　塔頂液相平均密度的計算</p>&

40、lt;p>　　有tD=81.10 ºC，查手冊[1]得</p><p>　　A=812 kg/m3 B=809 kg/m3 </p><p>　　LDm= kg/m3</p><p>　　進料板液相平均密度計算</p><p>　　有tF=97.46 ºC，查手冊[1]得</

41、p><p>　　A=789kg/m3 B=797kg/m3 </p><p>　　進料板液相的質(zhì)量分率</p><p><b>　　αA= </b></p><p>　　LFm= kg/m3 </p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p

42、>　　Lm=（883.55+794.91）/2=839.23kg/m3</p><p>　　2.5.5 液體平均表面張力計算</p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　有tD=81.10 ºC，查手冊[1]得</p><p>

43、;　　A=21.10 mN/m B=21.30 mN/m</p><p>　　LDm=0.957×21.10+0.043×21.30=21.11 mN/m</p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　有tF=97.46 ºC，查手冊[1]得</p><p&

44、gt;　　A=19.10 mN/m B=19.60 mN/m</p><p>　　LFm=0.323×19.10+0.677×19.60=19.44 mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　Lm= （21.11+19.44）/2=20.28 mN/m</p>&

45、lt;p>　　2.5.6.液體平均黏度計算</p><p>　　液相平均粘度依下式計算，即</p><p>　　塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　由tD=81.10ºC，查[1]得</p><p>　　A=0.302 B=0.304</p><p>　　=0.957&#

46、215;0.302+0.043×0.304=0.302 mPa?s</p><p>　　進料板液相平均粘度的計算</p><p>　　由tF=97.46ºC，查手冊[1]得</p><p>　　A=0.26 B=0.29</p><p>　　=0.2665×0.26+0.7225×

47、;0.29=0.280 mPa?s</p><p>　　精餾段液相平均粘度為</p><p>　　m=（0.302+0.280）/2=0.291 mPa?s</p><p>　　2.6 精餾段氣液負荷計算</p><p>　　V=(R+1)D=(2.873+1) ×11.943=46.255 kmol/h</p>&l

48、t;p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p><b>　　m3/s</b></p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　Lh=3.4.2 m3/s</p><p>　　第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計算</p><p><b>

49、　　3.1 塔徑D</b></p><p>　　參考表4-1[1]初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度hl=0.06m。故</p><p>　　HT-hl=0.40-0.06=0.34m</p><p><b>　　==0.0441</b></p><p>　　查圖4-5[1]得C20=0.072，依是

50、4-23校正到物系表面張力為20.4mN/m時的C，即</p><p>　　C=0.2==0.072（ ）0.2=0.0723</p><p>　　umax==0.0723 =1.232m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70，則</p><p>　　u= 0.7umax=0.70×1.232=0.862m/s</p&

51、gt;<p>　　故 D===0.731m</p><p>　　按標準塔徑圓整后為[2] 2-171 頁D=0.8m</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　AT=m2</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為</b&g

52、t;</p><p>　　u= =0.733m/s</p><p><b>　　3.2 溢流裝置</b></p><p>　　采用但溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下。</p><p>　　3.2.1.溢流堰lw</p><p>　　區(qū)堰長lw為0.66D，即<

53、;/p><p>　　Lw=0.66 0.8=0.528m</p><p>　　3.2.2.出口堰高hw</p><p><b>　　Hw=hl-how</b></p><p>　　由lw/D=0.528/0.8=0.66, Lh/lw2.5=3.42/0.5282.5=17.1m,查圖4-9[1]，知E為1.05，依式4-2

54、5[1]，即</p><p>　　How= E( )2/3</p><p>　　= 1.05 ( )2/3=0.013m</p><p>　　故 hw=0.06-0.013=0.047m</p><p>　　3.2.3.降液管的寬度Wd與降液管的面積Af</p><p>　　由lw/D=0.66查圖4-11[1]，

55、得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722</p><p>　　故 Wd=0.124D=0.125 0.8=0.1m</p><p>　　Af=0.0722 D2=0.07220.7580.82=0.035m2</p><p>　　由式4-29[1]計算液體在降液管中停留時間以檢測降液管面積，即LS</p><p>　　= =14.7

