化工原理課程設(shè)計--分離苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計

1、<p><b>　　Xx 學 院</b></p><p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　題 目 分離苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計 </p><p>　　系 （院） 化學與化工系 </p><p>　　專

2、 業(yè) 應用化工技術(shù) </p><p>　　班 級 2008級5班 </p><p>　　學生姓名 </p><p>　　學 號 </p>

3、<p>　　指導教師 </p><p>　　職 稱 </p><p>　　2008年6 月 6日</p><p><b>　　設(shè)計任務書</b></p><p><b>　　(一) 設(shè)計

4、題目</b></p><p>　　試設(shè)計一座苯－甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為 97% 的苯 7萬噸/年，塔頂餾出液中含苯不得低于 97% ，塔釜餾出液中含苯不得高于 2% ，原料液中含苯 40% 。（以上均為質(zhì)量分數(shù)）</p><p><b>　　(二) 操作條件</b></p><p>　　1) 塔頂壓力 常壓 </p&g

5、t;<p>　　2) 進料熱狀態(tài) 自選 </p><p>　　3) 回流比 自選 </p><p>　　4) 塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） </p><p>　　5) 單板壓降 ≤0.7kPa</p><p><b>　　(三) 塔板類型</b></p><p><b

6、>　　自選</b></p><p><b>　　(四) 工作日</b></p><p>　　每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行(7200小時)。</p><p>　　(五) 設(shè)計說明書的內(nèi)容</p><p><b>　　1. 設(shè)計內(nèi)容</b></p><

7、p>　　(1) 流程和工藝條件的確定和說明</p><p>　　(2) 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p>　　(3) 精餾塔的物料衡算； </p><p>　　(4) 塔板數(shù)的確定； </p><p>　　(5) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； </p><p>　　(6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；

8、</p><p>　　(7) 塔板主要工藝尺寸的計算； </p><p>　　(8) 塔板的流體力學驗算； </p><p>　　(9) 塔板負荷性能圖； </p><p>　　(10) 主要工藝接管尺寸的計算和選?。ㄟM料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）</p><p>　　(11) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表&l

9、t;/p><p>　　(12) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。</p><p>　　2. 設(shè)計圖紙要求： </p><p>　　1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A3號圖紙）； </p><p>　　2) 繪制精餾塔設(shè)計條件圖（A3號圖紙）。</p><p><b>　　目 錄</b></p>

10、;<p>　　1. 流程和工藝條件的確定和說明1</p><p>　　2. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1</p><p>　　2.1. 操作條件1</p><p>　　2.2. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1</p><p>　　3. 精餾塔的物料衡算1</p><p>　　3.1. 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率1&

11、lt;/p><p>　　3.2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2</p><p>　　3.3. 物料衡算2</p><p>　　4. 塔板數(shù)的確定2</p><p>　　4.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取2</p><p>　　4.1.1. 繪t-x-y圖和x-y圖2</p><p>

12、;　　4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定4</p><p>　　4.1.3.精餾塔氣、液相負荷的確定4</p><p>　　4.1.4. 求操作線方程4</p><p>　　4.1.5. 圖解法求理論板層數(shù)4</p><p>　　4.2. 實際塔板數(shù)的求取4</p><p>　　5. 精餾塔的工藝條件及

13、有關(guān)物性的計算4</p><p>　　5.1. 操作壓力計算5</p><p>　　5.2. 操作溫度計算5</p><p>　　5.3. 平均摩爾質(zhì)量計算5</p><p>　　5.4.平均密度計算5</p><p>　　5.4.1. 氣相平均密度計算5</p><p>　　5.4

14、.2. 液相平均密度計算6</p><p>　　5.5. 液體平均表面張力計算6</p><p>　　5.6.液體平均黏度計算7</p><p>　　5.7. 全塔效率計算7</p><p>　　5.7.1. 全塔液相平均粘度計算7</p><p>　　5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算8</p&g

