化工原理課程設計--常壓二元精餾塔的設計

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文檔簡介

1、　　《化工原理B》課程設計　　設計題目常壓二元精餾塔的設計 　　專業(yè) 制藥工程班級制藥 　　團隊號 F 指導教師

2、;　　設計日期 2013 年 6月 16 日至 2013 年 6 月 27 日　　指導教師簽字： 　　目錄　　一前言- 1 -　　二化工原理課程設計任務書-

3、 2 -　　2.1設計條件與主要任務- 2 -　　2.1.2 物料條件：- 2 -　　2.2設計其它要求- 3 -　　三設計計算- 3 -　　3.1設計方案的選定- 3 -

4、　3.2 關于設計流程的說明及基礎數(shù)據的搜集- 3 -　　3.3精餾塔的物料衡算- 7 -　　3.3.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率- 7 -　　3.4 塔板數(shù)的確定- 8 -　　3.4.1理論塔板數(shù)的確定- 8 -

5、　　四精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據的計算- 12 -　　4.1操作壓力的計算- 12 -　　4.1.1 塔頂操作壓力：- 12 -　　4.1.2 進料板壓力：- 12 -　　4.1.3 塔底操作壓力：- 12 -

6、　4.1.4 精餾段平均壓力：- 12 -　　4.2 操作溫度的計算- 13 -　　4.3平均摩爾質量的計算- 14 -　　4.3.2 進料板平均摩爾質量計算- 14 -　　4.4 平均密度的計算- 15 -　　4.4.

7、1 氣相平均密度計算- 15 -　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，- 15 -　　4.4.3 精餾段液相平均密度為- 16 -　　4.5液體平均表面張力的計算- 16 -　　4.5.4 精餾段液相平均表面張力為- 17 -

8、4.6液體平均黏度的計算- 17 -　　4.6.3 塔底液相平均黏度的計算- 18 -　　五精餾塔的塔體工藝尺寸計算- 18 -　　5.1塔徑的計算- 18 -　　5.1.1精餾段：- 19 -　　5.1.2 提餾段

9、：- 20 -　　5.2 精餾塔的有效高度的計算- 21 -　　六塔板主要工藝尺寸的計算- 22 -　　6.1溢流裝置計算 　　6.1.1 溢流堰長：- 22 -　　6.1.2 出口堰高- 22 -

10、;　　6.2塔板布置- 25 -　　6.3.4 開孔區(qū)面積- 25 -　　七篩板的流體力學計算- 26 -　　7.1 精餾段- 26 -　　7.1.1塔板壓降的計算- 26 -　　7.1.2液面

11、落差- 28 -　　7.1.3液沫夾帶- 28 -　　7.1.4漏液- 28 -　　7.1.5液泛- 28 -　　7.2 提餾段- 29 -　　7.2.1塔板壓降的計算- 29 -<p&g

12、t;　　7.2.3液沫夾帶- 31 -　　7.2.4 漏液- 31 -　　7.2.5 液泛- 31 -　　八塔板負荷性能圖的繪制- 32 -　　8.1 精餾段- 32 -　　8.1.1漏液線- 32 -</p

13、>　　8.1.3液相負荷下限線- 33 -　　8.1.4液相負荷上限線- 34 -　　8.1.5液泛線- 34 -　　8.1.6精餾段各個參數(shù)匯總- 36 -　　8.2 提餾段- 37 -

14、8.2.1漏液線- 37 -　　8.2.2液沫夾帶線- 38 -　　8.2.3液相負荷下限線- 38 -　　8.2.4液相負荷上限線- 39 -　　8.2.5液泛線- 39 -　　8.2.6負荷性能圖的繪制- 40 -

15、　　8.2.7提餾段各個參數(shù)匯總- 41 -　　九塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱- 42 -　　9.1冷凝器- 42 -　　9.2 再沸器- 43 -　　十對本設計的評價及某些問題的討論- 43 -<

