精餾塔課程設(shè)計--苯-甲苯板式精餾塔的工藝設(shè)計

1、<p><b>　　第一章 緒論</b></p><p>　　1.1精餾的特點及分類</p><p>　　精餾是分離液體混合物的典型單元操作。它是通過加熱造成氣液兩相物系，利利用物系中各組分揮發(fā)度的不同的特性來實現(xiàn)分離的。</p><p>　　按精餾方式分為簡單精餾、平衡精餾、精餾和特殊精餾。</p><p>

2、;　　1.1.1蒸餾分離具有以下特點 </p><p>　?。?）通過蒸餾分離，可以直接獲得所需要的產(chǎn)品。</p><p>　?。?）適用范圍廣，可分離液態(tài)、氣態(tài)或固態(tài)混合物。</p><p>　?。?）蒸餾過程適用于各種濃度混合物的分離。</p><p>　?。?）蒸餾操作耗能較大，節(jié)能是個值得重視的問題。</p><p

3、><b>　　1.1.2平衡蒸餾</b></p><p>　　將混合液在壓力p1下加熱，然后通過減壓閥使壓力降低至p2后進(jìn)入分離器。過熱液體混合物在分離器中部分汽化，將平衡的氣、液兩相分別從分離器的頂部、底部引出，即實現(xiàn)了混合液的初步分離。 </p><p><b>　　1.1.3簡單蒸餾</b></p><p>

4、　　原料液在蒸餾釜中通過間接加熱使之部分汽化，產(chǎn)生的蒸氣進(jìn)入冷凝器中冷凝，冷凝液作為餾出液產(chǎn)品排入接受器中。在一批操作中，餾出液可分段收集，以得到不同組成的餾出液。</p><p>　　1.1.4連續(xù)精餾操作流程</p><p>　　化工生產(chǎn)以連續(xù)精餾為主。操作時，原料液連續(xù)地加入精餾塔內(nèi)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（稱為釜殘液）；部分液體被汽化，產(chǎn)生上升蒸氣，依次通過各層塔板

5、。塔頂蒸氣進(jìn)入冷凝器被全部冷凝，將部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔頂作為回流液體，其余部分作為塔頂產(chǎn)品（稱為餾出液）采出。 </p><p>　　1－精餾塔 2－全凝器3－儲槽 4－冷卻器 </p><p>　　5－回流液泵 6－再沸器 7－原料液預(yù)熱器 </p><p>　　圖1連續(xù)精餾裝置示意圖</p><p>　　1.2精餾塔的踏板

6、分類</p><p>　　1.2.1塔板的結(jié)構(gòu)形式</p><p><b>　　1.泡罩塔板 </b></p><p>　　泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，它由升氣管及泡罩構(gòu)成。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，以前者使用較廣。泡罩有80mm、100mm和150mm三種尺寸，可根據(jù)塔徑大小選擇。泡罩下部周邊開有很多齒縫，齒縫一般為三角形

7、、矩形或梯形。泡罩在塔板上為正三角形排列。它的優(yōu)點是操作彈性適中塔板不易堵塞。缺點是生產(chǎn)能力及板效率較低結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高。</p><p><b>　　圖2泡罩塔板</b></p><p>　?。╝)操作示意圖 (b)塔板平面圖 (c)圓形泡罩</p><p><b>　　2.篩孔塔板 </b></p>

8、<p>　　篩孔塔板簡稱篩板，其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有許多均勻小孔，孔徑一般為3～8mm。篩孔在塔板上為正三角形排列。塔板上設(shè)置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液層。它的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低生產(chǎn)能力大，板上液面落差小，氣體壓降低，塔板效率較高。缺點是操作彈性小、篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、黏度大的物料。</p><p><b>　　圖3篩孔塔板</b></p><

9、;p>　　操作示意圖 （b）篩孔布置圖</p><p><b>　　3.浮閥塔板</b></p><p>　　浮閥塔板的結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可上下浮動的閥片，閥片本身連有幾個閥腿，插入閥孔后將閥腿底腳撥轉(zhuǎn)90°，以限制閥片升起的最大高度，并防止閥片被氣體吹走。閥片周邊沖出幾個略向下彎的定距片，當(dāng)氣速很低時，由于定距片的作用