56、4(＞5S符合要求)</p><p>　　3.2.4.降液管底隙高度ho</p><p>　　取液體通過降液管底隙的流速u0=0.08m/s，依式4-30[1]計算降液管底隙高度ho,即</p><p><b>　　則 =0.020m</b></p><p>　　hW-h0=0.047-0.020=0.027m</

57、p><p><b>　　3.3 塔板的布置</b></p><p>　　因D=0.8=0.80m，所以采用分塊式。</p><p>　　3.3.1.邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取0.065m，Wc=0.035m。</p><p>　　3.3.2.開孔區(qū)面積計算</p><p

58、>　　開孔區(qū)面積Aa按4-31[1]計算，</p><p>　　其中 x=-(0.10+0.065)=0.235m</p><p>　　r=-0.035=0.365m</p><p>　　則 Aa=0.308m2</p><p>　　3.4 篩孔數(shù)n與開孔率</p><p>　　苯—甲苯體系處理的物系無腐蝕性

59、，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。</p><p>　　篩孔按正三角排列，取孔中心距t為</p><p>　　t=3.0 d0=3.0×5.0=15.0mm</p><p>　　依式4-33[1]篩孔數(shù)目n為</p><p>　　n===1581.1個</p><p>　　依式4-32[1]計算

60、塔板上開孔區(qū)的開孔率為φ，即</p><p>　　φ=0.907（）2=0.907=10.1%（在5%-15%范圍內(nèi)）</p><p>　　每層塔板上的開孔面積Ao為</p><p>　　Ao=φAa=0.101×0.308=0.0311m2</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p><

61、b>　　u0==m/s</b></p><p>　　3.5 塔有效高度Z（精餾段）</p><p>　　Z=（14-1）×0.4=3.6m</p><p>　　第四章 浮閥的流體力學(xué)驗算</p><p><b>　　4.1浮閥塔的布置</b></p><p>　　選用

62、十字架型圓盤浮閥，閥徑為φ50mm。閥重30-32克。塔板上孔徑為φ40mm,最大開度8mm。</p><p>　　4.1.1.開孔速度</p><p>　　由公式[Wo]kp=()0.51求閥孔的臨界速度。</p><p>　　精餾段[Wo]kp=()0.51=6.92m/s</p><p>　　提留段[Wo]kp=()0.51=6.61m

63、/s</p><p>　　上下兩段相應(yīng)的閥孔動能因數(shù)為：</p><p>　　Fo=6.29×=11.33</p><p>　　Fo1=6.61×=11.32</p><p>　　均屬于正常操作范圍。</p><p><b>　　4.1.2.開孔率</b></p>

64、<p>　　由公式φ＝×100%求得：</p><p>　　精餾段φ＝×100%=13.3%</p><p>　　提留段φ＝×100%=11.9%</p><p>　　考慮到塔板加工方面起見，上下兩段的開孔率均采用φ＝13%</p><p>　　4.1.3.閥孔總面積</p><p

65、>　　由公式Ao=AT×φ%求得：</p><p>　　Ao=2.12×13%=0.275m2</p><p>　　4.1.4.浮閥總數(shù)</p><p>　　由公式No=Ao/(0.785×(do)2)求得：</p><p>　　No=0.275/(0.785×(0.04)2)=218.9<

66、/p><p>　　4.1.5.塔板上布置浮閥的有效操作面積</p><p>　　已知Wd=0.204</p><p>　　取WF=0.070；Wc=0.05;</p><p><b>　　由公式可求：</b></p><p>　　x=D/2-(Wd+WF)=1.7/2-(0.204+0.070)=0.

67、576m</p><p>　　=D/2-Wc=1.7/2-0.050=0.80m</p><p>　　由公式A=2[x×]可得塔板上布置浮閥的有效操作面積為：</p><p>　　A=2[0.576×]=1.53m</p><p>　　塔板有效操作面積為：</p><p>　　=×100%

68、=72.2%</p><p>　　4.1.6.浮閥的排列</p><p>　　浮閥采用等腰三角形叉排排列。設(shè)垂直于液流方向的閥孔中心間距為t，與此相應(yīng)的每排浮閥中心線之間間距t1=75mm，由公式t=求得：</p><p>　　t==0.093 取t=90mm</p><p>　　4.2 霧沫夾帶量ev的驗算</p><p