16、;/p>　　10.1 對本設計的評價- 43 -　　10.1.1 漏液- 44 -　　10.1.4 流型- 44 -　　10.1.7 塔板效率的影響因素- 44 -　　10.2 設計中存在的問題及討論- 45 -

17、　　10.2.1 漏液驗證時出現(xiàn)的錯誤- 45 -　　10.2.2 汽化潛熱的問題- 45 -　　10.2.3 繪圖問題- 45 -　　十一附錄- 45 -　　11.1 精餾塔的工藝條件簡圖- 45 -<p&

18、gt;　　11.2 精餾系統(tǒng)的物料流程圖- 45 -　　11.3 逐板法求理論塔板數(shù)的excel計算數(shù)據- 45 -　　十二參考文獻- 46 -　　十三致謝- 46 -　　一前言<p&

19、gt;　　化工原理課程設計是綜合運用《化工原理》課程和有關先修課程（《物理化學》，《化工制圖》等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。　　化工生產中所處

20、理的原料，中間產物，粗產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質。生產中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質。芳香族化合物是化工生產中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，分子式，分子量78.11，相對密度(20℃)。沸點80.1℃在常溫常壓下是無色透明的液體，并具強烈的特殊芳香氣味，有毒。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。常態(tài)下，

21、苯的蒸氣密度為2.77，蒸氣壓13.33kPa(26.1 ℃)。可用來制備染料，樹脂，農藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產品，其分子式，分子量92.14，相對密度(20℃)。沸點110.63℃。在常溫下呈液體狀，無色、易燃?？梢杂脕碇圃烊趸妆剑郊姿?，對苯二甲酸，防腐劑，泡沫塑料，合成纖維等。 　　精餾是分離液體

22、混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔

23、的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一浮閥塔將其分離。　　二化工原理課程設計任務書　　2.1設計條件與主要任務　　2.1.1 工藝條件：　　體系為苯—甲苯混合物，采用常壓操作連續(xù)精餾流程，篩板塔，總板效率=0.5；&l

24、t;/p>　　2.1.2 物料條件：　　冷液進料，含量（苯的摩爾分率，下同），自選適當?shù)倪M料壓力。　　塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送儲罐；　　塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產品冷卻后送儲罐。　　2.1.3

25、操作條件：　　操作壓力：塔頂表壓4kPa；實際單板壓降≤0.8kPa；　　原料處理量F、進料溫度及操作回流比R見表1。　　1.4 分離要求：　　塔頂產品，塔釜產品。　　表1

26、設計方案組合　　你的團隊號： F 　　2.2設計其它要求　　其它要求詳見《化工原理課程設計指導書》。　　三設計計算&

27、lt;p>　　3.1設計方案的選定　　本設計任務為分離苯一甲苯混合物。冷液進料，含量，自選適當?shù)倪M料壓力；塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內，其余部分產品冷卻器冷卻后送儲罐；塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產品冷卻后送儲罐。分離要求：塔頂產品，塔釜產品。　　3.2 關于設計流程的說明及基礎數(shù)據的搜集

28、對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產品冷凝器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分汽化與與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置根據生產狀況采用全凝

29、器，以便于準確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時要較全面，合理的兼顧設備，操作費用操作控制及安全因素。 　　塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。

30、　　浮閥塔的特點：　　1．生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 <p

31、>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30%。

32、　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 　　下圖是浮閥的簡略圖：　　圖1 浮閥（F1型）圖2 浮閥（a）V

33、-4型，（b）T型　　精餾的工藝流程圖的確定　　圖3精餾的工藝流程圖的確定　　表1 苯和甲苯的物理性質　　表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓　　表3 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據　　表4 純

34、組分的表面張力　　表5 組分的液相密度　　表6 液體粘度　　表7常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據　　3.3精餾塔的物料衡算　　3.3.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率

35、　　物料衡算式:　　物料衡算示意圖： 　　圖2已知：，（取0.99)，（取0.01），F(xiàn)=180 Kmol/h　　解得： D=53.27Kmol/h W=126.73Kmol/h　　精餾