10、，閥片與塔板呈點接觸而坐落在閥孔上，可防止閥片與板面的黏結(jié)。 </p><p>　　a）F1 型浮閥 （b） V-4 型浮閥 （c） T 型浮閥</p><p><b>　　圖4浮閥塔板。</b></p><p>　　1.3 待分離混合物</p><p>　　1.3.1甲苯（toluene，又名methylbenz

11、ene）</p><p><b>　　圖5甲苯的球棍模型</b></p><p>　　甲苯系苯的同系物，亦名“甲基苯”、“苯基甲烷”，具有類似苯的芳香氣味，沸點（常壓）110.63℃，熔點-94.99℃。甲苯不溶于水，溶于乙醇、乙醚和丙酮。蒸氣和空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限1.2～7.0%（體積）。如甲苯溶解溴后，在光照條件下，甲基上的氫原子被溴原子取代（與甲烷相似

12、）而在鐵作催化劑條件下，苯基上的氫原子被溴原子取代（與苯相似）；但甲苯分子中存在著甲基和苯基的相互影響，使得甲苯又具有不同于苯和甲烷的性質(zhì)，如苯環(huán)上的取代反應(yīng)（鹵化、硝化等），甲苯比苯容易進(jìn)行，甲苯分子中的甲基可以被酸性高錳酸鉀溶液氧化,生成苯甲酸。 </p><p><b>　　1.3.2性質(zhì)</b></p><p><b>　　表1甲苯的理化性質(zhì)<

13、/b></p><p>　　甲苯(Toluene）是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ℃，沸點為111 ℃。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0.866 g/cm&sup3;，對光有很強(qiáng)的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精

14、，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6 mPa·s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ℃，燃點為535 ℃。</p><p><b>　　圖6甲苯 </b></p><p>　　1.3.3甲苯的用途 </p><p>　　甲苯不溶于水，

15、但溶于乙醇和苯的溶劑中。甲苯容易發(fā)生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它們都是工業(yè)上很好的溶劑；它可以萃取溴水中的溴，但不能和溴水反應(yīng)；它還容易硝化，生成對硝基甲苯或鄰硝基甲苯，它們都是染料的原料；它還容易磺化，生成鄰甲苯磺酸或?qū)妆交撬?，它們是做染料或制糖精的原料。甲苯與硝酸取代的產(chǎn)物三硝基甲苯一份甲苯和三份硝酸硝化，可得到三硝基甲苯（俗名TNT，梯恩梯），是威力很大的炸藥。 </p><p>　　甲苯主要由原

16、油經(jīng)石油化工過程而制行。作為溶劑它用于油類、樹脂、天然橡膠和合成橡膠、煤焦油、瀝青、醋酸纖維素，也作為溶劑用于纖維素油漆和清漆，以及用為照相制版、墨水的溶劑。甲苯也是有機(jī)合成，特別是氯化苯酰和苯基、糖精、三硝基甲苯和許多染料等有機(jī)合成的生要原料。它也是航空和汽車汽油的一種成分。</p><p><b>　　1.4苯</b></p><p>　　1.4.1苯的理化性質(zhì)&

17、lt;/p><p><b>　　表2苯的理化性質(zhì)</b></p><p>　　苯在常溫常壓下為具有芳香氣味的無色透明揮發(fā)性液體。能放出有毒蒸氣。苯是一種不易分解的化合物，與其它化學(xué)物質(zhì)發(fā)生反應(yīng)時，其基本結(jié)構(gòu)不變，僅僅是苯環(huán)中的氫原子被其它基團(tuán)取代而已。苯的蒸氣能與空氣形成爆炸性的混合物。液體苯比水輕，但其蒸氣比空氣重。遇到高熱或明火極容易引起燃燒和爆炸。苯蒸氣能擴(kuò)散很遠(yuǎn)，

18、遇到火源就著燃，并能把火焰沿氣流引回來。苯容易產(chǎn)生和積聚靜電。苯與氧化劑接觸反應(yīng)激烈。苯難溶于水，但易溶于酒精、乙醚、丙酮、氯仿、汽油、二硫化碳等有機(jī)溶劑。</p><p>　　1.5課程設(shè)計的理念</p><p>　　課程設(shè)計使教學(xué)中綜合性和實踐性較強(qiáng)的環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，是使學(xué)生體察工程實際問題復(fù)雜性。學(xué)習(xí)化工設(shè)計基本知識的的初次嘗試。通過課程設(shè)計，要求學(xué)生能綜合運(yùn)用本課程和前