15、t;<p>　　5.7.3. 全塔效率的計算8</p><p>　　6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算8</p><p>　　6.1. 塔徑的計算8</p><p>　　6.2. 精餾塔有效高度的計算9</p><p>　　7. 塔板主要工藝尺寸的計算10</p><p>　　7.1. 溢流裝置計算

16、10</p><p>　　7.1.1. 堰長lW10</p><p>　　7.1.2. 溢流堰高度hW10</p><p>　　7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af10</p><p>　　7.1.4. 降液管底隙高度h011</p><p>　　7.2. 塔板布置11</p><

17、;p>　　7.2.1. 塔板分布11</p><p>　　7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定11</p><p>　　7.2.3. 開孔區(qū)面積計算11</p><p>　　7.2.4. 篩孔計算及其排列11</p><p>　　8. 篩板的流體力學驗算12</p><p>　　8.1. 塔板壓降12<

18、/p><p>　　8.1.1. 干板阻力hc計算12</p><p>　　8.1.2. 氣體通過液層的阻力h1計算12</p><p>　　8.1.3. 液體表面張力的阻力hσ計算12</p><p>　　8.2. 液面落差13</p><p>　　8.3. 液沫夾帶13</p><p>

19、　　8.4. 漏液14</p><p>　　8.5. 液泛14</p><p>　　9. 塔板負荷性能圖14</p><p>　　9.1. 漏液線14</p><p>　　9.2. 液沫夾帶線15</p><p>　　9.3. 液相負荷下限線16</p><p>　　9.4.液相負荷

20、上限線16</p><p>　　9.5.液泛線16</p><p>　　10. 主要工藝接管尺寸的計算和選取18</p><p>　　10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV18</p><p>　　10.2. 回流管的直徑dR19</p><p>　　10.3. 進料管的直徑dF19</p>&

21、lt;p>　　10.4. 塔底出料管的直徑dW19</p><p>　　11. 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表19</p><p>　　12. 設(shè)計實驗評論20</p><p>　　13.收獲與致謝21</p><p>　　14.參考文獻21</p><p>　　15. 附圖（工藝流程簡圖、主體設(shè)備設(shè)計條件圖）2

22、1</p><p>　　1. 流程和工藝條件的確定和說明</p><p>　　本設(shè)計任務為分離苯—甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。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1.4倍。塔釜采用間

23、接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p>　　2. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p><b>　　2.1. 操作條件</b></p><p>　　塔頂壓力 常壓 101.325kPa</p><p>　　進料熱狀態(tài) 泡點進料 </p><p><b>　　回流比 1.6

24、倍 </b></p><p>　　塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） </p><p>　　單板壓降 ≤0.7kPa。</p><p><b>　　2.2. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p>　　進料中苯含量（質(zhì)量分數(shù)） 40%</p><p>　　塔頂苯含量（質(zhì)量分數(shù)） 97

25、%</p><p>　　塔釜苯含量（質(zhì)量分數(shù)） 2%</p><p>　　生產(chǎn)能力（萬噸/年） 9.7</p><p>　　3. 精餾塔的物料衡算</p><p>　　3.1. 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>

26、<p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmol</p><p><b>　　xF==0.440</b></p><p><b>　　xD==0.974</b></p><p><b>　　xW==0.024</b></p><p>　　3.2. 原

27、料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF= 0.440×78.11+（1-0.440）×92.13=85.96kg/kmol</p><p>　　MD= 0.974×78.11+（1-0.974）×92.13=78.47 kg/kmol</p><p>　　MW= 0.024×78.11+（1-0

28、.024）×92.13=91.79 kg/kmol</p><p><b>　　3.3. 物料衡算</b></p><p>　　生產(chǎn)能力F==113.10 kmol/h</p><p>　　總物料衡算 113.10=D+W</p><p>　　苯物料衡算 113.10×0.440=0.974

29、D+0.02W</p><p><b>　　聯(lián)立解得 </b></p><p>　　D=49.79 kmol/h</p><p>　　W=63.31kmol/h</p><p><b>　　4. 塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　4.1. 理論塔板層數(shù)NT的求