69、>　　液沫夾帶量由4-41[1]計算</p><p>　　hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15</p><p>　　則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣</p><p>　　所以本設(shè)計中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶</p><p><b>　　4.3 漏液的驗算&

70、lt;/b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速u0，min由下式算得</p><p><b>　　=6.7m/s</b></p><p>　　實際孔速u0=11.83m/s>u0，min</p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　

71、故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p><p><b>　　4.4 液泛驗算</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應(yīng)服從下式</p><p>　　板上不設(shè)計進口堰，hd可由4-45[1]算得 </p><p><b>　　m液柱</b></p><p

72、>　　Hd可由4-44[1]算得</p><p>　　Hd=hp+ hL+ hd</p><p>　　Hd = 0.073+0.060+0.00124=0.112m液柱</p><p>　　苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則</p><p>　　=0.5（0.4+0.047）=0.223m</p><p>　

73、　則本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算。可以認為精餾段塔徑及工藝尺寸是合適的。</p><p>　　第五章 塔板負荷性能圖</p><p><b>　　5.1 霧沫夾帶線</b></p><p>　　依據(jù)式4-41[1]</p><p>　　以ev=0

74、.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：</p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　ua==</b></p><p>　　hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）</p><p>　　hW=0.047m lw=0.528m</p><p

75、><b>　　hOW=</b></p><p>　　故 hf=0.118+5.5Ls2/3 </p><p><b>　　=0.1</b></p><p>　　整理得 （1）</p>

76、;<p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如附表1。</p><p><b>　　附表1</b></p><p>　　由上表可作出液沫夾帶線（1），如附錄四：設(shè)計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示。</p><p><b>　　5.2 液泛線</b></p><p

77、>　　聯(lián)立式4-44[1]及式4-46[1]得</p><p><b>　　近似取 </b></p><p>　　由式4-34[1]， </p><p><b>　　由式4-35[1]</b></p><p>　　由式4-37[1]等得 </p><p>　　由式

78、4-45[1]，</p><p>　　將為0.3m，， 等代入4-44[1]及式4-46[1]的聯(lián)立式得： </p><p><b>　?。?）</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取若干個值，，依（2）式計算值，，列于附表2，依表中數(shù)據(jù)做液泛線</p><p><b>　　附表2</b>&

79、lt;/p><p>　　由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線（2），如附錄四：設(shè)計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示：.</p><p>　　5.3 液相負荷上限線</p><p>　　取液體在降液管中停留時間為4秒，，由式4-29[1]</p><p>　　0.0035m2/s （3）</p><p&

80、gt;　　液相負荷上限線（3）在---坐標圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線。如下圖三所示：</p><p>　?。ㄋ模?漏液線(氣相負荷下限線)（4）</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　前面已算出為0.0311 代入上式整理得：</p><p><b>　?。?）</b&

81、gt;</p><p>　　此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個值，，依（4）式計算相應(yīng)的值，列于附表3，</p><p><b>　　附表3</b></p><p>　　依據(jù)附表3中的數(shù)據(jù)做氣相負荷下限線（4），如附錄四：設(shè)計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示：</p><p>　?。ㄎ澹┮合嘭摵上孪蘧€（5）<

82、;/p><p>　　取平堰，堰上液層高度作為液相負荷下限條件</p><p>　　依式4-45 [1] 取 則</p><p>　　整理上式得 （5）</p><p>　　依此值在----圖上做線（5）即為液相負荷下限線。如附錄四：設(shè)計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示：</p><p>　　第六章 換熱器的設(shè)

83、計計算與選型</p><p>　　6.1 原料預(yù)熱器的計算</p><p>　　6.1.1 含25%的苯和75%的甲苯混合物在進料前經(jīng)過初步的預(yù)熱，加熱介質(zhì)用塔釜留出產(chǎn)品的余熱加熱，混合物料通入管程，塔釜產(chǎn)品通過殼程。</p><p>　　6.1.2 混合物料的初始溫度為湘潭市地區(qū)平均氣溫17.4℃，出口溫度為40℃，故混合物料的定性溫度tm=（17.4+40）/