19、修課程的基本知識，進(jìn)行融會貫通的獨立思考，在規(guī)定的時間內(nèi)完成指定的化工設(shè)計任務(wù)，從而得到化工工程設(shè)計的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計要求學(xué)生了解工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工設(shè)計的程序和方法，培養(yǎng)學(xué)生分析和解決工程實際問題的能力，同時通過課程設(shè)計，還可以樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實事求是嚴(yán)肅認(rèn)真的高度責(zé)任感的工作作風(fēng)同時也增強(qiáng)工程觀念、培養(yǎng)提高學(xué)生獨立工作的能力。</p><p>　　1.6 設(shè)計方案簡介</p>

20、<p>　　本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，用低壓熱蒸汽對對原料進(jìn)行預(yù)熱，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)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔底一部分經(jīng)冷卻后送至儲罐作為產(chǎn)品產(chǎn)出，另一部分進(jìn)過再沸器加熱再次送入塔內(nèi)。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比是最小回流比的2倍。</p>

21、<p>　　第二章 工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計</p><p>　　2.1 設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p>　　表1-1苯(A)-甲苯(B)飽和蒸氣壓（總壓1.013×105Pa）</p><p>　　表1-2 苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表1-3 苯-甲苯部分溫度下的密度</p><p

22、>　　表1-4純組分的表面張力</p><p>　　表1-5液體粘度uL</p><p>　　表1-6苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　表1-7 苯和甲苯的液體汽化熱</p><p>　　2.2 精餾塔的物料衡算</p><p>　?。?）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p&

23、gt;　　苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13kg/kmol</p><p>　?。?）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=0.388×78.11+(1-0.388)92.13= 86.69kg/kmol</p><p>　　MD=0.96

24、6×78.11+(1-0.966)92.13=78.59kg/kmol</p><p>　　MW=0.012×78.11+(1-0.012)92.13=91.96kg/kmol</p><p><b>　?。?）物料衡算</b></p><p><b>　　原料處理量</b></p>

25、<p>　　總物料衡算88.12=D+W</p><p>　　苯物料衡算88.12×0.388=0.966D+0.012W</p><p>　　聯(lián)立解得D=34.73kmol/h</p><p>　　W=53.39kmol/h</p><p>　　第三章 理論塔板層數(shù)NT的求取</p><

26、;p>　　3.1 求最小回流比</p><p>　　苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表1-2，繪出x-y圖，如圖1-2</p><p>　　求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1-1中對角線上，自e(0.388,0.388)作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為</p><p>

27、;　　xq=0.388yq=0.61</p><p><b>　　故最小回流比為</b></p><p>　　取操作回流比為：R=1.6Rmin=1.6×1.6=2.56</p><p>　　3.2 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　L=RD=2.56×34.73=88.9kmol/h&l

28、t;/p><p>　　V=(R+1)D=(2.56+1) ×34.73=123.64kmol/h</p><p>　　L’=L+F=123.64+88.12=211.76kmol/h</p><p>　　V’=V=123.64kmol/h</p><p>　　3.3 求操作線方程</p><p><b>

29、;　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　3.4 圖解法求理論板層數(shù)</p><p>　　采用圖解法求理論塔板層數(shù)，如圖1-1所示。求解結(jié)果為</p><p>　　總理論板層數(shù)NT=15(包括再沸器)</p><p&

30、gt;　　進(jìn)料板位置 的一些問題，這次的實題的思維方式，不至于紙上談兵，這次的實習(xí)NF=6</p><p>　　3.5 實際塔板數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實際板層數(shù)N精=5/0.535=9.35≈10</p><p>　　提餾段實際板層數(shù)N提=9/0.535=16.82≈17</p><p>　　第四章 精餾塔的工藝條件

31、及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p><b>　　4.1操作壓力計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3kPa</p><p>　　每層塔板壓降 △P =0.7kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力PF=105.3+0.7×10=112.3kPa</

32、p><p>　　精餾段平均壓力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPa</p><p>　　4.2 操作溫度的計算</p><p>　　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東尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：</p><p>　　塔頂溫度tD=82.25℃</p>

33、<p>　　進(jìn)料板溫度tF=99℃</p><p>　　精餾段平均溫度tm=(82.25+99)/2=90.625℃</p><p>　　4.3 平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.966,查平衡曲線（見圖1-1），得</p><p&g