30、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>　　4.1.1. 繪t-x-y圖和x-y圖</p><p>　　由手冊[1]查的甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表一 苯—甲苯氣液平衡[苯（101.3KPa）/%（mol）]</p><p>　　由上數(shù)據(jù)可繪出和t-

31、x-y圖和x-y圖。</p><p><b>　　圖一</b></p><p><b>　　圖二</b></p><p>　　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（0.440，0.440）作垂線即

32、為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為</p><p>　　yq = 0.660 xq=0.440</p><p><b>　　故最小回流比為</b></p><p>　　Rmin===1.427</p><p><b>　　則操作回流比為</b></p><p>　　R

33、= 1.6Rmin =1.6×1.427=2.283</p><p>　　4.1.3.精餾塔氣、液相負荷的確定</p><p>　　L=RD=2.283×49.79=113.67kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=（2.283+1）×49.79=163.46 kmol/h</p><p>　　L′

34、=L+F=113.67+113.10=226.77 kmol/h</p><p>　　V′=V=163.46 kmol/h</p><p>　　4.1.4. 求操作線方程</p><p><b>　　相平衡方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p>&

35、lt;p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　4.1.5. 求理論板層數(shù)</p><p>　　1)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=14（包括再沸器）</p><p>　　進料板位置 NF=7</p><

36、;p>　　逐板計算求理論塔板數(shù)</p><p>　　x7<xq 換提餾段方程逐板計算 進料板在NF=7</p><p>　　x14<xw 總理論塔板數(shù)NT=14</p><p>　　4.2. 實際塔板數(shù)的求取</p><p>　　全塔效率假設(shè)0.54</p><p>　　塔內(nèi)實際板數(shù) N=(14-1)

37、/0.54=24</p><p>　　實際進料板位置 Nm=NR+1=14</p><p>　　精餾段實際板層數(shù) N精=7/0.54=13</p><p>　　提餾段實際板層數(shù) N提=6/0.54=11</p><p>　　5. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算</p><p>　　5.1. 操作壓力計算</p&

38、gt;<p>　　塔頂操作壓力 PD=101.325 kPa</p><p>　　每層塔板壓降 ΔP=0.70 kPa</p><p>　　進料板壓力 PF=101.325+0.70×13=110.43kPa</p><p>　　精餾段平均壓力 Pm=(101.325+110.43) / 2=105.88 kPa</p>

39、<p>　　5.2. 操作溫度計算</p><p><b>　　1）由圖二得出</b></p><p>　　塔頂溫度 tD=80.7ºC</p><p>　　進料板溫度 tF=94.6 ºC</p><p>　　精餾段平均溫度 tm=（80.7

40、+94.6）/2=87.65 ºC</p><p>　　2）示差法計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度tD＝80.7℃ 進料板溫度 tF＝94.6℃ 精餾段平均溫度 tm＝（80.7＋94.6）/2 = 87.65℃</p><p>　　5.3. 平均摩爾質(zhì)量計算</

41、p><p>　　1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.974，逐板計算得 </p><p><b>　　x1=0.938</b></p><p>　　MVDm=0.974×78.11+（1-0.974）×92.13=78.47 kg/kmol</p><p&

42、gt;　　MLDm= 0.938×78.11+（1-0.938）×92.13=78.98 kg/kmol</p><p>　　2）進料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由逐板計算解理論板，得 </p><p>　　yF=0.647 xF=0.426</p><p>　　MVFm=0.647×7

43、8.11+（1-0.647）×92.13= 83.06 kg/kmol </p><p>　　MLFm=0.426×78.11+（1-0.426）×92.13= 86.16 kg/kmol</p><p>　　3）精餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MVm=（78.47+83.06）/2=81.77 kg/kmol</p

44、><p>　　MLm=（78.98+86.16）/2=82.57 kg/kmol</p><p>　　5.4.平均密度計算</p><p>　　5.4.1. 氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p><b>　　Vm= kg/m3</b></p>

45、<p>　　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><p>　　有tD=80.7 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　A=814.2

46、kg/m3 B=809.4 kg/m3 </p><p>　　LDm= kg/m3</p><p>　　進料板液相平均密度計算</p><p>　　有tF=94.6 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　A=798.1 kg/m3 B=796.0kg/m3 </