84、2=28.7℃，</p><p>　　塔釜產(chǎn)品的初始溫即為塔釜溫度，根據(jù)試差法計算得塔釜溫度為82.1℃.其出口溫度為40℃，則產(chǎn)品的定性溫度為Tm=（81.1+40）/2=60.05℃.</p><p>　　兩流體的溫差為Tm-tm=60.05-28.7=31.35℃＜50℃</p><p>　　因此，選用固定板式列管換熱器。</p><p&g

85、t;　　6.1.3 計算熱負荷Q按照管內(nèi)釜殘液計算，即</p><p>　　Q=Whcph(T1-T2)= =1.034×106W</p><p>　　6.1.4.計算平均溫度，并確定殼程數(shù)。</p><p><b>　　逆流溫度</b></p><p>　　Δtm’=(Δt1-Δt2)/ = =30.8℃&l

86、t;/p><p>　　Δtm’=30.8℃</p><p>　　R= = =1.82</p><p>　　P= = =0.355</p><p>　　由R和P插圖2-13（a）得φΔt=1，所以</p><p>　　Δtm=φΔtΔtm’=1×30.8=30.8℃</p><p>　　又φ

87、Δt=＞0.8，故可選用單殼程的列管換熱器。</p><p>　　6.1.5.初選換熱器規(guī)格</p><p>　　根據(jù)管內(nèi)為有機液體，管外為水，K值范圍為280-850W/(m2.℃),初選Ko=500 W/(m2.℃)。故初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸如下[3]：</p><p>　　公稱面積 12.2m2</p><

88、;p>　　公稱直徑 325mm</p><p>　　管程 2</p><p>　　管子總根數(shù) 32</p><p>　　中心排管數(shù) 14</p><p>　　管程流通面積 0.0050m2<

89、/p><p>　　列管長度 3000mm</p><p>　　管子直徑 φ25×2.5mm</p><p>　　管子排列方法 正方形旋轉(zhuǎn)45°</p><p>　　So= ndo(L-0.1)=3.14×32×0020

90、15;2.999=6.03m2</p><p><b>　　6.2.塔釜再沸器</b></p><p>　　塔釜采用0.6mpa(表壓)飽和水蒸汽加熱，溫度T=164.8℃而t2=120，t1=tw=97.6</p><p>　　則Δt1=T-t1= 67.2℃ .Δt2=T-t2=44.8℃</p><p>　　Δ

91、tm= =55.31℃</p><p>　　由于塔釜幾乎為甲苯，則可用純甲苯含計算釜殘液的含。</p><p>　　即：Ivm-Ilm=r甲苯=363×92.13=33443.20kJ/kmol</p><p>　　而被加熱量qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s</p><p>　　故加熱量Qw=qm

92、r=33443.2×0.0164=549.5kJ/s</p><p>　　由于Δt=t2-t1=22.4℃溫度差很小，可選用固定管板式換熱器[3]，</p><p>　　傳熱面積A=Qw/KΔtm=459.5×1000/(500×55.31)=11.62m2</p><p>　　可選用換熱器規(guī)格如下：</p><p&

93、gt;　　公稱面積 12.2m2</p><p>　　公稱直徑 400mm</p><p>　　管程 4</p><p>　　管子總根數(shù) 146</p><p>　　中心排管數(shù) 14</p>&

94、lt;p>　　管程流通面積 0.0065m2</p><p>　　列管長度 1500mm</p><p>　　管子直徑 φ25×3mm</p><p>　　管子排列方法 正三角形</p><p><b>　　6.3.塔頂全

95、凝器</b></p><p>　　塔頂溫度tD=81.1℃,冷凝水溫度t1=17.4℃，t2=30.4℃</p><p>　　所以Δt1=tD-t1=81.1-17.4=63.7℃</p><p>　　Δt2=tD-t2=81.1-30.4=50.7℃</p><p>　　Δtm= =57.04℃</p><p

96、>　　由于tD=81.1℃，查液體比汽化熱共線圖[1]可得r苯=392kJ/kg</p><p>　　即r苯=30619.12kJ/kmol</p><p>　　塔頂被冷凝量qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s</p><p>　　則冷凝熱為QD=qmr苯=30619.12×0.0128=393.24kJ/s</

97、p><p>　　取傳熱系數(shù)K=500w/cm2k.</p><p>　　則傳熱面積A=QD/KΔtm=393.24×1000/(500×57.04)=13.8m2</p><p>　　由于Δt=t2-t1=13℃溫度差較小，可選用固定管板式換熱器[3]。</p><p><b>　　可選用規(guī)格如下：</b>

