化工原理課程設(shè)計--苯-甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計

1、<p>　　化 工 原 理 課 程 設(shè) 計</p><p>　　題目 苯-甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 </p><p>　　教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 </p><p>　　專業(yè)班級 材化1102 </p><p>　　學(xué)

2、生姓名 </p><p>　　學(xué)生姓名 </p><p>　　指導(dǎo)教師 </p><p>　　2013年6月 12日 </p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　?。ㄒ唬?設(shè)計題目 </b>

3、;</p><p>　　苯—甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計</p><p><b>　?。ǘ┰O(shè)計條件</b></p><p><b>　　塔頂壓力為常壓</b></p><p>　　處理量：145kmol/h</p><p>　　進(jìn)料組成：0.45 （摩爾百分率，下同

4、）</p><p><b>　　塔頂組成：0.98</b></p><p><b>　　塔底組成：0.03</b></p><p><b>　　進(jìn)料狀態(tài)：0.99</b></p><p>　　塔頂設(shè)全凝器，泡點(diǎn)回流 </p><p>　　塔釜飽和蒸汽

5、直接加熱</p><p><b>　　回流比 </b></p><p>　　單板壓降 ≤0.7kPa</p><p><b>　?。ㄈ┰O(shè)計內(nèi)容</b></p><p>　　(1)確定工藝流程。</p><p>　　(2)精餾塔的物料衡算。</p><

6、;p>　　(3)塔板數(shù)的確定。</p><p>　　(4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算。</p><p>　　(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。</p><p>　　(6)塔板板面布置設(shè)計。</p><p>　　(7)塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算與負(fù)荷性能圖。</p><p>　　(8)精餾塔接管尺寸計算。</

7、p><p>　　(9)塔頂全凝器工藝設(shè)計計算和選型。</p><p>　　(10)進(jìn)料泵的工藝設(shè)計計算和選型。</p><p>　　(11)帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。</p><p>　?。?2）設(shè)計說明書。</p><p><b>　　目 錄</b></p>

8、;<p><b>　　摘 要</b></p><p><b>　　緒 論</b></p><p>　　第一章 設(shè)計思路</p><p>　　1.1設(shè)計流程············&

9、#183;····································

10、;·············1</p><p>　　1.2設(shè)計思路··················&#

11、183;····································

12、·······1</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝設(shè)計</p><p>　　2.1 精餾塔物料衡算·················

13、83;····································&

14、#183;2</p><p>　　2.2 塔板數(shù)的確定······························

15、···························7</p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算</p><

16、;p>　　3.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算································

17、3;···········9</p><p>　　3.2精餾塔塔體工藝尺寸計算···················

18、·····························11</p><p>　　3.3塔板分布··&#

19、183;····································

20、·······················13</p><p>　　3.4流體力學(xué)核算········

21、····································

22、3;·············14</p><p>　　3.5塔板負(fù)荷性能圖·················

23、83;····································&

24、#183;·17</p><p>　　第四章 輔助設(shè)備及型號</p><p>　　4.1熱量衡算·······················

25、83;····································&

26、#183;·20</p><p>　　4.2塔附件的計算·····························&

27、#183;····························24</p><p>　　主要符號說明··

28、3;····································&#

29、183;············26</p><p>　　參考文獻(xiàn)···················&

30、#183;····································

31、;29</p><p>　　附錄（一）基本物性常數(shù)</p><p><b>　　附錄（二）程序</b></p><p>　　附錄（三）塔條件圖 </p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的

32、原理來實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用浮閥精餾塔，進(jìn)行甲醇－水二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計算、核算、繪圖，從而達(dá)到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><p>　　通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實(shí)際塔板數(shù)為28塊，第14塊板進(jìn)料，最

33、小塔徑為1.0 m，塔的實(shí)際高度為17.5m。根據(jù)所選參數(shù)在進(jìn)行校核可知：精餾段操作彈性為2.25，提餾段操作彈性為2.98。這些值都符合實(shí)際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。</p><p><b>　　緒 論</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(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下