34、t;<b>　　x1=0.9</b></p><p>　　MVDm=0.966×78.11+(1-0.966)×92.13=78.59kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量計算</

35、p><p>　　由圖解理論板（見圖1-1），得</p><p><b>　　yF=0.601 </b></p><p>　　查平衡曲線（見圖1-1），得</p><p><b>　　xF=0.376</b></p><p>　　MVFm=0.601×78.11+(1-0

36、.601)×92.13=83.70kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.376×78.11+(1-0.376)×92.13=86.85kg/kmol</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　MVm=（78.59+83.70）/2=81.145kg/kmol</p><p>　

37、　MLm=（79.512+86.85）/2=83.181kg/kmol</p><p><b>　　4.4平均密度計算</b></p><p><b>　　氣相平均密度計算</b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p><b>　　液相平均密度計算</b&g

38、t;</p><p>　　液相平均密度依下式計算</p><p><b>　?。?-1）</b></p><p>　　塔頂液相平均密度的計算</p><p>　　由tD=82.25℃,查“化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷1”P305得</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算</p>

39、<p>　　由tF=99℃,查手冊得793.64</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率</p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　4.5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><b>　?。?-2）</b>&l

40、t;/p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tD=82.25℃,查手冊得</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tF=99℃,查手冊得</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　4.6液體平均粘度計算</p&

41、gt;<p>　　液相平均粘度依下式計算，即</p><p><b>　　（1-3）</b></p><p>　　塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　由tD=82.25℃,查“化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷1”P303得</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p

42、>　　由tF=99℃,查“化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷1”P303得</p><p>　　精餾段液相平均粘度為</p><p>　　第五章 提餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p><b>　　5.1操作壓力計算</b></p><p>　　塔底操作壓力 PD=105.3+0.7×27

43、=124.2kPa</p><p>　　每層塔板壓降 △P =0.7kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力PF=105.3+0.7×10=112.3kPa</p><p>　　提餾段平均壓力Pm=(124.2+112.3)/2=118.25kPa</p><p>　　5.2 操作溫度計算</p><p

44、>　　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東尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：</p><p>　　塔底溫度 tD=116.8℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度 tF=99℃</p><p>　　精餾段平均溫度 tm=(116.8+99)/2=107.9℃</p><p>

45、;　　5.3 平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xw =0.012,查平衡曲線（見圖1-1），得</p><p><b>　　y1=0.035</b></p><p>　　MVDm=0.035×78.11+(1-0.035)×92.13=91.63k

46、g/kmol</p><p>　　MLDm=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由圖解理論板（見圖1-1），得</p><p><b>　　yF=0.601 </b></p>&l

47、t;p>　　查平衡曲線（見圖1-1），得</p><p><b>　　xF=0.376</b></p><p>　　MVFm=0.601×78.11+(1-0.601)×92.13=83.70kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.376×78.11+(1-0.376)×92.13=86.

48、85kg/kmol</p><p><b>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　MVm=（91.63+83.70）/2=87.665kg/kmol</p><p>　　MLm=（91.96+86.85）/2=89.405kg/kmol</p><p>　　5.4 平均密度的計算</p>&l

49、t;p><b>　　氣相平均密度計算</b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p><b>　　液相平均密度計算</b></p><p>　　液相平均密度依下式計算，即</p><p><b>　　（5-1）</b></p><

50、;p>　　塔底液相平均密度的計算</p><p>　　由tw=116.8℃,查“化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷1”P305得</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算</p><p>　　由tF=99℃,查手冊得793.64</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率</p><p>　　提餾段液相平均密度為&

51、lt;/p><p>　　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><b>　　（5-2）</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tw=116.8℃,查手冊得</p><p>　　進(jìn)料

52、板液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tF=99℃,查手冊得</p><p>　　提餾段液相平均表面張力為</p><p>　　5.6 液體平均粘度計算</p><p>　　液相平均粘度依下式計算，即</p><p><b>　　（5-3）</b></p><p&g

53、t;　　塔底液相平均粘度的計算</p><p>　　由tw=116.8℃,查“化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷1”P303得</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p>　　由tF=99℃,查“化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷1”P303得</p><p>　　提餾段液相平均粘度為</p><p>　　第

54、六章 精餾段的塔徑及塔板的計算</p><p><b>　　6.1 塔徑的計算</b></p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　由 （6-1） </p><p>　　式中計算，其中的C20由“史密斯關(guān)聯(lián)圖”查取，圖的橫坐標(biāo)為</p>

55、<p>　　取板間距HT=0.40m,板上液層高度hL=0.06m,則</p><p>　　HT-hL=0.40-0.06=0.34m</p><p>　　查“史密斯關(guān)聯(lián)圖”得C20=0.073</p><p>　　取安全系數(shù)為0. 7，則空塔氣速為</p><p>　　u=0. 7umax=0. 7×1.