98、;</p><p>　　公稱面積14.0m2</p><p>　　公稱直徑400mm</p><p><b>　　管程2</b></p><p><b>　　管子總根數(shù)94</b></p><p><b>　　中心排管數(shù)11</b></p

99、><p>　　流通面積0.0148m2</p><p>　　列管長度2000mm</p><p>　　管子直徑φ25×2.5mm</p><p>　　管子排列方法正三角形</p><p>　　第七章 主要工藝管道的計算與選擇</p><p>　　7.1 塔頂蒸氣出口管的直徑dV

100、</p><p>　　塔頂蒸汽流量V= = =0.2823m3/S</p><p>　　取管內(nèi)蒸汽流速u=15m/s</p><p><b>　　則管徑</b></p><p><b>　　m =155mm</b></p><p>　　故選取回流管規(guī)格[3]外徑×厚

101、度φ 168×5mm，則管內(nèi)徑d=158mm.</p><p>　　所以塔頂蒸汽接管內(nèi)實際流量u= =14.405m/s</p><p>　　7.2.回流管的直徑dR</p><p>　　回流流量L=59.15kmol/h。塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M=88.19kg/kmol， 平均=2.88kg/m3。則液體流量Vl=(LM)/ =(59.15×8

102、8.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503</p><p>　　取管內(nèi)流速2.0m/s</p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　0.566m=566mm</p><p>　　故選取回流管規(guī)格[3]外徑×厚度φ600×15mm .則管內(nèi)直徑d=570mm&

103、lt;/p><p>　　回流管內(nèi)實際流量u=(4v)/( d2)=1.972m/s</p><p>　　7.3.進料管的直徑dF采用直管進料</p><p>　　F=36.34kg/h平均密度pF=788.5kg/m3.平均摩爾質(zhì)量MF=88.19kg/mol，則體積流量V=FMF/pF=0.00113m3/s</p><p>　　取管內(nèi)流速為u

104、=0.6m/s</p><p><b>　　則管徑</b></p><p><b>　　=49mm</b></p><p>　　故可選取進料管規(guī)格[3]φ57×3.5，則管內(nèi)徑d=50mm.</p><p>　　進管實際流速u=(4V)/( d2) =0.576m/s  <

105、;/p><p>　　7.4.塔底出料管的直徑dW</p><p>　　塔釜w=24.45kmpl/h, m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol</p><p>　　故體積流量V= =(24.45×91.91)/776.8=2.89m3/h=0.00080m3/s</p><p>　　取管內(nèi)流速u=0.5m/s</

106、p><p>　　則d= = =0.0447m=45mm</p><p>　　可取排出管規(guī)格[3]φ54×3，則管內(nèi)徑d=48mm,</p><p>　　接管內(nèi)實際流速u= =0.442m/s</p><p>　　7.5.塔頂產(chǎn)品的出口管徑</p><p>　　D=11.943kmol/h。 m=810.3kg/m

107、3,平均摩爾質(zhì)量M=78.71kg/kmol</p><p>　　故塔頂產(chǎn)品體積流量V= = =1.16m3/h=0.00032m3/s</p><p>　　取管內(nèi)流速u=1.5m/s</p><p>　　則d= = =0.0164m=16.4mm</p><p>　　故可取產(chǎn)品出口管規(guī)格[3]外徑×厚度φ18×0.5.則

108、：實際管徑d=17mm</p><p>　　塔頂產(chǎn)品實際出口流速u= =1.412m/s</p><p><b>　　結(jié)束語</b></p><p>　　在為期將近兩個禮拜的時間，我終于在老師的引導(dǎo)下，自行圖書館借書、上網(wǎng)搜尋資料，最終完成了此次課程設(shè)計。本次課程設(shè)計通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計的一套苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計。<

109、;/p><p>　　通過這次課程設(shè)計我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識，熟悉了大量課程內(nèi)容，懂得了許多做事方法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門課程的最初本意。從接到課題的那一刻起我就想著要盡最大努力把完全靠自己把它做全做好。 </p><p>　　萬事開頭難，出了最小回流我從最簡單的物料衡算開始，把設(shè)計題目中的操作條件轉(zhuǎn)化為化工原理課程物料衡算相關(guān)的變量最終把物料衡算正確的計算出