34、（有時加質(zhì)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揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過程。為實(shí)現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計的精餾裝置。</p><p>　　浮閥塔是二十世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新

35、塔型，其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，從而收到很好的傳質(zhì)效果。</p><p>　　浮閥有三條帶鉤的腿，將浮閥放進(jìn)篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時氣速過大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿

36、沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當(dāng)篩孔氣速降低，浮閥降至塔板時，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時，浮閥不會被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%～40%，操作彈性可達(dá)7～9，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%～80%，為篩板塔的120%～130%。</p><p>　　浮閥一般都用不銹鋼制成，國內(nèi)常用的浮閥有三種，即V-4型、T型與F1型。V-4型

37、的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴嘴形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB1118—68）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大，一般采用重閥，只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時才使用輕閥

38、。</p><p><b>　　塔頂出料D組成xD</b></p><p><b>　　回流L</b></p><p><b>　　進(jìn)料F組成xF</b></p><p>　　第一章 設(shè)計方案的確定</p><p><b>　　1.1設(shè)計思路

39、</b></p><p>　　1.1.1精餾方式的選定</p><p>　　本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。</p><p>　　1.1.2操作壓力的選取</p><p>　　本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并

40、能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。</p><p>　　1.1.3加料狀態(tài)的選擇</p><p>　　為氣液混合物泡點(diǎn)進(jìn)料</p><p><b>　　1.1.4加熱方式</b></p><p>　　本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。因?yàn)橹苯诱羝募尤?，對釜?nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分

41、收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也減少了間接加熱設(shè)備費(fèi)用。</p><p>　　1.1.5回流比的選擇</p><p>　　選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。一般經(jīng)驗(yàn)值為R=(1.1-2.0)Rmin.</p><p>　　1.1.6塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇&

42、lt;/p><p>　　塔頂選用全凝器，因?yàn)楹罄^工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因?yàn)榉帜鞯牡谝粋€分凝器相當(dāng)于一塊理論板。</p><p>　　塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。</p><p>　　1.1.7浮閥塔的選擇</p><p>　　在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟?/p>

43、作浮閥塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏夜。</p><p>　　浮閥塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進(jìn)口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實(shí)際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜

44、狀態(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負(fù)荷范圍較袍罩塔為窄，單設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到2-3。</p><p>　　表1-1 設(shè)計參數(shù)統(tǒng)計</p><p><b>　　第二章 工藝計算</b></p><p>　　2.1 精餾塔物料衡算</p><p><b>　　由設(shè)計要求數(shù)據(jù)：</b>

45、</p><p>　　加料量 F＝145 kmol/h</p><p>　　進(jìn)料組成 ＝0.45</p><p>　　餾出液組成＝0.98</p><p>　　釜液組成 ＝0.03</p><p>　　2.1.1原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　因?yàn)?苯的摩

46、爾質(zhì)量 </p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 </p><p>　　所以 85.8265kg/kmol</p><p>　　總物料衡算： F=D+W 即145= D+W</p><p>　　苯物料衡算： 即</p><p>　　聯(lián)立解得： W=80.

47、89kmol/h D=64.11kmol/h</p><p><b>　　2.1.2溫度計算</b></p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)有插值法可求的tF，tD，tW。</p><p>　?、?tF: 經(jīng)查得 tF =92.69℃ </p><p>　?、趖D： tD =80.6℃</p>

48、<p>　?、踭W： tW =109.066℃</p><p>　　④ 精餾段平均溫度 ：t1=（tF+ tD）/2 =86.645℃</p><p>　?、?提留段平均溫度 ：t2=（tF+ tW）/2 =100.878℃</p><p>　　表1 苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)[1]</p><p><b>　

49、　2.1.3密度計算</b></p><p>　　進(jìn)料溫度 tF =92.69℃ </p><p>　　氣相組成yF ： yF=0.6925</p><p>　　塔頂溫度tD =80.5℃</p><p>　　氣相組成yD： y D=0.9888</p><p>　　塔底溫度tW =109.83