56、210=0.847m/s</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.2m</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為</b></p><p>　　第七章 塔徑的計算</p><p>　　7.1 提餾段塔徑的計算<

57、/p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　由 （7-1）</p><p>　　式中計算，其中的C20由“史密斯關(guān)聯(lián)圖”查取，圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　取板間距HT=0.40m,板上液層高度hL=0.08m,則</p><p>　　HT-hL=

58、0.40-0.08=0.32m</p><p>　　查“史密斯關(guān)聯(lián)圖”得C20=0.06</p><p>　　取安全系數(shù)為0. 7，則空塔氣速為</p><p>　　u=0. 7umax=0. 7×0.904=0.633m/s</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m</p><p><

59、b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為</b></p><p>　　7.2 精餾塔有效高度的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p>　　Z精=(N精-1)HT=(10-1)×0.40=3.6m</

60、p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　Z提=(N提-1)HT=(17-1)×0.40=6.4m</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m </p><p>　　故精餾塔的有效高度為</p><p>　　Z=Z精+Z提+0.6=10.8m<

61、;/p><p>　　第八章 塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　8.1 溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D=1.2m，可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><b>　　堰長lW</b></p><p>　　取lW=0.66D=0.66×

62、1.2=0.792m</p><p><b>　　溢流堰高度hW</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　由hW=hL-hOW (6-1）</p><p>　　選用平直堰，

63、堰上液層高度</p><p><b>　?。?-1）</b></p><p><b>　　近似取E=1,則</b></p><p>　　取板上清液層高度hL=60mm</p><p>　　故hW=0.06-0.0117=0.0483m</p><p><b>　

64、　提餾段：</b></p><p>　　由hW=hL-hOW （6-3）</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度</p><p><b>　?。?-2） </b></p><p><b>　　近似

65、取E=1,則</b></p><p>　　取板上清液層高度hL=80mm</p><p>　　故hW=0.08-0.0182=0.0618m</p><p>　　8.2 弓形降液管寬度Wd和截面積Af</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　查“弓形降液管的參

66、數(shù)圖”，得</p><p>　　故Af=0.0722AT=0.0722×1.1304=0.0816m2</p><p>　　Wd=0.124D=0.124×1.2=0.1488m</p><p>　　依式驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p><b>　　精餾段：</b></p>

67、<p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　　8.3 降液管底隙高度h0</p><p><b>　　（8-3）</b></p><p>　　取u’0=0.09m/s</p>&

68、lt;p><b>　　則精餾段：</b></p><p>　　hw-h0=0.00483-0.0256=0.0227m>0.006m</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　hw-h0=0.0619-0.05=0.0227m>0.006m</p><p>

69、　　故降液管底隙高度設(shè)計合理。</p><p>　　選用凹形受液盤，深度h’w=50mm。</p><p><b>　　8.4 塔板布置</b></p><p><b>　　塔板的分塊</b></p><p>　　因D≥800mm，故塔板采用分塊式。查“塔板分塊數(shù)表”得，塔板分為3塊。</p&

70、gt;<p><b>　　邊緣區(qū)寬度的確定</b></p><p>　　取Ws=W’s=0.075m，Wc=0.055m。</p><p><b>　　開孔區(qū)面積計算</b></p><p>　　開孔區(qū)面積 （8-4）</p><p><b>　

71、　其中</b></p><p><b>　　故</b></p><p>　　8.5 篩孔計算及其排列</p><p>　　本題所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p>　　t=3d0=3×5=15mm</p>&

72、lt;p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b></p><p><b>　　開孔率為</b></p><p><b>　　氣體通過閥孔的氣速</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b

73、></p><p>　　第九章 塔板的流體力學(xué)驗算及負(fù)荷性能圖</p><p>　　9.1 塔板的流體力學(xué)驗算</p><p>　　9.1.1 精餾段：</p><p><b>　　干板阻力hc計算</b></p><p>　　干板阻力hc由式