47、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>　　Lm=（814.08+796.69）/2=805.39 kg/m3</p><p>　　

48、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=80.7 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　A=21.30 mN/m B=21.50 mN/m</p><p&g

49、t;　　LDm=0.974×21.30+0.026×21.50=21.31 mN/m</p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　有tF=94.6 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　A=19.60 mN/m B=20.54 mN/m</p><p&g

50、t;　　LFm=0.360×19.60+0.640×20.54=20.20 mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　Lm= （21.31+20.20）/2=20.26 mN/m</p><p>　　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>

51、;<p>　　塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　由tD=80.7 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　μA=0.315 mPa·s μB=0.319 mPa·s </p><p>　　解出LDm=0.315mPa·s </p><p>　　進料板液相平均粘度的計算&

52、lt;/p><p>　　由tF=94.6 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　A=0.271 mPa·s B=0.277 mPa·s</p><p>　　解出LFm=0.275 mPa·s </p><p>　　精餾段液相平均粘度為</p><p>　　Lm=

53、（0.315+0.275）/2=0.295</p><p>　　5.7. 全塔效率計算</p><p>　　5.7.1. 全塔液相平均粘度計算</p><p>　　塔頂液相平均粘度為 LDm=0.315 mPa·s </p><p>　　塔釜液相平均粘度的計算</p><p>　　由tW=117.2

54、6;C，查手冊[2]得</p><p>　　A=0.22 mPa·s B=0.24 mPa·s</p><p>　　解出LWm=0.24 mPa·s </p><p><b>　　全塔液相平均粘度為</b></p><p>　　L=（0.315+0.24）/2=0.28 m

55、Pa·s</p><p>　　5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算</p><p>　　相對揮發(fā)度依下式計算，即</p><p><b>　　（理想溶液）</b></p><p>　　塔頂相對揮發(fā)度的計算</p><p>　　由tD=80.7ºC，查手冊[2]得</p&g

56、t;<p>　　PA°=105.53KPa PB°=40 KPa</p><p>　　由tW=117.2 ºC，查手冊[2]得</p><p>　　PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa</p><p><b>　　全塔相對揮發(fā)度為</b&g

57、t;</p><p>　　5.7.3. 全塔效率的計算</p><p>　　查精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖[3]得全塔效率E0'=0.50</p><p>　　篩板塔校正值為1.1</p><p>　　故E0=1.1E0'=1.1×0.50=0.55 </p><p>　　與假定值相當接近，計算正確。

58、</p><p>　　6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　　6.1. 塔徑的計算</p><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>

59、<b>　　由 umax=</b></p><p>　　式中C=0.2，查手冊史密斯關(guān)聯(lián)圖[4]</p><p><b>　　其中橫坐標為</b></p><p><b>　　==0.042</b></p><p>　　取板間距HT=0.45 m，板上液層高度hL=0.08

60、m,則</p><p>　　HT-hL=0.45-0.08=0.37m</p><p><b>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得</b></p><p><b>　　C20=0.082</b></p><p>　　C=0.2=0.082×=0.0822</p><p>　　u

61、max=0.0823×=1.379m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p>　　u= 0.7umax=0.70×1.379=0.965m/s</p><p>　　D===1.303 m</p><p>　　按標準塔徑圓整后為 D=0.80 m</p><p>&

62、lt;b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　AT= m2</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為</b></p><p>　　u==0.836 m/s</p><p>　　6.2. 精餾塔有效高度的計算</p><p><

63、b>　　精餾段有效高度為</b></p><p>　　Z精=(N精-1)×HT=(13-1)×0.45=5.4 m</p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　Z提=(N提-1)×HT=(11-1)×0.45=4.50 m</p><p&

64、gt;　　在進料板上方開一個人孔，其高度為1.4 m</p><p>　　則精餾塔的有效高度為</p><p>　　Z= Z精+ Z提 +1.40=5.4+4.5+1.4=11.30 m</p><p>　　7. 塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　7.1. 溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D=1.40