50、℃</p><p>　　氣相組成yW: yW=0.072268</p><p><b>　?、啪s段</b></p><p>　　液相組成 ： =0.715</p><p>　　氣相組成 : =0.8405</p><p>　　所以 kg/kmol</p><p&

51、gt;<b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>　　液相組成： =0.24 </p><p>　　氣相組成： =0.3824</p><p>　　所以 kg/koml</p><p><b&g

52、t;　　kg/koml</b></p><p>　　不同溫度下苯和甲苯物性表：</p><p><b>　　苯：</b></p><p><b>　　甲苯：</b></p><p>　　求得在tF，tD，tW。下的苯和甲苯的密度（單位：kg/m3）</p><p>

53、;　　進(jìn)料溫度 tF =92.69℃ =0.8008</p><p><b>　　=0.7975</b></p><p>　　塔頂溫度tD =80.6℃ =0.8143</p><p><b>　　=0.8094</b></p><p>　　塔底溫度t

54、W =109.066℃ =0.7819</p><p><b>　　=0.7812</b></p><p>　　原數(shù)量的求?。?</p><p>　　液相密度求?。?=796.32</p><p><b>　　=814.28</b></p>

55、<p><b>　　=780.51</b></p><p><b>　　精餾段密度：</b></p><p><b>　　提留段密度：</b></p><p>　　氣相密度求取：kg/kmol</p><p><b>　　kg/kmol</b>

56、</p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><

57、;b>　　kg/kmol</b></p><p>　　2.1.4相對揮發(fā)度的求?。?lt;/p><p>　　由＝0.45 yF=0.6925 </p><p>　?。?.98 y D=0.9888 </p><p>　　＝0.03 yW=0.072268 </p><p>&l

58、t;b>　　精餾段相對揮發(fā)度：</b></p><p><b>　　提留段相對揮發(fā)度：</b></p><p>　　全塔相對揮發(fā)度： </p><p>　　2.1.5黏度的求取</p><p>　　精餾段t1=（tF+ tD）/2 =86.645℃利用插值法:</p><p>

59、　　=0.289mpa.s</p><p>　　=0.294mpa.s</p><p>　　提留段t2=（tF+ tW）/2 =100.878℃利用插值法:</p><p>　　=0.253 mpa.s</p><p>　　=0.262 mpa.s</p><p>　　精餾段黏度： mpa.s</p>&

60、lt;p>　　提留段黏度： mpa.s</p><p>　　2.2 塔板數(shù)的確定</p><p>　　2.2.1 理論塔層數(shù)NT的求取</p><p>　　本設(shè)計為泡點(diǎn)進(jìn)料q=0.99 </p><p><b>　　根據(jù) ； </b></p><p><b>　　可得

61、 ；</b></p><p>　　最小回流比： </p><p><b>　　回流比選?。?lt;/b></p><p>　　本設(shè)計回流比選?。?1.92 且 </p><p>　　精餾段操作線方程： </p><p>　　提留段操作線方程： </p>

62、<p><b>　　相平衡方程： </b></p><p><b>　　由逐板法可以求:</b></p><p>　　其中第8塊板是進(jìn)料板，總的理論板數(shù)是16塊板。</p><p>　　2.1．2實(shí)際板數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實(shí)際板： =0.287 mpa.s&l

63、t;/p><p>　　=0.49×（2.275×0.290）-0.245=0.5425</p><p>　　=7/0.5425≈13塊</p><p>　　提餾段實(shí)際板： =0.260 mpa.s </p><p>　　=0.49×（2.495×0.258）-0.245=0.5376 </p&g

64、t;<p>　　=8/0.5458≈15塊</p><p>　　全塔所需實(shí)際塔板數(shù): =15+13=28塊</p><p><b>　　全塔效率：</b></p><p><b>　　加料板在第14塊。</b></p><p>　　第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算</p>