74、（9-1） </p><p>　　故由，查“干篩孔的流量系數(shù)圖”得，c0=0.81</p><p>　　氣體通過液層的阻力hl計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力h1由式計算</p><p>　　查“充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖”，得0.64</p><p><b>　　故</b></p>

75、<p>　　液體表面張力的阻力計算</p><p>　　表面張力所產(chǎn)生的阻力由式 （9-2）</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　　液面落差</b></p>

76、<p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶量由式 （9-3）</p><p><b>　　故</b></p><p>　　故在本設(shè)計

77、中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。</p><p><b>　　漏液</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速u0,min可如下計算</p><p><b>　?。?-4）</b></p><p>　　實際孔速u0=8.52m/s>u0,min</p><p>&l

78、t;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>　　液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)有</p><p>　　苯-甲苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　而<

79、;/b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式計算，即</p><p>　　Hd=0.0889+0.06+0.00124=0.150液柱</p><p>　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p>　　9.1.2 提餾段：</p><p><b>　　干板阻力hc計算</b&

80、gt;</p><p>　　干板阻力hc由式 （9-5）</p><p>　　由，查“干篩孔的流量系數(shù)圖”得，c0=0.81</p><p><b>　　故</b></p><p>　　氣體通過液層的阻力hl計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力h

81、1由式 （9-6）</p><p>　　查“充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖”，得0.62</p><p><b>　　故</b></p><p>　　液體表面張力的阻力計算</p><p>　　表面張力所產(chǎn)生的阻力由式計算</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱

82、高度hp可按下式計算</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　　液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　液沫夾帶</b></p><p>

83、　　液沫夾帶量由式計算 （9-7）</p><p><b>　　故</b></p><p>　　故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。</p><p><b>　　漏液</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速u0,min可如下計算</p>

84、<p>　　實際孔速u0=10.99m/s>u0,min</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>　　液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)有</p><

85、p>　　苯-甲苯物系屬一般物系，取，則</p><p>　　而 （9-8）</p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式計算，即</p><p>　　Hd=0.09034+0.08+0.0012=0.172液柱</p><p>　　故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。&l

86、t;/p><p>　　9.2塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　9.2.1 精餾段</p><p><b>　　漏液線</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得</b></p><p>&l

87、t;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)果列于下表：</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。</p><p><b>　　液沫夾帶線</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:<

88、;/p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　故</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)果列于下表：</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫

89、夾帶線2</p><p><b>　　液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，則=0.006</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。</p&g

90、t;<p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下限，則</p><p><b>　　故</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線線4</p><p><b>　　液泛線</b>&l

91、t;/p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　聯(lián)立得</b></p><p>　　忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式帶入上式，并整理得</p><p><b>　　式中<

92、;/b></p><p><b>　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得</b></p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　或</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)果列于下表：</p><p

93、>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下：</p><p>　　在負(fù)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。并可查得：</p><p>　　Vs,max=1.175m3/sVs,min=0.35m3/s</p>

94、<p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　9.2.2 提餾段：</p><p><b>　　漏液線</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得</b></p><p

95、><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)果列于下表：</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。</p><p><b>　　液沫夾帶線</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系

96、如下:</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　故</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)果列于下表：</p><p>　　由上表

97、數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2</p><p><b>　　液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，則=0.006</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3&

98、lt;/p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下限，則</p><p><b>　　故</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線線4</p><p><b>　　液泛線</

99、b></p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　聯(lián)立得</b></p><p>　　忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式帶入上式，并整理得：</p><p><b>

100、;　　式中</b></p><p><b>　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得</b></p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　或</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)果列于下表：</p>

101、;<p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下：</p><p>　　在負(fù)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。并可查得</p><p>　　Vs,max=0.975m3/sVs,min=0.25m3/s</

102、p><p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　第十章 所設(shè)計篩板塔的主要結(jié)果匯總于下表</p><p>　　表8-1主要結(jié)果匯總于下表</p><p>　　第十一章 精餾塔接管尺寸計算和冷凝器的選取及檢驗</p><p>　　11.1 塔主要連接管直徑的確定</p&

103、gt;<p><b>　?。?）進(jìn)料管徑</b></p><p>　　采用直管進(jìn)料管。管徑計算如下：</p><p><b>　?。?1-1）</b></p><p>　　取uF=1.5m/s,,</p><p>　　查標(biāo)準(zhǔn)系列，選取φ42mm×2.5mm</p>