65、 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：</p><p>　　7.1.1. 堰長lW</p><p>　　取 lW=0.726D=0.726×1.4 =1.016 m</p><p>　　7.1.2. 溢流堰高度hW</p><p>　　由 hW=hL-hOW </p><p&g

66、t;　　選用平直堰，堰上液層高度hOW=2/3</p><p>　　hOW==0.0148m</p><p>　　取板上請液層高度 hL=0.08m</p><p>　　則 hW=hL-hOW=0.08-0.0148=0.0652m 符合加壓情況下40~80mm的范圍</p><p>　　7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面

67、積Af </p><p>　　由 lW/D=0.726</p><p>　　查手冊弓形降液管的參數(shù)圖[4]得</p><p>　　則 Af=0.154 m2</p><p><b>　　=0.224 m</b></p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間，即</p>&l

68、t;p>　　θ===21.39 s > 5 s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理</b></p><p>　　7.1.4. 降液管底隙高度h0</p><p>　　取 u0=0.06 m/s</p><p>　　則 =0.0531m 符合小塔徑h0不小于25mm的要求。</p>&l

69、t;p>　　hW-h0=0.0652-0.0531=0.0121m＞0.006m</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理。</p><p>　　選用凹形受液盤，深度=70mm</p><p><b>　　7.2. 塔板布置</b></p><p>　　7.2.1. 塔板分布</p><p&

70、gt;　　因D=1.40m，所以采用分塊式。查手冊[4]得，塔板分為3塊。</p><p>　　7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取安定區(qū)0.075m，邊緣區(qū)Wc=0.06m。</p><p>　　7.2.3. 開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按下式計算，</p><p>　　其中

71、x=-(0.224+0.75)=0.401m</p><p>　　r=-0.06=0.64m</p><p>　　則 Aa=0.1.016 m2</p><p>　　7.2.4. 篩孔計算及其排列</p><p>　　苯—甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。</p><p>　　

72、篩孔按正三角排列，取孔中心距t為</p><p>　　t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b></p><p><b>　　n===7530個</b></p><p><b>　　開孔率為</b></p>

73、<p>　　φ=0.907（）2=0.907=14.51%</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b>　　u0==m/s</b></p><p>　　8. 篩板的流體力學驗算</p><p><b>　　8.1. 塔板壓降</b></p><

74、p>　　8.1.1. 干板壓降hd計算</p><p>　　干板壓降可由下式計算，</p><p><b>　　hd=</b></p><p>　　由d0/δ=5/3=1.67，查手冊干篩孔的流量系數(shù)圖[4]，可得孔流系數(shù)C0=0.78</p><p>　　故 hd=m液柱</p><p

75、>　　8.1.2. 氣體通過液層的阻力hL計算</p><p><b>　　ua==m/s</b></p><p>　　Fa==kg1/2/（s·m1/2）</p><p>　　查手冊充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖[4]可得</p><p><b>　　=0.58</b></p>&l

76、t;p>　　則 hL=(hw+how)=0.59（0.0652+0.0148）=0.045m液柱</p><p>　　8.1.3. 液體表面張力的阻力hσ計算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hσ由下式計算</p><p><b>　　hσ=m液柱</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱

77、高度hp由下式得</p><p>　　hp= h1+ hσ+ hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p>　　ΔPp= hpg=0.0721×805.39×9.81=569.65 Pa<700Pa（設(shè)計允許值）</p><p><

78、b>　　8.2. 液面落差</b></p><p><b>　　液面落差由下式計算</b></p><p><b>　　平均液流寬度</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　塔板上鼓泡層高度</b>&l

79、t;/p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　內(nèi)外堰間距離</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　液相流量</b></p><p>　　=0.00324 m3/s</p

80、><p><b>　　故 m</b></p><p>　　/0.05=0.016<0.5</p><p>　　所以液面落差符合要求</p><p><b>　　8.3. 液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶量由下式計算</p><p>　

81、　hf=2.5hL=2.5×0.047=0.1175</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)。</p><p><b>　　8.4. 漏液</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速u0，min由下式算得</p