65、;<p>　　3.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算</p><p>　　3.1.1表面張力計算（單位10-3N.m-1）</p><p>　　液相平均表面張力依下試計算，即</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tD =80.6℃ 查表得=21.23mN/m; =21.62 mN/m</p&

66、gt;<p>　　塔頂表面張力： mN/m</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　由=92.69℃ 查表得=19.73 mN/m；=20.42 mN/m </p><p>　　進(jìn)料板表面張力：mN/m</p><p>　　塔底液相平均表面張力

67、的計算</p><p>　　由℃ 查表得=17.74 mN/m；=18.48 mN/m</p><p>　　塔底表面張力： mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力： mN/m</p><p>　　提留段液相平均表面張力： mN/m</p><p>　　3.1.2氣液相體積流量計算</p>

68、<p><b>　　本設(shè)計取=1.92</b></p><p>　　精餾段 kmol/h</p><p><b>　　kmol/h</b></p><p>　　已知 kg/kmol; kg/kmol</p><p>　　; </p>

69、<p>　　精餾段質(zhì)量流量：kg/h=2.807kg/s</p><p>　　kg/h=4.178kg/s</p><p>　　精餾段體積流量：m3/s</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　本設(shè)計是飽和液進(jìn)料q=0.99</p><p>　　提餾段

70、 kmol/h=0.07407kmol/s</p><p>　　kmol/h=0.05160kmol/s</p><p>　　已知 kg/kmol ; kg/kmol</p><p><b>　　; </b></p><p>　　提留段質(zhì)量流量： kg/s</p><

71、p><b>　　kg/s</b></p><p>　　提留段體積流量： m3/s</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　3.2精餾塔塔體工藝尺寸計算</p><p><b>　　3.2.1塔徑計算</b></p><p>

72、;<b>　　精餾段</b></p><p>　　由u=（安全系數(shù)），安全系數(shù)=0.6~0.8 =</p><p>　　求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：</p><p>　　設(shè)板間距=0.45m ，板上清夜高度=0.07m</p><p>　　所以液體沉降高度-=0.38m于是插圖可知道：=0.107

73、 </p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整到 D=1m 橫截面積m2</p><p><b>　　空塔氣速m/s</b><

74、/p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：</p><p>　　設(shè)板間距=0.45m ，板上清夜高度=0.07m</p><p>　　所以液體沉降高度-=0.38m于是插圖可知道：=0.101 </p><p><b>　　m/s</b

75、></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7， m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整到 D=1m m2</p><p><b>　　空塔氣速 m/s</b></p><p>　　3.2.2溢流裝置的計算</p>&l

76、t;p>　　本設(shè)計采用單溢流弓形降液管，凹型受液盤。</p><p><b>　　堰長取m</b></p><p>　　出口堰采用平直堰，堰上液頭高度近似去E≈1</p><p>　　(1)精餾段=0.015 m =0.055 m</p><p>　　(2)提留段=0.025 m =0.045

77、m</p><p>　　3.2.3弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　所以 m2</p><p><b>　　m</b></p><p>　　驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時間：</p><p&g

78、t;<b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　所以降液管可以使用。</p><p>　　3.2.4降液管底縫高度</p><p>　　取降液管底縫的流速所以：</p><p><b>　　精餾段

79、 m</b></p><p><b>　　提餾段 m</b></p><p><b>　　3.3塔板分布</b></p><p>　　3.3.1鼓泡面積求取</p><p>　　本設(shè)計采用分塊式分為四塊。</p><p>　　D=1m取Wc=60mm W

80、s=80mm</p><p>　　所以 m</p><p>　　塔板上的鼓泡區(qū)面積: 0.4624</p><p>　　3.3.2浮閥數(shù)目與排列</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　取閥孔動能因子 則閥孔氣速：</p><p

81、><b>　　浮閥個數(shù): 個</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔中心距定為t=75.0mm,而兩排間的中心距定為。</p><p>　　根據(jù)設(shè)計得浮閥數(shù)為96個，得到</p><p><b>　　所以浮閥孔率，即</b></p><p>　　（2）提餾段