36、塔的物料衡算表 　　3.4 塔板數(shù)的確定　　3.4.1理論塔板數(shù)的確定　?。?）由《化學化工物性數(shù)據手冊》查得　　利用芬斯克方程求得精餾段最少理論塔板數(shù)：　　塊<

37、p>　　∴精餾段實際最少塔板數(shù)為： =　　又∵ （絕壓）　　∴實際單板壓降 　　∴進料板壓力 　　∵

38、　　∴本次設計的設計壓力為124kPa，由手冊查得苯—甲苯物系的氣液平衡數(shù)據，時，該二元體系的絕點溫度℃。　　由物性手冊可查的苯、甲苯的汽化潛熱：　　∴ =　　=℃　　由物性手冊查得苯、甲苯的定壓

39、比熱容（）：　　所以　　即q線方程：y=　?。?）最小回流比的求取　　通常操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍，即，本設計中取R=3.4　?。?）求精餾

40、塔的氣液相負荷　?。?）求操作線方程　　精餾段操作線方程：　　提餾段操作線方程： 　　∴提餾段的操作線方程為：　　聯(lián)立精餾，提餾段操作線方程得交點橫坐標&

41、lt;/p>　　逐板法求理論板數(shù)　　①精餾段的理論塔板數(shù)：　　相平衡方程即（α=2.41）　　變形得：（a)　　精餾段的操作線方程： (b)

42、　　由上而下逐板計算，自開始到首次越過時止。　　操作線上的點平衡線上的點 　　當時首次出現(xiàn)故第9塊板為加料板，精餾段共有8塊理論板。　?、诰s段的理論塔板數(shù)：　　已知，由上而下計算，直到首次越過時止。

43、　　平衡線方程： (a)　　提餾段操作線方程： (c)　　操作線上的點平衡線上的點　當時首次出現(xiàn)，故理論板數(shù)不足18塊。　　總的理論板數(shù)<p&

44、gt;　　因蒸餾釜相當于一塊理論板，故總的理論板數(shù)為16.43塊，其中8.43塊為提餾段理論塔板數(shù)，8塊為精餾段理論塔板數(shù)。　?。?）實際塔板數(shù)的求取　　精餾段：N 精=（NF-1）/ET 　　提餾段：　　四精餾塔的工藝條件及有關

45、物性數(shù)據的計算　　4.1操作壓力的計算　　4.1.1 塔頂操作壓力： 　　每層塔板壓降： 　　4.1.2 進料板壓力：　　4.1.3 塔底操作壓力：

46、　4.1.4 精餾段平均壓力： 　　提餾段平均壓力：　　4.2 操作溫度的計算　　依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（Antoine）方程計算，計算過程略。 　　安托因

47、方程： 　　lgP0=A-B/(t+C) 　　由物性手冊查得苯（A）—甲苯（B）理想物系。二者的安托因方程分別為： 　　lgP0=6.906－1211/(t+220.8) （a） 　　lgP0=6.955－1345/(t+219.5) （b） <

48、/p>　　經過幾次試差后，計算結果如下： 　　塔頂溫度： ℃ 　　塔頂溫度：℃ 　　精餾段平均溫度： =（+）℃ 　　提餾段平均溫度： =（+）℃

49、　　4.3平均摩爾質量的計算　　4.3.1塔頂平均摩爾質量計算由,代入相平衡方程得　　4.3.2 進料板平均摩爾質量計算 　　由上面理論板的算法，得， =0.321　　4.3.3 塔底平均摩爾質量計算<

50、;p>　　由,得　　4.3.4精餾段平均摩爾質量 　　5)提餾段平均摩爾質量　　4.4 平均密度的計算　　4.4.1 氣相平均密度計算 　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，