104、<p><b>　　檢驗：</b></p><p>　　符合u取值范圍，所以管徑選擇合理。</p><p><b>　　（2）回流管徑</b></p><p>　　采用直管回流管，管徑計算如下：</p><p>　　取uD=1.5m/s,,</p><p>　　

105、查標(biāo)準(zhǔn)系列，選取φ45mm×2.5mm</p><p><b>　　檢驗：</b></p><p>　　符合u取值范圍，所以管徑選擇合理。</p><p><b>　?。?）塔釜出料管徑</b></p><p>　　采用直管出料管。管徑計算如下：</p><p>　

106、　取uW=1.5m/s,,</p><p>　　查標(biāo)準(zhǔn)系列，選取φ63.5mm×3mm</p><p><b>　　檢驗：</b></p><p>　　符合u取值范圍，所以管徑選擇合理。</p><p><b>　　（4）塔頂出氣管徑</b></p><p>　　采

107、用直管出氣管。管徑計算如下：</p><p><b>　?。?1-2）</b></p><p>　　取uD=15m/s,,</p><p>　　查標(biāo)準(zhǔn)系列，選取φ219mm×6mm.</p><p><b>　　檢驗：</b></p><p>　　符合u取值范圍，所

108、以管徑選擇合理。</p><p><b>　?。?）塔底進(jìn)氣管徑</b></p><p>　　采用直管出氣管。管徑計算如下：</p><p>　　取 uD=15m/s</p><p><b>　　,</b></p><p>　　查標(biāo)準(zhǔn)系列，選取φ219mm×6mm.

109、</p><p><b>　　檢驗：</b></p><p>　　符合u取值范圍，所以管徑選擇合適。</p><p>　　11.2冷凝器的選取及檢驗</p><p>　　出料液溫度：81.7℃ （飽和氣）81.7℃ （飽和液）</p><p>　　冷卻水溫度：35℃ 45℃ </p>

110、<p>　　℃ ℃ ℃</p><p><b>　　kj/kg</b></p><p>　　2619008.032kJ/h</p><p><b>　　假設(shè)K=500℃）</b></p><p>　　選擇面積S=35.7m2</p><p>&l

111、t;b>　　℃)</b></p><p>　　故選擇K=500基本符合條件</p><p>　　根據(jù)S=35.7 查手冊可知選擇的尺寸如下：</p><p>　　公稱直徑：500mm</p><p><b>　　公稱面積：44.8</b></p><p><b>　　管

112、長：3000mm</b></p><p><b>　　管子總數(shù)：206</b></p><p><b>　　管程數(shù)：2</b></p><p>　　管程流通面：0.0182</p><p><b>　　中心排管數(shù)：11</b></p><p>

113、;　　第十二章 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論</p><p>　　12.1設(shè)計過程的評述</p><p>　　經(jīng)過這幾天的化工課程設(shè)計，使我知道了身為一名化工人應(yīng)該具備的素質(zhì)、應(yīng)該具備的條件，課程設(shè)計需要的不僅是廣博的知識水平，還需要閱讀大量文獻(xiàn)，也使我知道了更加了解專業(yè)的發(fā)展方向。化工原理不是一門獨立的學(xué)科，它與其他學(xué)科又是密不可分的，所以我們在學(xué)習(xí)中不僅要注重專業(yè)課的學(xué)習(xí)還要掌握

114、其他課程，將其他課程的知識融匯到化工原理知識里，才更能培養(yǎng)我們實戰(zhàn)能力。同時原理課程設(shè)計也培養(yǎng)了我們從實際情況考慮問題的思維方式，不至于紙上談兵，這次的設(shè)計使我對我們的專業(yè)在現(xiàn)實中的應(yīng)用有了很深的認(rèn)識，經(jīng)過老師們的認(rèn)真的講解與指導(dǎo)，我們將我們的專業(yè)知識更好的運(yùn)用到實踐中，通過這次的課程設(shè)計我們也算和化工具體行業(yè)有了一次親密接觸，總之我們真的是受益匪淺。</p><p>　　首先，作為工程設(shè)計人員計算的準(zhǔn)確率是很致

