苯-甲苯板式精餾塔的課程設計

1、<p><b>　　目錄</b></p><p>　　板式精餾塔設計任務書3</p><p><b>　　設計題目：3</b></p><p>　　二、設計任務及操作條件3</p><p><b>　　三、設計內容：3</b></p><p

2、><b>　　一．概述5</b></p><p>　　1.1 精餾塔簡介5</p><p>　　1.2 苯-甲苯混合物簡介5</p><p>　　1.3 設計依據(jù)6</p><p>　　1.4 技術來源6</p><p>　　1.5 設計任務和要求6</p>&

3、lt;p>　　二．設計方案選擇6</p><p>　　2.1 塔形的選擇6</p><p>　　2.2 操作條件的選擇6</p><p>　　2．2.1 操作壓力7</p><p>　　2.2.2 進料狀態(tài)7</p><p>　　2.2.3 加熱方式的選擇7</p><p>

4、<b>　　三．計算過程8</b></p><p>　　3.1 相關工藝的計算8</p><p>　　3.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率8</p><p>　　3.1.2 物料衡算9</p><p>　　3.1.3 最小回流比及操作回流比的確定9</p><p>　　3.1.4

5、精餾塔的氣、液相負荷和操作線方程10</p><p>　　3.1.5逐板法求理論塔板數(shù)11</p><p>　　3.1.6 全塔效率的估算12</p><p>　　3.1.7 實際板數(shù)的求取14</p><p>　　3.2 精餾塔的主題尺寸的計算14</p><p>　　3.2.1 精餾塔的物性計算14&l

6、t;/p><p>　　3.2.2 塔徑的計算16</p><p>　　3.2.3 精餾塔高度的計算19</p><p>　　3.3 塔板結構尺寸的計算19</p><p>　　3.3.1 溢流裝置計算19</p><p>　　3.3.2塔板布置21</p><p>　　3.4 篩板的流體力

7、學驗算22</p><p>　　3.4.1 塔板壓降23</p><p>　　3.4.2液面落差24</p><p>　　3.4.3液沫夾帶24</p><p>　　3.4.4漏液24</p><p>　　3.4.5 液泛25</p><p>　　3.5 塔板負荷性能圖25<

8、;/p><p>　　3.5.1漏夜線25</p><p>　　3.5.2 液泛夾帶線26</p><p>　　3.5.3 液相負荷下限線27</p><p>　　3.5.4 液相負荷上限線27</p><p>　　3.5.5 液泛線28</p><p>　　3.6 各接管尺寸的確定31&

9、lt;/p><p>　　3.6.1 進料管31</p><p>　　3.6.2 釜殘液出料管32</p><p>　　3.6.3 回流液管32</p><p>　　3.6.4塔頂上升蒸汽管32</p><p><b>　　四．符號說明33</b></p><p>　　

10、五．總結和設計評述34</p><p>　　板式精餾塔設計任務書</p><p><b>　　設計題目：</b></p><p>　　苯―甲苯 精餾分離板式塔設計</p><p>　　二、設計任務及操作條件</p><p><b>　　1、 設計任務：</b><

11、;/p><p>　　生產能力（進料量） 5萬 噸／年</p><p>　　操作周期 7200 小時／年</p><p>　　進料組成 50％ （質量分率，下同）</p><p>　　塔頂產品組成

12、 99％ </p><p>　　塔底產品組成 2% </p><p><b>　　2、 操作條件</b></p><p>　　操作壓力 常壓 </p><p>　　進料熱狀

13、態(tài) 泡點進料 </p><p>　　冷卻水 20℃ </p><p>　　加熱蒸汽 0.2MPa </p><p>　　3、 設備型式 篩板塔 </p

14、><p>　　4、 廠 址 安徽省合肥市 </p><p><b>　　三、設計內容：</b></p><p><b>　　1、 概述</b></p><p>　　2、 設計方案的選擇及流程說明</p><p>　　3、 塔板數(shù)的

15、計算(板式塔)</p><p>　　( 1 ) 物料衡算;</p><p>　　( 2 ) 平衡數(shù)據(jù)和物料數(shù)據(jù)的計算或查閱;</p><p>　　( 3 ) 回流比的選擇;</p><p>　　( 4 ) 理論板數(shù)和實際板數(shù)的計算; </p><p>　　4、 主要設備工藝尺寸設計</p><p&g