82、><p><b>　　=5.65 m/s</b></p><p>　　實際孔速u0=8.72m/s>u0，min 計算正確</p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p><p><b>　　8.5. 液泛&l

83、t;/b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應服從下式</p><p>　　苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則</p><p>　　=0.5（0.45+0.0652）=0.26m</p><p>　　又 Hd=hp+ hL+ hd</p><p>　　板上不設(shè)計進口堰，hd可由

84、下式算得 </p><p><b>　　m液柱</b></p><p>　　Hd = 0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱</p><p>　　則 </p><p>　　所以本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p>　　9. 塔板負荷性能圖&l

85、t;/p><p><b>　　9.1. 漏液線</b></p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　u0，min=</b></p><p>　　hL=hOW +hW</p><p><b>　　hOW=2/3</b&

86、gt;</p><p><b>　　得 </b></p><p>　　=4.4×0.78×1.016×0.1451</p><p><b>　　×</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p&g

87、t;<b>　　=</b></p><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)果如下表二。</p><p><b>　　表二</b></p><p>　　由上表作出漏液線1。</p><p>　　9.2. 液沫夾帶線</p><p>　　以ev=0.

88、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><b>　　hW=0.0652</b></p>

89、<p><b>　　hOW=</b></p><p>　　故 hf=0.163+1.65Ls2/3 </p><p>　　HT－h(huán)f=0.45－（0.163+1.65Ls2/3 ）=0.287－1.65Ls2/3 </p><p><b>　　=0.

90、1</b></p><p><b>　　整理得 </b></p><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)果如下表三。</p><p><b>　　表三</b></p><p>　　由上表可作出液沫夾帶線2。</p><p>　　9.3

91、. 液相負荷下限線</p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準。由下式</p><p>　　hOW=2/3=0.006</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　Ls，min= m3/s</p><p>　　則可以作出與氣體流

92、量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。</p><p>　　9.4.液相負荷上限線</p><p>　　以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式</p><p><b>　　θ=4</b></p><p>　　得 Ls，max= m3/s</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相

93、負荷上限線4。</p><p><b>　　9.5.液泛線</b></p><p><b>　　令 </b></p><p>　　由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ hσ+ hc；h1=βhL；hL=hOW +hW</p><p><b>　　聯(lián)立得<

94、/b></p><p>　　忽略hσ，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系代入上式，并整理得</p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得</b></p><p><b>　　則 </b></p><

95、;p><b>　　即 </b></p><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)果如下表四。</p><p><b>　　表四</b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線5.</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可以作出篩板塔的負荷性能圖，如下：<

96、;/p><p>　　在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得</p><p>　　=1.02 m3/s =2.07 m3/s</p><p><b>　　則操作彈性為</b></p><p><b>　　/=2.0

97、3</b></p><p>　　10. 主要工藝接管尺寸的計算和選取</p><p>　　10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV</p><p>　　操作壓力為常壓時，蒸氣導管中常用流速為12~20 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中dV---塔頂蒸氣導管內(nèi)徑m   Vs---塔頂蒸氣量m3/s，取uv=15.00 m/s，則</p&

98、gt;<p><b>　　m </b></p><p>　　故選取接管外徑×厚度 630×20mm</p><p>　　10.2. 回流管的直徑dR</p><p>　　塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR=0.3 m/s，則</p>&

99、lt;p><b>　　m</b></p><p>　　故選取接管外徑×厚度25×2mm </p><p>　　10.3. 進料管的直徑dF</p><p>　　采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.4~0.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，則</p><p><b

100、>　　m  </b></p><p>　　故選取接管外徑×厚度219×14mm </p><p>　　10.4. 塔底出料管的直徑dW</p><p>　　一般可取塔底出料管的料液流速UW為0.5~1.5 m/s，循環(huán)式再沸器取1.0~1.5 m/s(本設(shè)計取塔底出料管的料液流速UW為0.8 m/s)&l