82、: 取閥孔動能因子 則閥孔氣速：</p><p><b>　　浮閥個數(shù): 個</b></p><p>　　根據(jù)設(shè)計得浮閥數(shù)為100個，得到：</p><p><b>　　所以浮閥孔率，即</b></p><p>　　目前工業(yè)生產(chǎn)中，對常壓Φ=10%～14%，對減壓塔的Φ一般小于10%，故

83、上述設(shè)計基本滿足要求。</p><p><b>　　3.4流體力學(xué)核算</b></p><p>　　每層塔板靜壓頭可安式 ， 計算</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　干板阻力 </b></p><p>

84、<b>　　因?yàn)?</b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力</p><p><b>　　取，,則 </b></p><p>　?。?）液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，可以忽略不計 ，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p

85、><b>　　<700pa</b></p><p>　　提餾段 </p><p><b>　　干板阻力</b></p><p>　　因 所以 </p><p><b>　　板上充氣液層阻力</b></p><p>&l

86、t;b>　　取，,則 </b></p><p>　?。?）液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，可以忽略不計 ，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p><b>　　<700pa </b></p><p>　　以上均在允許范圍內(nèi)。</p><

87、;p><b>　　3.4.2淹塔</b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管內(nèi)液層高度</p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　?。?）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?&

88、lt;/p><p>　　（2）液體通過降液管的壓頭損失（不設(shè)進(jìn)口堰）</p><p><b>　?。?）板上液層高度</b></p><p>　　取 已知HT=0.45m，</p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見符合防止液泛的要求</p>

89、<p><b>　　提餾段</b></p><p>　?。?）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?</p><p>　?。?）液體通過降液管的壓頭損失（不設(shè)進(jìn)口堰）</p><p><b>　　板上液層高度</b></p><p>　　取 已知HT=0.45m，</p&

90、gt;<p><b>　　則</b></p><p>　　可見符合防止液泛的要求。</p><p><b>　　3.4.3霧沫夾帶</b></p><p><b>　　1．精餾段</b></p><p>　　板上液體流徑長度 </p>&l

91、t;p>　　板上液流面積 </p><p>　　由于苯和甲苯為無泡沫物系，于是取物性系數(shù)K=1.0，又由表查得泛點(diǎn)系數(shù)CF=0.109,</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)可算出泛點(diǎn)率：</p><p><b>　　=71.63%</b></p><p>　　上式計算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫

92、夾帶量能夠滿足</p><p><b>　　的要求。</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　取物性系數(shù)K=1.0，又由表查得泛點(diǎn)系數(shù)CF=0。110,由以上數(shù)據(jù)可算出泛點(diǎn)率：</p><p><b>　　=78.86%</b></p>

93、;<p>　　上式計算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足</p><p><b>　　的要求。</b></p><p>　　3.4塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　3.4.1 霧沫夾帶線</p><p>　　根據(jù)前面霧沫夾帶校核可知，對于大塔，泛點(diǎn)率F=0.8（上限值）</p>

94、<p>　　以上方城便為霧沫夾帶上限方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，計算出VS值，可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶上限線。</p><p><b>　　3.5.2液泛線</b></p><p>　　當(dāng)降液管中泡沫液體總高度時將出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（淹塔），即滿足關(guān)系式：</p><p><b>　　(1)精餾段&l

95、t;/b></p><p><b>　　整理得 </b></p><p><b>　　（2）提餾段</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應(yīng)的值</p><p>　　3.5.3

96、漏液線（氣體負(fù)荷下限線）</p><p>　　因動能因數(shù)F0<5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象，故取F0=5計算相應(yīng)的氣相流量（VS）min</p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p>　　由上式知，漏液線是一條與液體流量無關(guān)的水

97、平線。</p><p>　　3.5.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　為了使降液管中的液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不低于3~5s，取θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則：</p><p>　　得液相負(fù)荷最大值 </p><p>　　3.5.5液相負(fù)荷下限線</p><p>