16、t;　　( 1 ) 塔內氣液負荷的計算;</p><p>　　( 2 ) 塔徑的計算;</p><p>　　( 3 ) 塔板結構圖設計和計算；</p><p>　　( 4 )流體力學校核；</p><p>　　( 5 )塔板負荷性能計算；</p><p>　　( 6 )塔接管尺寸計算；</p><p

17、>　　( 7 )總塔高、總壓降及接管尺寸的確定。</p><p>　　5、 輔助設備選型與計算</p><p><b>　　6、 設計結果匯總</b></p><p>　　7、 工藝流程圖及精餾塔裝配圖</p><p><b>　　8、 設計評述</b></p><p>

18、;<b>　　一．概述</b></p><p>　　1.1 精餾塔簡介</p><p>　　精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。</p><p>　　簡單精餾中

19、，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產品。精餾塔內，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。</p><p>　　1.2 苯-甲苯混合物簡介</p><p>　　化工生產中所處理的原料，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

20、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，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，同時也可以用來制造三硝基甲苯，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，染料，泡沫塑料，合成纖維等。</p><p><b>　　1.3 設計依據(jù)

21、</b></p><p>　　本設計依據(jù)《化工原理課程設計》的設計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。</p><p><b>　　1.4 技術來源</b></p><p>　　目前，精餾塔的設計方法以嚴格的計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格的計算對于連續(xù)精餾塔時最常采用的。</p><p>　　

22、1.5 設計任務和要求</p><p>　　原料：苯～甲苯溶液，年產量時5萬噸，</p><p>　　苯含量：50%（質量分數(shù)），原料液的溫度：泡點溫度</p><p>　　設計要求：塔頂產品組成99%（質量分數(shù)），塔底產品組成2%（質量分數(shù)）</p><p><b>　　二．設計方案選擇</b></p>

23、<p>　　2.1 塔形的選擇</p><p>　　根據(jù)生產任務，若按年工作日300天，每天工作24小時，產品的流量是5555.56kg/h，因為苯～甲苯物系的黏度較小，流量較大，所以選用篩板塔，篩板塔結構簡單，造價低，氣體壓降低，生產能力大。</p><p>　　2.2 操作條件的選擇</p><p>　　2．2.1 操作壓力</p>&

24、lt;p>　　由于苯～甲苯物系對溫度的依賴性不強，常壓下是液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓。</p><p>　　其中塔頂?shù)膲毫?01.33kpa。</p><p>　　塔底的壓力為101.33+N×0.7kpa</p><p>　　2.2.2 進料狀態(tài)</p><p>　　蒸餾雖有五種進料狀態(tài)，但是飽和進料是進料

25、溫度不受季節(jié)，氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時的精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造，都比較容易，所以本次設計中采取飽和液體進料，將原料液通過預熱液加熱到泡點后送入到精餾塔。</p><p>　　2.2.3 加熱方式的選擇</p><p>　　塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點的下一部分回流至塔內，塔釜采用間接加熱，保證塔內

26、足夠的熱量供應，塔底的產品冷卻后送至儲罐。</p><p>　　所以，設計方案確定：對于苯～甲苯二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱到泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器送至儲罐。該物系屬于易分離物系，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，塔底產品經冷卻后送至儲備。</p

27、><p><b>　　三．計算過程</b></p><p>　　3.1 相關工藝的計算</p><p>　　3.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質量 = 78.11 kg/kmol</p><p>　　甲苯的摩爾質量 = 92.13 kg/kmol

28、</p><p>　　==0.541 (公式3.1-1)</p><p><b>　　==0.992</b></p><p><b>　　==0.024</b></p><p>　　原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量</p><p>　　=0.54178.11+（1-

29、0.541）92.13=84.55 kg/kmol (公式3.1-2)</p><p>　　=0.99278.11+ (1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol</p><p>　　=0.02478.11+(1-0.024)92.13=91.79 kg/kmol</p><p>　　由此可查得原料夜，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結果見表3-1&l

30、t;/p><p><b>　　表3－1</b></p><p>　　3.1.2 物料衡算</p><p>　　已年工作日為300天，每天工作24小時計，進料為： </p><p>　　原物料處理量： F==82.13 kmol/h (公式3.1-3)</p><p>　　總物料衡算： 82.13

31、=D+W (公式3.1-4)</p><p>　　苯的物料衡算： 82.130.541=D0.992+W0.024</p><p>　　聯(lián)立解得： D=43.86 kmol/h</p><p>　　W=38.27 kmol/h</p><p>　　3.1.3 最小回流比及操作回流比的確定<

32、;/p><p>　　由手冊查得苯——甲苯物系的汽液平衡資料，繪出x—y圖（《化工原理》第三版，王志魁）</p><p>　　苯—甲苯系在總壓101.3kpa下的t-x(y)關系</p><p><b>　　表3-2</b></p><p>　　Xq=0.541 代入圖中方程得 yq=0.760</p><

33、;p><b>　　(公式3.1-5)</b></p><p><b>　　取操縱回流比是：</b></p><p>　　R=2Rmin=2×1.06≈2</p><p>　　3.1.4精餾塔的氣、液相負荷和操作線方程</p><p>　　=RD=243.86=87.72 kmol/h

34、</p><p>　　=(R+1)D=343.86=131.58 kmol/h</p><p>　　=L+F=87.72+82.13=169.85 kmol/h</p><p>　　==131.58 kmol/h</p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p>　　y=x+

35、==0.667x+0.331 (公式3.1-6)</p><p>　　提餾段操作線方程為:</p><p>　　=-=1.291-0.007</p><p>　　3.1.5逐板法求理論塔板數(shù)</p><p><b>　　相對揮發(fā)度的求解：</b></p><p><b>　　時</

36、b></p><p>　　查得： (公式3.1-8)</p><p><b>　　同理得時， </b></p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　相平衡方程 y=</b></p><p>　　由y1=xD=0.

37、992代入上式得 x1=0.980</p><p><b>　　同理算出</b></p><p>　　y2=0.984 x2=0.960</p><p>　　y3=0.971 x3=0.930</p><p>　　y4=0.951 x4=0.886</p><p>　　y5=0.922 x

38、5=0.826</p><p>　　y6=0.882 x6=0.750</p><p>　　y7=0.831 x7=0.664</p><p>　　y8=0.773 x8=0.578</p><p>　　y9=0.716 x9=0.503<xq=0.541</p><p>　　所以第9塊為進料板。<

39、/p><p>　　y11=0.603 x11=0.379</p><p>　　y12=0.484 x12=0.272</p><p>　　y13=0.344 x13=0.174</p><p>　　y14=0.217 x14=0.100</p><p>　　y15=0.114 x15=0.049</p>

40、;<p>　　y16=0.056 x16=0.023<xw=0.024</p><p>　　總理論板數(shù)為NT=16，第9塊為進料板。</p><p>　　3.1.6 全塔效率的估算</p><p>　　常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p><b>　　全塔的平均溫度：</b></p&g

41、t;<p><b>　　在溫度下查得：</b></p><p><b>　　(公式3.1-7)</b></p><p>　　查表可得XF=0.541 進料板溫度tF=90.11ºC</p><p>　　XD=0.992 塔頂溫度tD=80.21ºC</p><p&g

42、t;　　XW=0.024 塔底溫度tw=110.56ºC</p><p><b>　　全塔的平均溫度：</b></p><p><b>　　在溫度下查得：</b></p><p><b>　　(公式3.1-7)</b></p><p><b>　　同理可得：

43、</b></p><p>　　塔液全體的平均黏度：</p><p>　　全塔效率 (公式3.1-9)</p><p>　　3.1.7 實際板數(shù)的求取</p><p>　　全塔效率 =53.0%</p><p>　　精餾段實際板層數(shù) =(9-1)/0.53≈16</p>&l

44、t;p>　　提餾段實際板層數(shù) =(16-9)/0.53≈14</p><p>　　3.2 精餾塔的主題尺寸的計算</p><p>　　3.2.1 精餾塔的物性計算 </p><p>　　3.2.1.1精餾段</p><p><b>　　操作壓力計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力

45、 =101.3 kpa</p><p>　　每層塔板壓降 =0.7 kpa</p><p>　　進料板壓力 =101.3+0.716=112.5 kpa</p><p>　　精流段平均壓力 =（101.3+112.5）/2=106.9 kpa</p><p><b>　　操作溫度計算</b>&l

46、t;/p><p>　　平均溫度 tm = （80.21+90.11）/2=85.16 0C</p><p><b>　　平均摩爾質量計算</b></p><p>　　精餾段平均摩爾質量為：</p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　

47、　kg/kmol</b></p><p><b>　　平均密度計算</b></p><p>　?、?氣相平均密度計算：</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算得，</p><p>　　kg/

48、 (公式3.2-1)</p><p>　　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>　　(公式3.2-2)</b></p><p>　　塔頂液相平均密度的計算：</p><p>　　由，查圖（《化工原理》書）得，</p&

49、gt;<p><b>　　，</b></p><p>　　進料板液相的平均密度的計算：</p><p>　　tF = 90.11 0C</p><p>　　查圖得（《化工原理》 王志魁）</p><p>　　精餾段液相平均密度為：</p><p>　　精餾段的氣液相體積率：<

50、/p><p>　　表3－3 精餾段的氣液相負荷</p><p>　　3.2.1.2 提餾段</p><p><b>　　同理計算提餾段數(shù)據(jù)</b></p><p>　　表3-4 提餾段的汽液相負荷</p><p>　　3.2.2 塔徑的計算</p><p>　　取板間距，板上液

51、層高度，則</p><p><b>　　(公式3.2-3)</b></p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　由史密斯關聯(lián)圖可查得，</p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖得，，C=， (公式3.2-4) 需先求表面張力</p><p>　　

52、液體平均表面張力計算</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即 (公式3.2-5)</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由，查手冊（《化學方程手冊》第一卷）得，</p><p><b>　　，

53、</b></p><p>　　=0.992 21.2+（1-0.992）21.67=21.2 </p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由，查手冊得， ， 塔底液相平均表面張力</p><p>　　由tW110.56℃,查手冊得，，</p><p>　　精餾段液相平均表面

54、張力為：</p><p>　　由 ， (公式3.2-6) 式得</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p><b>　　(公式3.2-7)</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　功能參數(shù)

55、：</b></p><p>　　由史密斯關聯(lián)圖可查得，</p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖得，，C=， (公式3.2-4) 需先求表面張力。</p><p>　　提餾段液相平均表面張力為</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則</p><p>　　根據(jù)塔徑選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取較大的。則

56、塔徑D=1.3m.</p><p><b>　　塔截面積為：</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為：</b></p><p>　　3.2.3 精餾塔高度的計算</p><p>　　精餾段可以由下式計算：</p><p>　　(公式3.2 -8)</p>

57、;<p>　　已知實際塔板數(shù)為n=30塊，HT =0.45m, 由于料液較清潔，無需經常清洗，可每隔6塊設一個人孔，則人孔的數(shù)目:</p><p>　　np=30/6-1= 4 (公式3.2-9)</p><p>　　取人孔的高度Hp=0.8m，塔頂空間HD=1.0m，塔底空間HB=2.0m，進料板的高度 HF=0.6m</p><p&

58、gt;<b>　　則，全塔高度：</b></p><p>　　3.3 塔板結構尺寸的計算</p><p>　　3.3.1 溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D=1.3m，由溢流類型與液體負荷及塔徑的經驗關系，因此可采用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。計算如下：</p><p><b>　　3.3.1.1

59、堰長</b></p><p>　　(公式3.3-1) </p><p>　　3.3.1.2溢流堰高度 </p><p>　　由 (公式3.3-2)</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度可由弗蘭西斯公式計算，即</p><p><b>　　(公式3.3-3)

60、</b></p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　取板上清夜層高度</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　3.3.1.3 弓形降液管寬度和截面積</p><p>　　

61、由 5，查圖，得， ，</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　由式 ～驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p>　　s (公式3.3-4)</p><p><b>　　故降液管設計合理。</b></p><p>　　3.3.1.4降

62、液管底隙高度</p><p>　　(公式3.3-5) </p><p>　　取液體通過降液管底隙的流速，則</p><p>　　故降液管高度設計合理。</p><p><b>　　受液盤</b></p><p>　　選用凹形受液盤，不設進堰口，深度。</p

63、><p><b>　　3.3.2塔板布置</b></p><p>　　3.3.2.1 塔板的分塊</p><p>　　因D1200，故塔板采用分塊式。查表可知 （《化工原理課程設計》，賈紹義P109），塔板分為4塊。</p><p>　　3.3.2.2 邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　由于小塔邊

64、緣區(qū)寬度取30~50mm，所以取安定區(qū)寬度。</p><p>　　由于D=1.3m<1.5m,故取</p><p>　　3.3．2.3 開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積按公式計算，即</p><p><b>　　(公式3.3-6)</b></p><p>　　其中

65、 (公式3.3-7) </p><p>　　3.3.2.4 篩孔計算和排列</p><p>　　苯和甲苯物系是無腐蝕性，可選用㎜的碳鋼板</p><p>　　取篩孔直徑d0 =5㎜</p><p>　　篩孔按三角形排列，取中心距t為：</p><p><b>　　篩孔數(shù)目為n:</b><

66、;/p><p><b>　　個</b></p><p><b>　　開孔率</b></p><p>　　% (公式3.3-8)</p><p>　　每層板上的開孔面積A0 ==10.1% ×0.721=0.073</p><p>　　氣孔通過閥孔的氣速為：<

67、;/p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　3.4 篩板的流體力學驗算</p><p>　　3.4.1 塔板壓降</p><p><b>　　① 干板阻力的計算</b></p><p>　　干板阻力 由公式算 (公式3.4-1)</p>

68、<p>　　由, 查圖 （《化工原理課程設計》，賈紹義p115）得</p><p><b>　　C0 =0.772</b></p><p><b>　　故液柱</b></p><p>　　② 氣體通過液層的阻力的計算</p><p><b>　　(公式3.4-2)</b&g

69、t;</p><p><b>　　查圖得，</b></p><p><b>　　故液柱</b></p><p>　?、?液體表面張力的阻力由公式計算得：</p><p><b>　　=液柱</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度</

70、p><p><b>　　m液柱</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為：</p><p><b>　　3.4.2液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小。且本塔徑和液流量均不打，可忽略液面落差影響。</p><p><b>　　3.4

71、.3液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶量 (公式3.4-3)</p><p><b>　　故：</b></p><p>　　液沫夾帶量eV 在允許的范圍內。</p><p><b>　　3.4.4漏液</b></p><p>　　對于篩板塔，當

72、孔速低于漏液點速時，大量液體從篩板孔漏液，嚴重影響塔板效率。因此，漏液點氣速為下限氣速。篩孔的漏液點氣速按下式計算：</p><p><b>　　(公式3.4-4)</b></p><p><b>　　實際孔速 </b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p

73、><b>　　(公式3.4-5)</b></p><p>　　故在本設計中無明顯的漏液。</p><p><b>　　3.4.5 液泛</b></p><p>　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高Hd：應服從</p><p>　　的關系式。 (公式3.4-6) </p>

74、<p>　　苯和甲苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設進口堰，可有公式</p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　所以</b></p><p>&l

75、t;b>　　液柱</b></p><p><b>　　由以上數(shù)據(jù)可知：</b></p><p>　　故本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p>　　3.5 塔板負荷性能圖 </p><p><b>　　3.5.1漏夜線</b></p><p>　　由 ，

76、 (公式3.5-1)</p><p><b>　　得</b></p><p>　　在操縱范圍內，任取幾個Ls 的值，依上式計算出VS 的值，計算結果列在下表</p><p>　　由此數(shù)據(jù)可做出漏液線1.</p><p>　　3.5.2 液泛夾帶線</p><p>　　以 為限，求 的關系如

77、下：</p><p>　　(公式3.5-2) </p><p><b>　　HT=0.45m </b></p><p><b>　　整理得，</b></p><p>　　在合理的范圍內取值得：</p><p>　　據(jù)此可作出液沫夾帶線2。</p><p

78、>　　3.5.3 液相負荷下限線</p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，</p><p><b>　　由公式 </b></p><p>　　取 E≈1，則</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直的液相負荷下限線3。</p><

79、;p>　　3.5.4 液相負荷上限線</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下限，由公式</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　得出</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。</p><p>

80、<b>　　3.5.5 液泛線</b></p><p><b>　　液泛線關系式為：</b></p><p><b>　　式中：</b></p><p><b>　　化簡整理得：</b></p><p>　　(公式3.5-3) </p>

81、<p>　　在合理范圍內取值得：</p><p><b>　　由此可得液泛線5</b></p><p><b>　　操縱性能負荷</b></p><p>　　在負荷性能圖上，作出操作點A（0.0024，1.003），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該浮閥塔的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖可知：<

82、;/p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　故操作彈性為：</b></p><p>　　有關給篩板塔的工藝設計計算結果匯總于表3-5</p><p>　　表3-5 篩板塔工藝設計計算結果</p><p>　　3.6 各接管尺寸的確定</p>

83、<p><b>　　3.6.1 進料管</b></p><p><b>　　進料體積流量</b></p><p><b>　　(公式3.6-1)</b></p><p>　　取適宜的輸送速度，故</p><p><b>　　(公式3.6-2)</b&g

84、t;</p><p>　　經圓整，選取熱軋無縫鋼管（G B163-87）,規(guī)格：</p><p>　　實際管內流速： (公式3.6-3)</p><p>　　3.6.2 釜殘液出料管</p><p><b>　　釜殘液的體積流量：</b></p><p><b>　　(公式3.6

85、-4)</b></p><p>　　取適宜的輸送速度，故</p><p>　　經圓整，選取熱軋無縫鋼管（G B163-87）,規(guī)格：</p><p>　　實際管內流速： (公式3.6-5)</p><p>　　3.6.3 回流液管</p><p><b>　　回流液體積流量：</b

86、></p><p><b>　　(公式3.6-6)</b></p><p>　　取適宜的輸送速度，故</p><p>　　經圓整，選取熱軋無縫鋼管（G B163-87）,規(guī)格：</p><p>　　實際管內流速： (公式3.6-7)</p><p>　　3.6.4塔頂上升蒸汽管</

87、p><p>　　塔頂上升蒸汽的體積流量：</p><p>　　取適宜的輸送速度，故</p><p>　　經圓整，選取熱軋無縫鋼管（G B163-87）,規(guī)格：</p><p><b>　　實際管內流速：</b></p><p><b>　　四．符號說明</b></p>

88、<p><b>　　主要符號說明</b></p><p><b>　　五．總結和設計評述</b></p><p>　　精餾是分離液體混合物（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。</p><p>　　精餾過程在能量劑的驅動下（有時加質量劑），使氣、液兩相多次直

89、接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(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。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。 本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯-甲苯的分離。精餾塔是大型的設備組裝件，分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔又有篩板塔、泡罩塔、浮閥塔等。鑒于設計任務的處理量不大，苯—甲苯體系比較易于分離，待處理料液清潔的特點，設計決定選用篩板塔。 篩板塔是

90、生產中最常用的板式塔之一。板式塔具有結構簡單，制造和維修方便，生產能力大，塔板壓降小，板效率較高等優(yōu)點。</p><p>　　由于本設計為假定性的設計，因此有關設計的其它項目，如：進行設計的依據(jù)、廠區(qū)或廠址、主要經濟技術指標、原料的供應、技術規(guī)格以及燃料種類、水電汽的主要來源、與其它工業(yè)企業(yè)的關系、建廠期限、設計單位、設計進度及設計階段的規(guī)定等均從略。 本課程設計的主要內容是過程的物料衡算，工藝計算。限于

91、作者的水平，設計中難免會有不足和謬誤之處，懇請老師批評指正。</p><p><b>　　參考文獻：</b></p><p>　?。?） 化學工業(yè)出版社 《化工原理》第三版，王志魁。P359—386，257——315</p><p>　　（2 天津大學出版社 《化工原理課程設計》 賈紹義，。P104-134</p><p

92、>　　(3) 華南理工大學出版社 《化工設計》 王宏臨，陳礪，</p><p>　　（4）大連理工大學出版社 《化工原理課程設計》，王國勝P72—85</p><p>　　(5) 華南理工大學出版社 《傳熱傳質過程設備設計》，鄒華生　P170—222 </p><p>　　(6) 化學工業(yè)出版社，工業(yè)化學過程與計算，顧國亮、廖傳華、袁連山等</