51、　　精餾段的平均氣相密度： 　　提餾段的平均氣相密度：　　4.4.2 液相平均密度計算 　?、偎斠合嗥骄芏鹊挠嬎?lt;/p>　　由＝81.5℃，查物性手冊得 　?、谶M料板液相平均密度的計算由＝9

52、3.665℃，查物性手冊得 　　進料板液相的質量分率求得　?、鬯滓合嗥骄芏鹊挠嬎?lt;/p>　　由＝119.65℃，查物性手冊得 　　4.4.3 精餾段液相平均密度為 　　4.4.4精餾段液相平均密度為

53、 　　4.5液體平均表面張力的計算　　由公式：及查物性手冊可以計算液體表面張力　　4.5.1 塔頂液相平均表面張力的計算由＝81.5℃，查物性手冊得 　　4.5.2 進料板液相平均表面張力的計算 　　由＝70

54、℃，查物性手冊得 　　4.5.3 塔底液相平均表面張力的計算由＝119.65℃，查物性手冊得 　　4.5.4 精餾段液相平均表面張力為 　　4.5.5提餾段液相平均表面張力為 　　4.6液體平均黏度的計算

55、由公式：及物性手冊可以計算液體黏度　　4.6.1 塔頂液相平均黏度的計算　　由 =81.5℃，查物性手冊得 　　4.6.2 進料板液相平均黏度的計算　　由＝70℃，查物性手冊得 　　4.6.3 塔底液相平均黏度的計算<

56、;/p>　　由 ℃，查物性手冊得 　　4.6.4精餾段液相平均黏度為： 　　4.6.5 提餾段液相平均黏度為： 　　4.7氣液負荷計算　　精餾段氣、液相體積流率分別為： <p

57、>　　提餾段的氣、液相體積流率分別為： 　　五精餾塔的塔體工藝尺寸計算 　　5.1塔徑的計算　　塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘涷炾P系選取。<p&g

58、t;　　表8 板間距與塔徑關系　　5.1.1精餾段：　　圖的橫坐標為：　　初選板間距，取板上液層高度，　　故；&l

59、t;b>　　圖3：史密斯關聯(lián)圖　　查史密斯關聯(lián)圖得C20 = 0.078 　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為： 　　按標準塔徑圓整后為 D＝1.6m 　　塔截面積為： <p&

60、gt;　　實際空塔氣速為: 　　5.1.2 提餾段：　　圖的橫坐標為：　　取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.06m ，則 　　HT－h(huán)L= 0.45－0.06 = 0.39m <

61、;/p>　　由Smith 關聯(lián)圖查得： C20 = 0.079 　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為： 　　按標準塔徑圓整后為 D＝2.0m 　　塔截面積為： 　　實際空塔氣速為: <

62、;/b>　　將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2.0m。　　5.2 精餾塔的有效高度的計算 　　精餾段有效高度為： 　　提餾段有效高度為： <

63、p>　　六塔板主要工藝尺寸的計算　　6.1溢流裝置計算因塔徑D＝2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對塔體各項計算如下： 　　6.1.1 溢流堰長：　　單溢流區(qū)lW=（0.6～0.8）D，取堰長=0.60D=0.60×2=1.2m

64、　　6.1.2 出口堰高　　：　　選用平直堰，堰上液層高度hOW 由下式計算：　　， 　　查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。　　圖11：液流收縮

65、系數(shù)計算圖　　E近似等于1,則取E=1　　取板上清液層高度hL=0.06m 　　故 　　6.1.3 降液管的寬度與降液管的面積：　　由查弓形降液管的寬度與面積圖可得&

66、lt;p>　　圖12：弓形降液管的寬度與面積　　，　　故，　　利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，　　即（大于5s，符合要求）　　6

67、.1.4 降液管底隙高度：　　取液體通過降液管底隙的流速（0.07---0.25m/s）　　依式，得　　滿足條件，故降液管底隙高度設計合理　　6.1.5 受液盤<p&

68、gt;　　采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為46mm。　　6.2塔板布置 　　6.2.1 塔板的分塊因2000≥D≥1800mm，故塔板采用分塊式。查下表　　所以。塔極分為5塊。　　6.2.2 取邊緣區(qū)寬度

69、　　由于小塔邊緣區(qū)寬度取　　6.2.3 安定區(qū)寬度　　由于D=2m故（溢流堰前）取（溢流堰后）　　6.3.4 開孔區(qū)面積　　用計算開空區(qū)面積　　由得：Wd=0.11*2=0

70、.22　　，　　解得：　　6.2.5篩孔數(shù)與開孔率：　　取閥孔動能因子　　孔速

71、;　　每層塔板上的浮閥數(shù)　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排,取同一橫排的孔心距t=0.076m,則排間距　　考慮到塔的直徑較大,必須采用分塊式塔板,而各分塊板的支撐與銜接也要占去溢部分鼓泡區(qū)面積,因此排間距不宜選用147mm而應小于此值,故取,按,按&

72、lt;p>　　七篩板的流體力學計算　　7.1 精餾段　　7.1.1塔板壓降的計算　?、俑砂遄枇τ嬎?lt;/b>　　干板阻力計算，由公式進行計算：　　其中由

73、查圖1-4可得　　圖13干篩孔的流量系數(shù)　?、跉怏w通過液層的阻力的計算　　氣體通過液層的阻力由下式計算，即：　　β值可通過查圖14 充氣系數(shù)關聯(lián)圖　　圖14 充氣系數(shù)關聯(lián)圖<b&

74、gt;　　得　　③液體表面張力的阻力計算　　液體表面張力的阻力計算公式如下，即：　　氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即：　　（設計允許值）　　7.

75、1.2液面落差　　對于篩板塔，液面落差很小，且本次設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。　　7.1.3液沫夾帶　　液沫夾帶由下式進行計算，即　　故本次設計液沫夾帶量在允許范圍內。

76、　　7.1.4漏液　　對篩板塔，漏液點氣速可按下式進行計算，即：　　實際孔速 　　溫度系數(shù)為 　　故在本次設計中無明顯漏液現(xiàn)象。<

77、/p>　　7.1.5液泛　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內層液高應服從下式的關系，即：　　苯-甲苯物系屬一般物系，取，則　　而，板上不設進口堰，可由下式進行計算：　　故在本次設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。<

78、/p>　　7.2 提餾段　　7.2.1塔板壓降的計算　　①干板阻力計算　　干板阻力計算，由公式進行計算：　　其中由查圖1-4可得<p&

79、gt;　　圖4-4干篩孔的流量系數(shù)　　②氣體通過液層的阻力的計算　　氣體通過液層的阻力由下式計算，即：　　β值可通過查圖1-5 充氣系數(shù)關聯(lián)圖　　得　　③液體表面張力的阻力計算</p&

80、gt;　　液體表面張力的阻力計算公式如下，即：　　氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即：　?。ㄔO計允許值） 　　7.2.2液面落差　　對于篩板塔，液面落差很小，且本次設

81、計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。　　7.2.3液沫夾帶　　液沫夾帶由下式進行計算，即　　則：　　故本次設計液沫夾帶量在允許范圍內。<

82、b>　　7.2.4 漏液　　對篩板塔，漏液點氣速可按下式進行計算，即：　　實際孔速 　　溫度系數(shù)為 　　故在本次設計中無明顯漏液現(xiàn)象。<

83、p>　　7.2.5 液泛　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內層液高應服從下式的關系，即：　　苯-甲苯物系屬一般物系，取，則　　而，板上不設進口堰，可由下式進行計算：　　故在本次設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。<

84、;p>　　八塔板負荷性能圖的繪制　　8.1 精餾段　　8.1.1漏液線　　由　　得整理得

85、　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表4-3　　表4-3　　由上表數(shù)據即可做出漏液線。　　8.1.2液沫夾帶線　　以為限，求關系如下：

86、;　　由　　其中　　整理得　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果利于表4-4　　表4-4<p

87、>　　以上數(shù)據即可做出液沫夾帶線2。　　8.1.3液相負荷下限線　　對于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負荷標準。由下式進行計算：　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。　　8.1.4液相負荷上限線　　作為液

88、體在降液管中停留時間的下限，由下式可進行計算：　　故　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。　　8.1.5液泛線　　由 </p&g

89、t;　　聯(lián)立得 　　忽略，將的關系式帶入上式，并整理得：　　式中 　　將有關的數(shù)據代入，得　　故

90、　　整理得 　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表4-5　　表4-5　　由上表數(shù)據可作出液泛線5。　　據以上各線數(shù)據，可作篩板塔的負荷性能圖，如圖4-6</p&g

91、t;　　圖4-6 精餾段篩板負荷性能圖　　在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖8.1可得知，　　故操作彈性為　　(5)　　　　　　(1)

92、;　　8.1.6精餾段各個參數(shù)匯總　　8.2 提餾段　　8.2.1漏液線　　由　　得整理得<

93、/p>　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表5-1　　表5-1　　由上表數(shù)據即可做出漏液線。　　8.2.2液沫夾帶線　　以為限，求關系如下：&

94、lt;b>　　由　　其中　　=0.0452　　整理得　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果利于表8.2</p&

95、gt;　　表5-2　　以上數(shù)據即可做出液沫夾帶線2。　　8.2.3液相負荷下限線　　對于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負荷標準。由下式進行計算：　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。</

96、p>　　8.2.4液相負荷上限線　　作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式可進行計算：　　故　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。　　8.2.5液泛線&

97、lt;/p>　　由 　　聯(lián)立得 　　忽略，將的關系式帶入上式，并整理得：　　式中 　　將有關的數(shù)據代入，得<

98、;p>　　故 　　整理得 　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表8.3　　表5-3　　由上表數(shù)據可作出液泛線5。

99、　　8.2.6負荷性能圖的繪制　　根據以上各線數(shù)據，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖8-1　　圖8-1 提餾段篩板負荷性能圖　　在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖8.1可得知，

100、;　　故操作彈性為　　(5) (1)　　8.2.7提餾段各個參數(shù)匯總　　九塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱　　9.1冷凝器<

101、p>　　塔頂溫度冷凝水℃ ℃　　則△=℃　　△℃　　℃　　由℃ 查物性數(shù)據表，得　　又氣體

102、流量　　塔頂被冷凝量　　冷凝的熱量　　取傳熱系數(shù)　　則傳熱面積<p&g

103、t;　　冷凝水流量　　9.2 再沸器　　塔底溫度℃ 用℃的蒸汽，釜液出口溫度℃　　則℃　　℃&l

104、t;p>　　℃　　由℃，根據內插法算的　　又氣體流量提餾段密度　　則塔底被蒸發(fā)量　　再沸器的蒸發(fā)熱<b

105、>　　取傳熱系數(shù)　　則傳熱面積　　加熱蒸汽的質量流量：　　十對本設計的評價及某些問題的討論　　10.1 對本設計的評價　　通過這次課程設計讓我明白兩點：細心與合作

106、，通過本次設計，我也初步體驗了課程設計的艱難，當然，還有點點樂趣與成就感，為以后的課程設計專業(yè)課做好了初步的心理準備，也算是大致達到了這次設計的目的。　　10.1.1 漏液 　　如果液流量過小會發(fā)生漏液現(xiàn)象，因此要求穩(wěn)定系數(shù)K=u0/ u0min＞1.5。本設計中精餾段；提餾段。均符合要求，所以在本設計中不會發(fā)生漏液現(xiàn)象。<

107、p>　　10.1.2 液泛 　　塔徑一定時，兩相之一流量增大到使降管內的液體不能暢順下流時，會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象，使板效率下降，塔板壓力降對液泛有直接影響，要求溢流堰頂頭液頭how＞6mm。 　　本設計中精餾段how=0.0148m，所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 　　10.1.3 液體停留時間