98、　　對于平直堰，其堰上液層高h(yuǎn)OW必須大于0.006 m。取</p><p>　　按下式，可作出液相負(fù)荷下限線</p><p>　　取E=1，代入lW的值則可求出（LS）min</p><p>　　于是得精餾段、提餾段負(fù)荷性能圖：</p><p>　　上圖操作彈性為：精餾段2.25</p><p><b>　

99、　提餾段 2.98</b></p><p><b>　　故設(shè)計基本合理。</b></p><p>　　第四章 輔助設(shè)備及型號</p><p><b>　　4.1熱量衡算</b></p><p>　　塔頂溫度tD =80.6℃</p><p>　　=35.138

100、kcal/(kmol.℃)</p><p>　　=41.911 kcal/(kmol.℃)</p><p>　　進(jìn)料溫度 tF =92.69℃</p><p>　　=36..441kcal/(kmol.℃)</p><p>　　=43.910kcal/(kmol.℃)</p><p>　　塔底溫度tW =109.066

101、℃</p><p>　　=37.21 kcal/(kmol.℃)</p><p>　　=44.391kcal/(kmol.℃)</p><p><b>　　由表[3] </b></p><p><b>　　苯 ，</b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱

102、 </b></p><p><b>　　甲苯 ，</b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱 </b></p><p><b>　　所以 </b></p><p>　　由插值法計算得苯和甲苯在不同溫度下混合物的比熱容Cp(單位：</p>

103、<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　苯 </b></p><p><b>　　甲苯 </b></p><p><b>　　提留段:</b></p><p><b>　　苯 </b>

104、</p><p><b>　　甲苯 </b></p><p><b>　　塔頂流出液比熱容：</b></p><p><b>　　塔釜流出液比熱容：</b></p><p>　　進(jìn)料焓,即92.69℃的焓值為基準(zhǔn)，由于</p><p><b>

105、;　　則</b></p><p><b>　　全塔熱量衡算：</b></p><p>　　取塔釜熱損失為10%，則，.</p><p><b>　　冷凝器的選擇：</b></p><p>　　有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500—1500Kcal/()</p>

106、;<p>　　苯設(shè)計取 K=1000 Kcal/()=4186kJ/()</p><p>　　出料液溫度：80.6℃（飽和氣）→80.6℃（飽和液），冷卻水溫度取20℃→35℃，</p><p>　　逆流操作： ℃, ℃ </p><p><b>　　℃</b></p><p>　　傳熱面

107、積：根據(jù)全塔熱量衡算得，</p><p><b>　　.</b></p><p>　　再沸器的選擇：選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=4186kJ/()</p><p>　　料液溫度109.066℃→110℃，水蒸汽溫度120℃→120℃，</p><p>　　逆流操作： ℃，℃</p>&l

108、t;p><b>　　℃</b></p><p>　　傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算得</p><p><b>　　離心泵的選擇</b></p><p>　　進(jìn)料管 </p><p>　　設(shè)加料液面至加料孔為6m,取105</p><p><b&g

109、t;　　得</b></p><p>　　料液密度 由內(nèi)插法得</p><p><b>　　雷諾數(shù) > 4*</b></p><p><b>　　為湍流</b></p><p>　　故料液面與加料孔面列伯努利方程</p><p><b>

110、　　得</b></p><p><b>　　4.2塔附件的計算</b></p><p>　　4．2.1塔頂蒸汽出料管</p><p>　　直管出氣，取出口氣速u=20m/s，則</p><p><b>　　查表取</b></p><p><b>　　4.