115、命的問題，一個小數(shù)點、一個數(shù)字的錯誤都會導(dǎo)致整個流程癱瘓，比如在我們計算實際塔板數(shù)的求取時，若是提餾段的理論板數(shù)不減去再沸器的板數(shù)那么提餾段的實際板數(shù)就會出現(xiàn)錯誤，這樣在計算總板效率時就會不準(zhǔn)確，接下來的步驟就會像是多米諾骨牌一樣都會出錯，所以準(zhǔn)確率是很重要的。</p><p>　　其次，除了要有較高的準(zhǔn)確率以外還要擁有一個獨立思考的、善于發(fā)現(xiàn)善于解決問題的能力，設(shè)計過程中有很多問題是需要我們靜下心來看書、來思考

116、的。俗話說的好書中自有顏如玉，書中自有黃金屋，老師把我們帶進(jìn)了學(xué)習(xí)的殿堂，接下來是需要我們自己用書本來豐富自己的。</p><p>　　12.2有關(guān)問題的討論</p><p>　　在這次原理課程設(shè)計中，我的課程設(shè)計任務(wù)是分離苯-甲苯板式精餾塔中的篩板塔設(shè)計，要求年處理量30000噸，原料液中苯的含量為40%，分離后的純度達(dá)到98%，塔底流出液中苯的含量不得高于1%，在設(shè)計的開始我們首先對設(shè)

117、計的總體流程進(jìn)行了簡單的分析，而后對苯和甲苯的理化性質(zhì)進(jìn)行查找，接著以小組的形式對精餾塔的操作壓力、進(jìn)料狀況、加熱方式、及回流比進(jìn)行計算和選擇，下面我對我們小組在設(shè)計中出現(xiàn)的問題進(jìn)行簡單分析：</p><p>　　問題１：對于板間距與板上液層高度的選取，在設(shè)計時，一般應(yīng)保持塔板上清液層高度在50－100mm，這樣堰高就可由板上清夜層高度及堰上液層高度而定。堰上液層高度對塔板的操作性能有很大影響。如果堰上液層高度太

118、小會造成液體在堰上分布不均，影響傳質(zhì)效果，所以設(shè)計時堰上液層高度應(yīng)大于6mm，如果小于這個值要使用齒形堰，會增加塔板壓降及液沫夾帶量。而對于精餾段和提餾段都應(yīng)選取合適的量，這樣才能保證液體在降液管中的停留時間大于5S，才能保證良好的傳質(zhì)效果。</p><p>　　問題2：篩孔厚度及篩孔直徑的選取，對于篩孔直徑選取與塔的性能要求、物系性質(zhì)、塔板厚度、加工要求有關(guān)，是影響氣液分散和汽液接觸的重要尺寸，按照經(jīng)驗來說，一

119、般可取3-8的小孔徑篩板，對于易堵塞的物系要采用10-25mm的大孔徑篩板。而對于篩板厚度要根據(jù)孔徑的大小來決定?？讖胶涂装搴穸鹊闹禃绊憵怏w通過閥孔的氣速，從而影響氣體通過液層的阻力的大小，進(jìn)而影響氣體通過每層塔板的壓降，壓降的高低會對塔的設(shè)計有一定的影響，故在選取時要加以注意。</p><p>　　以上就是我們小組在設(shè)計時遇到的一些問題。</p><p><b>　　附 錄

120、</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn)　　</b></p><p>　　[1] 姚玉英.化工原理（下）[M]. 天津:天津科技出版社, 1999</p><p>　　[2] 譚天恩.化工原理（下）[M]. 北京:化學(xué)工業(yè)出版社, 1994</p><p>　　[3] 陳敏恒.化工原理（下）[M]. 北

121、京:化學(xué)工業(yè)出版社,1989</p><p>　　[4] 賈紹義,柴誠敬. 化工原理課程設(shè)計[M]. 天津:天津大學(xué)出版社, 2002</p><p>　　[5] 吳樓濤，李永剛離子膜法氫堿技術(shù)的發(fā)展及建議．化工進(jìn)展[J], 2003,22(8): 876-880</p><p>　　[6] 梁瑩，高桂華．遼河集團(tuán)公司氯堿廠擴(kuò)產(chǎn)改造項目工藝設(shè)計．氯堿工業(yè)[J]，20

122、00,6: 13-16</p><p>　　[7] Kurtz. Electrolytic production of alkali metal hydroxide[P]. United States Patent,</p><p>　　4057474,1977-11-8</p><p>　　[8] 國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計院著. 化工工藝設(shè)計手冊[M]. 北京: