分離苯-甲苯混合物-化工原理課程設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　目 錄</b></p><p>　　第一章 前言…………….………………………………………….1</p><p>　　1.1 精餾及精餾流.....................................1</p><p>　　1.2 精餾的分類(lèi)2</p><p>　　1.3 精

2、餾操作的特點(diǎn)2</p><p>　　1.3.1沸點(diǎn)升高2</p><p>　　1.3.2物料的工藝特性2</p><p>　　1.3.3節(jié)約能源2</p><p>　　1.4 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明4</p><p>　　1.5相關(guān)物性參數(shù)6</p><p>　　1.5.1苯和甲苯的物理參數(shù)

3、.6</p><p>　　第二章 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)7</p><p>　　第三章 設(shè)計(jì)內(nèi)容8</p><p>　　3.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明8</p><p>　　3.2 全塔的物料衡算8</p><p>　　3.2.1原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率8</p><p>　　3.

4、2.2原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量8</p><p>　　3.2.3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率9</p><p>　　3.3 塔板數(shù)的確定9</p><p>　　3.3.1平衡曲線的繪制9</p><p>　　3.4 塔的精餾段操作工藝條件及計(jì)算12</p><p>　　3.4.1平均壓強(qiáng)pm12<

5、;/p><p>　　3.4.2平均溫度tm12</p><p>　　3.4.3平均分子量13</p><p>　　3.4.4 液體的平均粘度和液相平均表面張力14</p><p>　　3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算16</p><p>　　3.5.1塔徑的計(jì)算16</p><p>　　3

6、.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算18</p><p>　　3.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算18</p><p>　　3.6.1溢流裝置計(jì)算18</p><p>　　3.6.2塔板布置19</p><p>　　3.6.3氣象通過(guò)塔板壓降的計(jì)算21</p><p>　　3.7 塔板負(fù)荷性能圖..23</p

7、><p>　　3.7.1漏液線23</p><p>　　3.7.2 霧沫夾帶線23</p><p>　　3.7.3 液相負(fù)荷下限線24</p><p>　　3.7.4 液相負(fù)荷上限線24</p><p>　　3.7.5液泛線25</p><p>　　第四章 附屬設(shè)備的選型及計(jì)算27<

8、;/p><p>　　4.1接管——進(jìn)料管27</p><p><b>　　4.2法蘭27</b></p><p>　　4.3筒體與封頭27</p><p><b>　　4.4 人孔28</b></p><p>　　4.5熱量衡算28</p><p&g

9、t;<b>　　參考文獻(xiàn)31</b></p><p><b>　　課程設(shè)計(jì)心得32</b></p><p><b>　　第一章 前言</b></p><p>　　1.1 精餾及精餾流程</p><p>　　精餾是多級(jí)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程。因此可是

10、混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來(lái)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(jiàn)的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:</p><p>　　1．獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；</p><p>　　2．將溶液多級(jí)分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；</p><p>

11、　　3．脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，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(guò)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(guò)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(guò)各層塔板。塔頂

12、蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，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>　　1.2 精餾的分類(lèi)</b></p><p&g

13、t;　　按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過(guò)程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過(guò)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>　　1．能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；</p><p>　　2．流程短，設(shè)備投資費(fèi)用少；</p><p>　　3)耗能量低，收率高，操作費(fèi)用低；

14、</p><p>　　3. 操作管理方便。 </p><p>　　1.3 精餾操作的特點(diǎn)</p><p>　　從上述對(duì)精餾過(guò)程的簡(jiǎn)單介紹可知，常見(jiàn)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(guò)程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過(guò)程相比，精餾操作又有如下特點(diǎn)：</p><p><b>　　1.沸點(diǎn)升高 </b&g

15、t;</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(chēng)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┑募儨夭睿胰芤旱臐舛仍礁?，這種影響也越顯著。</p><p>　　2.物料的工藝特性 </p><p>　　精餾溶液本身具有某些特

16、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(wèn)題。</p><p><b>　　3.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(wèn)題。</p&g

17、t;<p>　　1.4 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明</p><p><b>　　英文字母</b></p><p>　　Aa— 塔板開(kāi)孔區(qū)面積,m2；</p><p>　　Af — 降液管截面積,m2；</p><p>　　A0 — 篩孔總面積,m2；</p><p>　　AT —塔截面積,m2