101、t;/p><p><b>　　則   m</b></p><p>　　接管外徑×厚度133×5.5mm</p><p>　　11. 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表</p><p>　　表五.篩板塔設(shè)計計算結(jié)果</p><p>　　12. 設(shè)計實驗評論</p>

102、<p>　　苯是由煤干餾、石油催化裂解、催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及飽和烴等，常采取精餾的方法分離提純苯。苯為無色透明液體，有芳香族特有的氣味，難用于水。苯的危險特性屬第3.2類中閃點易燃液體。苯的蒸氣對人有強烈的毒性，急性中毒時出現(xiàn)酒醉狀態(tài)、暈眩、瞳孔放大、網(wǎng)膜出血、皮膚蒼白、體溫和血壓下降、脈搏微弱，終因呼吸麻痹、痙攣而死亡。工業(yè)上常用作合成燃料、醫(yī)藥、農(nóng)藥、照相膠片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纖維的稀釋

103、劑、脫漆劑、樹脂、人造革等溶劑。</p><p>　　本設(shè)計進行苯和甲苯的分離，采用直徑為2m的精餾塔，選取效率較高、塔板結(jié)構(gòu)簡單、加工方便的單溢流方式，并采用了弓形降液盤。該設(shè)計的優(yōu)點： </p><p>　　1.操用、調(diào)節(jié)、檢修方便；</p><p>　　2.制造安裝較容易；</p><p>　　3.處理能力大，效率較高，壓強較低，

104、從而降低了操作費用；</p><p><b>　　4.操作彈性較大。</b></p><p><b>　　該設(shè)計的缺點：</b></p><p>　　設(shè)備的計算及選型都有較大的誤差存在，從而選取的操作點的不是在最好的范圍內(nèi)，影響了設(shè)計的優(yōu)良性。</p><p><b>　　13.收獲與致謝

105、</b></p><p>　　通過這次課程設(shè)計，我有了很多收獲。首先，通過這一次的課程設(shè)計，我進一步鞏固和加深了所學的基本理論、基本概念和基本知識，培養(yǎng)了自己分析和解決與本課程有關(guān)的具體原理所涉及的實際問題的能力。對化工原理設(shè)計有了更加深刻的理解，為后續(xù)課程的學習奠定了堅實的基礎(chǔ)。而且，這次課程設(shè)計過程，最終完美的實現(xiàn)了預期的目的，大家都收益匪淺，也對這次經(jīng)歷難以忘懷。</p><

106、p>　　其次通過這次課程設(shè)計，對板式塔的工作原理有了初步詳細精確話的了解，加深了對設(shè)計中所涉及到的一些力學問題和一些有關(guān)應力分析、強度設(shè)計基本理論的了解。使我們重新復習了所學的專業(yè)課，學習了新知識并深入理解，使之應用于實踐，將理論知識靈活化，這都將為我以后參加工作實踐有很大的幫助。非常有成就感，培養(yǎng)了很深的學習興趣。</p><p>　　在此次設(shè)計的全過程中，我們達到了最初的目的，對化工原理有了較深入的認識

107、，對化工設(shè)備的設(shè)計方面的知識有了較全面的認識，熟悉了板式塔設(shè)計的全過程及工具用書。我去圖書館查閱了這方面的有關(guān)書籍并上了一些網(wǎng)站檢索了相關(guān)內(nèi)容，從中學到了很多知識，受益匪淺。 這次課程設(shè)計我投入了不少時間和精力，我覺得這是完全值得的。我獨立思考，勇于創(chuàng)新的能力得到了進一步的加強。由于時間和經(jīng)驗等方面的原因，該設(shè)計中還存在很多不足、如對原理的了解還不夠全面等等。今后會進一步學習來加深了解。</p><p>

108、<b>　　14..參考文獻</b></p><p>　　[1] 程能林.溶劑手冊.北京：化學工業(yè)出版社，2002</p><p>　　[2] 劉光啟等.化工物性算圖手冊, 2002</p><p>　　[3] 楊祖榮.化工原理.北京：化學工業(yè)出版社，2009</p><p>　　[4] 賈邵義 柴誠敬.化工原理課程設(shè)計