108、　　如果停留時間過短，液沫夾帶嚴重，因此要求最小停留時間為5S 求設計中精餾段最小停留時間為13.78S，符合要求。 　　降液管內液面高，降液管內實際液面高應小于板間距與出口堰高之和，經驗值為降液管內泡沫高/板距＜1，本設計中均都符合。 　　10.1.4 流型 　　本次設計采用的是單溢流型，液體

109、通過板從一側流到另一側降液管中到下一板，在下層板反向流到另一側，結構簡單，操作方便，流徑大，有利于提高板效率。 　　10.1.5 板距與塔高 　　塔高降低，設備費降低，所以應減小板間距，就要降低氣速，避免液泛，相應地提高塔徑彌補。 　　10.1.6 回流比的影響 　　回流

110、比增大，理論板數(shù)減小，設備費降低，但也有不利的一面，回流比增大，回流量和上升的蒸汽量都增加，從而增加了再沸器的負荷和冷凝器的負荷，這就使操作費，能耗增大。 　　10.1.7 塔板效率的影響因素 　　氣液兩相的物理性質：主要是擴散系數(shù)，表面張力，相對揮發(fā)度，粘度和密度等。其中流相密度和相對揮發(fā)度影響很大。 　　10

111、.1.8 換熱器的選擇 　　選用列管式換熱器，主要考慮造價便宜且效率高。 　　10.1.9傳熱介質的選擇 　　用水和飽和水蒸氣進行換熱，主要考慮經濟而且水的比熱大傳熱效率高。 　　10.2 設計中存在的問題及討論　　10.2.1

112、漏液驗證時出現(xiàn)的錯誤　　由于Ws取值偏小，導致漏液驗證過程中出現(xiàn)漏液的情況，經過修改與嘗試，最終確定了合適的Ws。　　10.2.2 汽化潛熱的問題　　再沸釜汽化潛熱的計算中，由于甲苯在119.65℃時的汽化潛熱無從查得，所以采用了試差法計算汽化潛熱　　10.2.3 繪圖問

113、題　　繪圖時比例的控制、整體布局的布置等都出現(xiàn)了大大小小的問題，如所留空間不足、流程圖偏于一角等問題。后經過完善所的作品還算滿意　　十一附錄　　11.1 精餾塔的工藝條件簡圖　　11.2 精餾系統(tǒng)的物料流程圖

114、　　11.3 逐板法求理論塔板數(shù)的excel計算數(shù)據　　十二參考文獻 　　1. 管國鋒，趙汝溥.化工原理[M].第三版.北京：化學工業(yè)出版社，2008 　　2. 匡國柱，史啟才.化工單元過程及設備課程設計（第二版）[M].北京：化學工業(yè)出版社，2007

115、.10 　　3. 賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002.8 　　4. 時鈞等.化學工程手冊[M].第二版.北京：化學工業(yè)出版社，1996 　　5. 劉光啟，馬連湘，劉杰.化學化工物性數(shù)據手冊（有機卷）[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002

116、;　　6. 劉光啟，馬連湘，劉杰.化工物性算圖手冊[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002 　　7. 王松漢.石油化工設計手冊[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002 　　8. 李國庭等.化工設計概論.北京：化學工業(yè)出版社，2008.7 　　十三致謝&

117、lt;p>　　本設計的選題、方案確定和論文撰寫是在我的導師**老師的精心指導下完成的。*老師嚴謹?shù)目蒲凶黠L和積極進取的敬業(yè)精神令我欽佩。而且在為人處世方面都教會了我很多東西，這都將使我終身收益。在此，我要向他表示衷心的感謝！ 　　在設計過程中，本組同學大力支持和協(xié)同努力，使設計順利進行，在此一并表示感謝！ 　　最后，感謝所有關心，幫助和支持我的家人

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化工原理課程設計--常壓二元精餾塔的設計

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