18、；</p><p>　　c0 —流量系數(shù),無(wú)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——篩孔直徑,m；</p><p><b>　

19、　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(wú)因次；</p><p>　　ET— 總板效率,無(wú)因次；</p><p>　　F— 氣相動(dòng)能因子,kg1/2/(s·m1/2）；</p><p>　　F0—

20、 篩孔氣相動(dòng)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— 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p>　　h

21、d— 與液體流過(guò)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；</p><p>　　hOW—堰上液層高度,m；</p&g

22、t;<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,m；</p><p>　　HD——塔頂空間高度,m；

23、</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(wú)因次；</p><p><b>　　LW—堰長(zhǎng),m；</b></p><p>　　Lh

24、 —液體體積流量,m3/h；</p><p>　　—潤(rùn)濕速率,m3/(m·s)；</p><p>　　m—— 相平衡系數(shù),無(wú)因次；</p><p><b>　　n— —篩孔數(shù)目；</b></p><p>　　NT——理論板層數(shù)；</p><p>　　P—— 操作壓力,Pa；</p&

25、gt;<p>　　△P—壓力降,Pa；</p><p>　　△PP氣體通過(guò)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；</p><p>　　uF— 泛點(diǎn)氣速,m/s；</p><p>　　u0—?dú)怏w通過(guò)篩孔的速度,m/s；</p&

26、gt;<p>　　u0, min—漏液點(diǎn)氣速,m/s；</p><p>　　u′0—液體通過(guò)降液管底隙的速度,m/s；</p><p>　　Vh——?dú)怏w體積流量,m3/h；</p><p>　　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

27、—?dú)怏w質(zhì)量流量,kg/s；</p><p>　　Wc——邊緣無(wú)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>　　x— 液相摩爾分?jǐn)?shù)；</p><p><b>　　X——液相摩爾比；</b></p>&

28、lt;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></p><p><b>　　下標(biāo)</b></p><p><b>　　max—

29、最大的；</b></p><p><b>　　min—最小的；</b></p><p><b>　　L—— 液相的；</b></p><p>　　V— —?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><

30、p>　　Φ—開(kāi)孔率或孔流系數(shù)，無(wú)因次；</p><p>　　σ——表面張力,N/m；</p><p>　　ρ——密度,kg/m3；</p><p>　　—液體體積流量,m3/s；</p><p><b>　　希臘字母</b></p><p>　　δ——篩板厚度,m；</p>&

31、lt;p>　　1.5 相關(guān)物性參數(shù)</p><p><b>　　苯和甲苯的物理參數(shù)</b></p><p><b>　　飽和蒸汽壓</b></p><p><b>　　苯、甲苯的相對(duì)密度</b></p><p><b>　　液體表面張力</b><

32、;/p><p><b>　　苯甲苯液體粘度</b></p><p><b>　　第二章 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)</b></p><p><b>　　一、技術(shù)參數(shù)：</b></p><p>　　在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合物。已知原料液的處理量為60000噸/年、組成為0.78（苯

33、的質(zhì)量分率，下同），要求塔頂餾出液的組成為0.98，殘液中苯含量不高于0.085</p><p><b>　　設(shè)計(jì)條件如下：</b></p><p>　　操作壓力 4kPa(塔頂表壓) 進(jìn)料熱狀況 20-50℃</p><p>　　回流比 單板壓降

34、 ≤0.7 kPa</p><p>　　全塔效率 計(jì)算確定 </p><p><b>　　二、設(shè)計(jì)主要內(nèi)容：</b></p><p>　　（一）編寫(xiě)設(shè)計(jì)計(jì)算說(shuō)明書(shū)</p><p>　　1.設(shè)計(jì)方案的確定 </p><p><b>　　2.塔的工藝計(jì)算 &

35、lt;/b></p><p>　　3.塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì) </p><p>　?。?）塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 </p><p>　?。?）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　?。?）塔板的負(fù)荷性能圖。</p><p>　　（二）繪制精餾裝置工藝流程圖及浮閥塔設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖</p>&

36、lt;p><b>　　第三章 設(shè)計(jì)內(nèi)容</b></p><p>　　3.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于該二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)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)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。