110、來。然后是回流比的確定，應(yīng)用分離工程中的計算式出了最小回流比，然后通過分析確定了放大倍數(shù)求出了實際回流比。同樣理論塔板數(shù)的計算也是通過復(fù)雜但有序的計算得出。</p><p>　　接下來塔的工藝尺寸計算，篩板流體力學(xué)驗算，塔板負荷性能圖計算等一個接一個的被我們拿下，當然這一路下來并不是一帆風(fēng)順的。在驗算漏液時我們發(fā)現(xiàn)得出的驗算值小于規(guī)定值，這一下打亂了行進步驟。在重新取了一個稍大的孔心距后通過驗算漏液問題得到順利解

111、決。</p><p>　　這次歷時近兩周的課程設(shè)計把平時所學(xué)的理論知識運用到實踐中，使我們對書本上所學(xué)理論知識有了進一步的理解，也使我們自主學(xué)習(xí)了新的知識并在設(shè)計中加以應(yīng)用。此次課程設(shè)計也給我們提供了很大的發(fā)揮空間，我積極發(fā)揮主觀能動性獨立地去通過書籍、網(wǎng)絡(luò)等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)和標準，確定設(shè)計方案。通過這次課程設(shè)計提高了我的認識問題、分析問題、解決問題的能力。</p><p>　　

112、每做一件事情都是十分不容易的，如果要做好更是不容易。表面上來看一件事情，不少人會覺得我們的課程設(shè)計很簡單，特別是用電子稿的會更簡單。我想說的是，用電子檔的十分的不容易，里面有好多的公式編輯，在word里面找到一個符號都是十分的不容易的。用電子稿的時候，你不能夠很方便的看到自己前面編寫的設(shè)計，有時候我們不一定就能夠記住我們自己前面編輯好和算好了的數(shù)據(jù)，后面要用到的時候，我們必須自己翻到前面去看，而且這次的設(shè)計，里面有好多的數(shù)據(jù)，好多的計算

113、，我不得不一下子就要找到前面的數(shù)據(jù)。這樣的工作讓人枯燥、窒息。在這次設(shè)計中我學(xué)會了忍受，學(xué)會了從總體考慮問題，學(xué)會了其他的種種。雖然我做的不是最優(yōu)秀的，但我是認真的在做。</p><p>　　本來寫到這里就結(jié)束了我的體會的。但是后來我經(jīng)過多次的和老師同學(xué)的討論之后，自己又更改了部分的內(nèi)容之后，又有了許多的感受，特別是和**的交流后，有了更多的體會。在這里再一次的感謝**老師對我的耐心知道。感謝和我一起討論與交流的

114、同學(xué)。</p><p>　　要做好一件事情的確不容易，特別是要做好一件事情，做到很完美的時候更是不容易。楊老師在我的這次課程設(shè)計中給予了我很大的幫助。不過我只能夠慚愧的說，我的課程設(shè)計還沒有達到*老師的要求，現(xiàn)在我沒有多少時間來修改了，因為我發(fā)現(xiàn)我以前上課沒有好好的聽課，所以現(xiàn)在做課程設(shè)計的時候好多東西自己不知道用，有的知道要用到它，但是自己不能夠把握住他。這次讓我再一次相信了厚積薄發(fā)的道理。希望這次的課程設(shè)計不

115、僅給予我學(xué)業(yè)上的提高，同時也給予我認識路上的經(jīng)驗。</p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1]《化工原理課程設(shè)計》</p><p>　　[2]《化工工藝設(shè)計手冊》</p><p><b>　　[3]《化工原理》</b></p><p>　　[4]

116、《化工設(shè)備機械基礎(chǔ)》</p><p><b>　　附錄</b></p><p>　　附錄一：塔設(shè)備的工藝計算結(jié)果匯總表</p><p>　　附錄二：換熱器設(shè)計結(jié)果匯總表</p><p>　　附錄三：主要工藝管道匯總表</p><p><b>　　附錄四：設(shè)計圖紙</b><

117、;/p><p><b>　　工藝流程圖</b></p><p><b>　　精餾塔條件圖</b></p><p><b>　　3.塔板布置圖</b></p><p>　　4. 塔板的負荷性能圖</p><p><b>　?。?）</b>