37、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2倍。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>　　3.2 全塔的物料衡算</p><p>　　3.2.1原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率</p><p>　　苯和甲苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為78 kg/kmol和92kg/kmol，原料含苯的質(zhì)量百分率為42%，塔頂苯含量不低于98

38、%，塔底苯含量不大于1.2%，則：</p><p>　　原料液含苯的摩爾分率： </p><p>　　塔頂含苯的摩爾分率：</p><p>　　塔底含苯的摩爾分率：</p><p>　　3.2.2原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　由3.1.1知產(chǎn)品中甲苯的摩爾分率，故可計(jì)算出產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：&l

39、t;/p><p>　　原料液的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MF ＝78×0.46＋(1－0.46)×92＝89.24kg/kmol</p><p>　　塔頂液的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MD ＝78×0.983＋(1－0.983)×92＝41.36kg/kmol</p>&

40、lt;p>　　塔底液的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MW ＝78×0.012＋(1－0.012)×92＝48.29kg/kmol</p><p>　　3.2.3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率</p><p>　　依題給條件：原料液的處理量為8333kg/h，得：</p><p>　　F,＝8333kg/h，<

41、/p><p><b>　　全塔物料衡算：</b></p><p>　　進(jìn)料液： F=8333（kg/h）/89.24（kg/kmol）=92.95kmol/h</p><p>　　總物料恒算： F=D+W</p><p>　　苯物料恒算： F×0.46=D×0.983+0.012×

42、12.091</p><p>　　聯(lián)立解得： W＝48.6kmol/h</p><p>　　D＝43.35kmol/h</p><p>　　3.3 塔板數(shù)的確定</p><p><b>　　理論塔板數(shù)的求取</b></p><p>　　苯-甲苯物系屬理想物系，可用梯級(jí)圖解法（M·T

43、）,求取NT，步驟如下：</p><p>　　3.3.1平衡曲線的繪制</p><p>　　根據(jù)苯-甲苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取。</p><p>　　依據(jù) ， 將所得計(jì)算結(jié)果如列表2：</p><p>　　表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡數(shù)據(jù)</p

44、><p>　　本方案中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），因操作壓力偏離常壓很小，所以其對(duì)x~y平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。將上表中數(shù)據(jù)作圖得x~y曲線：</p><p>　　3.3.2操作回流比的確定</p><p>　　表3 苯--甲苯物系在某些溫度t下的a值（附x值）</p><p>　　可見(jiàn)隨著溫度的升高，α變化不大，可對(duì)表中兩端

45、數(shù)據(jù)取平均值</p><p>　　在y-x圖（圖1）上，因.3，查得，而，。故由式（3-53a）得最小回流比：</p><p>　　考慮到精餾段操作線離平衡線較近，取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.2倍，即：</p><p>　　R=1.5Rmin=1.5*1.26=1.89</p><p>　　精餾塔的汽、液相負(fù)荷：</p>

46、<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　液相流量： </b></p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　液相流量：</b

47、></p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p>　　3.3.3理論塔板數(shù)的確定</p><p>　　圖2 苯-甲苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解</p><p>　　平均粘度：μ=Σxiμi：</p><p>　　μ=0.46*0.284+0.54*0.291=0.2877

48、(mPa.s)</p><p>　　μ表示以加料摩爾組成為準(zhǔn)的液體的平均摩爾粘s)公式公式</p><p>　　可以簡(jiǎn)單的用以下近似公式計(jì)算塔的總效率：</p><p>　　精餾段的實(shí)際板數(shù)為： (層) 取12（層）</p><p>　　提餾段的實(shí)際板數(shù)為：（層） 取15（層）</p><p>　

49、　實(shí)際是在第12塊塔板進(jìn)料的。</p><p>　　3.4 塔的精餾段操作工藝條件及計(jì)算</p><p>　　3.4.1平均壓強(qiáng)pm</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)： </p><p>　　取每層塔板的壓降0.7KPa</p><p>　　進(jìn)料板：

50、 </p><p><b>　　平均壓強(qiáng)： </b></p><p>　　塔底壓強(qiáng)： </p><p>　　取每層塔板的壓降0.7KPa</p><p>　　塔底壓強(qiáng)： </p>

51、<p><b>　　平均壓強(qiáng)： </b></p><p>　　3.4.2平均溫度tm</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、 甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下：</p><p>　　塔頂溫度: tD=81.1℃ 進(jìn)料板溫度: tF=82.3℃。</p&g

52、t;<p><b>　　平均溫度：</b></p><p><b>　　tm℃</b></p><p>　　塔底溫度: tD=85.1℃ 進(jìn)料板溫度: tF=82.3℃。</p><p><b>　　平均溫度：</b></p><p><b&g

53、t;　　tm℃</b></p><p>　　3.4.3平均分子量</p><p><b>　　塔頂： </b></p><p><b>　　，（查圖2）</b></p><p><b>　　加料板：</b></p><p><b>

54、　　，（查圖2）</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　塔底： </b></p><p><b>　　，（查圖2）</b></p><p><b>　　加料板：</b></p><

55、p><b>　　，（查圖2）</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　3.4.4 液體的平均粘度和液相平均表面張力</p><p>　　液相平均粘度依下式計(jì)算:</p><p>　　lgμLm=∑xilgμi</p><p>　　塔頂液

56、相平均粘度的計(jì)算：</p><p>　　查化工原理附錄11，在81.1℃下有：</p><p>　　μA=0.316mPa·s ，μB=0.331mPa·s</p><p>　　代入公式lgμLm=∑xilgμi</p><p>　　解得： μLDm=0.316 mPa·s</p>

57、<p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算:</p><p>　　在82.3℃下，查得：</p><p>　　μA=0.300mPa·s ，μB=0.320mPa·s</p><p>　　代入公式lgμLm=∑xilgμi</p><p>　　解得： μLFm=0.301mPa·s&

58、lt;/p><p>　　塔底出料板液相平均黏度計(jì)算：</p><p>　　在85.1℃下，查得：</p><p>　　μA=0.289mPa·s ，μB=0.310mPa·s</p><p>　　代入公式lgμLm=∑xilgμi</p><p>　　解得： μLFm=0.289m

59、Pa·s</p><p>　　精餾段液相平均表面黏度為</p><p>　　μLm=（0.316+0.301）/2=0.309 mPa·s</p><p>　　提餾段液相平均表面黏度為</p><p>　　μLm=（0.301+0.289）/2=0.297mPa·s</p><p>　　3

60、.4.5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℃,查附錄4得，。</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力：由℃,查附錄4得，。</p><p>　　精餾段液相平均表面張力：</p><p>　　塔底液相平均表面張力：由℃,查附錄4得，。<

61、/p><p>　　提餾段液相平均表面張力：</p><p>　　3.4.6 液體的平均密度ρ</p><p><b>　　1.液相平均密度</b></p><p>　　1.塔頂液相平均密度：由℃查表得：， </p><p>　　2.進(jìn)料板液相平均密度：℃查表得: ,</p><p&

62、gt;　　所以精餾段液相平均密度：</p><p><b>　　精留段氣相密度：</b></p><p>　　3．塔底液相平均密度：由℃查表得：， </p><p>　　所以提餾段液相平均密度： </p><p><b>　　提留段氣相密度：</b></p><p>　　3.

63、5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　3.5.1塔徑的計(jì)算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　由式中的C公式計(jì)算，其中C20由化工原理課程設(shè)計(jì)教材的負(fù)荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　取板間距HT=0.450m，

64、板上液層高度hL=0.05m，則</p><p>　　HT-hL=0.450-0.050=0.40m</p><p>　　精餾段查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.087</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　提餾段查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.088</p><p><b>

65、;　　m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后,均取為：D=1.2m</p><p>　　塔塔截面積為： AT=π/4×D2=1.13m2 </p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為:</b></p&

66、gt;<p>　　3.5.2精餾塔有效高度的計(jì)算</p><p>　　精餾段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（12-1）×0.45=4.95m</p><p>　　提餾段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.45=5.4m</p><p>　　在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔,其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：</p

67、><p>　　Z=Z精+Z提+0.8／0.5=4.95+5.4+1.6=11.95m</p><p>　　3.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算</p><p>　　3.6.1溢流裝置計(jì)算</p><p>　　因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤(pán)。</p><p><b>　　1.溢流堰長(zhǎng)<

68、/b></p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　2.出口堰高</b></p><p><b>　　對(duì)平直堰 ，</b></p><p>　　查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-5得，于是：</p><p><b>　　滿足

69、要求。</b></p><p>　　取板上清液層高度hL=50mm</p><p>　　3.降液管的寬度 和降液管的面積</p><p>　　由，查圖5-7得，即：</p><p>　　依教材中式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即:</p><p><b>　　可以滿足要求。</b&g

70、t;</p><p>　　4.降液管的底隙高度</p><p>　　液體通過(guò)降液管底隙的流速一般為0.07~0.25m/s，取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則有：</p><p>　　降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p><b>　　3.6.2塔板布置</b></p><p>　　取閥空動(dòng)能因數(shù),

71、用公式求空速即： </p><p>　　求每層塔板上的浮閥數(shù)</p><p>　　1.邊緣區(qū)寬度的確定</p><p>　　取破沫區(qū)寬度和邊緣區(qū)寬度分別為：</p><p>　　邊緣區(qū)寬度：一般為50~75mm，D >2m時(shí)，可達(dá)100mm。</p><p>　　安定區(qū)寬度：規(guī)定 m時(shí)，

72、 mm。 </p><p><b>　　2.開(kāi)孔區(qū)面積</b></p><p>　　3.篩孔計(jì)算及其排列</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t=75mm,則可按下式估算排間距t’, </p><p>　　由于各分塊的支撐與銜接要

73、占去一部分鼓泡區(qū)故取t’=40mm</p><p>　　按t=75mm,t’=40mm以等腰三角形叉排方式作圖如下圖所示，得N=125個(gè)</p><p>　　按重新核算空速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：</p><p>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9到12范圍內(nèi)。</p><p><b>　　塔板開(kāi)孔率=</b></p>

74、<p>　　3.6.3 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　氣象通過(guò)塔板壓降的計(jì)算：</p><p>　　1.干板阻力hc的計(jì)算</p><p>　　因,則可用公式計(jì)算得：</p><p><b>　　可按下式計(jì)算為：</b></p><p>　　2.板上充氣液層的阻力h1計(jì)算&

75、lt;/p><p>　　氣體通過(guò)液層的阻力h1由公式計(jì)算，因本設(shè)計(jì)分離本和甲苯，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)。</p><p>　　.液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 hδ 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其阻力很小 可忽略。</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度為</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：</p><p&

76、gt;<b>　　滿足工藝要求。</b></p><p><b>　　3.淹塔</b></p><p>　　為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度</p><p>　　苯—氯苯物系屬于一般物系，取φ=0.5</p><p><b>　　而： </b><

77、/p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，則<0.241m</p><p>　　成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。</p><p><b>　　4.霧沫夾帶</b></p><p><b>　　計(jì)算泛點(diǎn)率:</b></p><p><b>　　板上液體流徑長(zhǎng)度：</b>&

78、lt;/p><p><b>　　板上液流面積：</b></p><p>　　苯和甲苯可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，又由圖</p><p>　　查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)將以上數(shù)值代入公式得：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得<

79、/p><p>　　計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故符合要求。</p><p><b>　　公式得：</b></p><p><b>　　提留段：</b></p><p>　　又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得</p><p>　　計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故符合要求。</p>

80、<p>　　3.7 塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　3.7.1漏液線</b></p><p>　　對(duì)于Fl型重閥，依計(jì)算，則</p><p><b>　　又知即</b></p><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(wú)關(guān)的水平漏液線。&

81、lt;/p><p>　　以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　3.7.2 霧沫夾帶線</p><p><b>　　按下式作出，即</b></p&g

82、t;<p>　　按泛點(diǎn)率80%計(jì)算如下：</p><p><b>　　將已知數(shù)據(jù)代入式</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　3.7.3 液相負(fù)荷下限線</p><

83、;p>　　對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得，并取E=1則:精餾段</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（圖3c）</p><p>　　3.7.4 液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以θ=5s作為液相

84、在降液管中停留時(shí)間的下限，由公式得</p><p><b>　　s</b></p><p><b>　　故: </b></p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><

85、p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（圖3d）</p><p><b>　　3.7.5液泛線</b></p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由；；</b></p><p><b>　　聯(lián)立得：</b>&l

86、t;/p><p><b>　　忽略hσ</b></p><p><b>　　其中</b></p><p>　　將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得：</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　同理可得</b></p&

87、gt;<p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表7</p><p><b>　　表7　液泛線數(shù)據(jù)</b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（圖3e）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3所示。在負(fù)荷性能圖上

88、，作出操作點(diǎn)A（Ls，Vs），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖3查得：精餾段：</p><p><b>　　故操作彈性為：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　故操作彈性為：</b></p>

89、;<p>　　第四章 附屬設(shè)備的選型及計(jì)算</p><p>　　4.1接管——進(jìn)料管</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　

90、取的進(jìn)料管。</b></p><p><b>　　4.2法蘭</b></p><p>　　由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)法蘭，平焊法蘭，有不同的公稱(chēng)直徑選用相應(yīng)的法蘭。根據(jù)進(jìn)料管選取進(jìn)料管接法蘭：PN0.25，DN32（GB20593——1997）。</p><p><b>　　4.3筒體與封頭</b><

91、;/p><p>　　筒體 用鋼板卷制而成的筒體，其公稱(chēng)直徑的值等于鋼管內(nèi)徑。當(dāng)筒體直徑較小時(shí)可直接采用無(wú)縫鋼管制作，此時(shí)公稱(chēng)直徑的值等于鋼管外徑。根據(jù)所設(shè)計(jì)的塔徑，先按內(nèi)壓容器設(shè)計(jì)厚度，厚度計(jì)算見(jiàn)下式：</p><p>　　式中 ——計(jì)算壓力，,根據(jù)設(shè)計(jì)壓力確定；</p><p><b>　　D——塔徑；</b></p><p

92、>　　——焊接接頭系數(shù)，對(duì)筒體指縱向焊接系數(shù)；</p><p>　　——設(shè)計(jì)溫度下材料的許用應(yīng)力，,與鋼板的厚度無(wú)關(guān)。</p><p>　　由上式計(jì)算出的計(jì)算厚度加上腐蝕余量得到設(shè)計(jì)厚度。</p><p>　?。?）封頭 本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑DN=1000,查得曲面高度，直邊高度</p><p>　　。選用封頭DN1000

93、18（JB/T4737—95）</p><p><b>　　4.4 人孔 </b></p><p>　　人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，</p><p>　　隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm，本設(shè)計(jì)選擇DN150mm

94、人孔，其中人孔處塔板間距為600mm，人孔數(shù)一共2個(gè)，位置分別為：手孔1位于塔板7—8之間，手孔2位于塔板15—16之間。</p><p><b>　　4.5熱量衡算</b></p><p>　　1.塔頂冷凝器公式：</p><p>　　式中——全凝器的熱負(fù)荷kJ/h</p><p>　　——塔頂上升蒸汽，餾出液的焓kJ

95、/kmol</p><p>　　由于塔頂流出液98%都為苯，為簡(jiǎn)化計(jì)算焓按純苯計(jì)算</p><p>　　若回流液在飽和溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，則：</p><p>　　其中r=393.9kJ/kg查表得</p><p><b>　　所以: </b></p><p>　　冷卻劑選水，設(shè)定進(jìn)料口溫度25℃出口

96、溫度45℃</p><p><b>　　平均溫度：</b></p><p><b>　　此溫度下水的比熱為</b></p><p>　　所以冷卻水的消耗量為:</p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　kJ</

97、b></p><p><b>　　塔底再沸器</b></p><p>　　式中——再沸器的熱負(fù)荷kJ/h</p><p>　　——提留段底層塔板下降液的焓kJ/kmol</p><p>　　——再沸器上升蒸汽的焓kJ/kmol</p><p>　　因塔釜?dú)堃褐械谋秸加写蠖鄶?shù)，故其焓按甲苯計(jì)算

98、，并假設(shè)飽和蒸汽進(jìn)入塔內(nèi)，則</p><p><b>　　其中，m=92</b></p><p><b>　　忽略熱損失</b></p><p>　　采用飽和水蒸氣加熱在飽和溫度下排出</p><p>　　r=2071.5kJ/kg</p><p>　　所以加熱蒸汽消耗量為：