111、2.2進(jìn)料管</b></p><p>　　本設(shè)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下：</p><p>　　取=1.6m/s </p><p><b>　　查標(biāo)準(zhǔn)系列選取</b></p><p><b>　　4.2.3回流管</b></p><p>　　采用直管

112、回流，取=1.6m/s </p><p><b>　　圓整 </b></p><p>　　4.2.4塔釜出料管</p><p>　　取=1.6m/s ， 直管出料</p><p><b>　　圓整 </b></p><p>　　4.2.5塔底進(jìn)氣管&l

113、t;/p><p>　　采用直管，取氣速u=23m/s</p><p><b>　　查表取 </b></p><p><b>　　4.2.6塔高計算</b></p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p><b>　　提餾段有

114、效高度為</b></p><p>　　塔有效高度 =5.4+6.3=11.7m</p><p>　　開4個入孔，開入孔后板間距離變?yōu)?.8m，塔頂空間0.8m,塔底空間1.5m,封頭加塔頂蒸汽管高度為0.7m，取裙座高度為2m。</p><p><b>　　故精餾塔高度</b></p><p>　　工藝設(shè)

115、計計算結(jié)果匯總與主要符號說明：</p><p><b>　　主要符號說明：</b></p><p><b>　　文獻(xiàn)參考</b></p><p>　　[1]陳敏恒,叢德滋,方圖南，齊鳴齋主編. 化工原理.下冊. 北京:化學(xué)工業(yè)出版社.2006 </p><p>　

116、　[2]夏清,陳常貴主編.化工原理. 天津: 天津大學(xué)出版社.2006</p><p>　　[3]賈紹義,柴誠敬主編. 化工原理課程設(shè)計.天津：天津大學(xué)出版社.2002</p><p>　　[4]葉世超,夏素蘭.易蘭貴等編. 化工原理.下冊. 北京: 科學(xué)出版社.2006</p><p>　　[5] 陳常貴, 柴誠敬,姚玉英主編. 化工原理. 下冊. 天津: 天津大

117、學(xué)出版社.2004</p><p>　　[6]王國勝主編.化工原理課程設(shè)計.大連:大連理工大學(xué)出版社.2006</p><p>　　[7]賈紹義,柴城敬.化工原理課程設(shè)計. 天津：天津大學(xué)出版社，2002</p><p>　　附錄（一）基本物性常數(shù)</p><p>　　表3-1 苯—甲苯物性表</p><p>　　表3

118、-2 苯—甲苯二元物系的汽-液平衡組成（1.01.325 kPa）</p><p>　　表3-3 不同溫度下苯和甲苯物性表：</p><p><b>　　苯：</b></p><p><b>　　甲苯：</b></p><p><b>　　附錄（二）程序</b></p&

119、gt;<p><b>　　理論塔板數(shù)的計算</b></p><p>　　#include<stdio.h></p><p>　　float a,R,q,xd,xw,xf,p;</p><p>　　float x0(float y)</p><p>　　{float k = a-(a-1)*y;&

120、lt;/p><p>　　return y/k;</p><p><b>　　}</b></p><p>　　float y1(float x)</p><p>　　{float m = R/(R+1),n = 1/(R+1);</p><p>　　return m*x+xd*n; </p>

121、<p><b>　　}</b></p><p>　　void setp()</p><p>　　{p = (xd-xw)/(xf-xw);</p><p><b>　　}</b></p><p>　　float y2(float x)</p><p><b

122、>　　{setp();</b></p><p>　　float m = (R+q*p)/(R+1-(1-q)*p);</p><p>　　float n = (p-1)*xw/(R+1-(1-q)*p);</p><p>　　return m*x-n;</p><p><b>　　}</b></p

123、><p>　　int main()</p><p>　　{printf("請輸入a,R,q,xd,xw,xf:\n");</p><p>　　scanf("%f%f%f%f%f%f",&a,&R,&q,&xd,&xw,&xf);</p><p>　　int i

124、 = 0, z = 1; </p><p>　　float x =xw,y = xd;</p><p>　　while(x>=xw)</p><p><b>　　{i++;</b></p><p>　　x = x0(y);</p><p>　　printf("x%d = %f ;

125、y%d = %f\n",i,x,i,y);</p><p><b>　　if(x>=xf)</b></p><p>　　{y = y1(x);</p><p><b>　　continue;</b></p><p><b>　　}</b></p>

126、<p><b>　　if(z)</b></p><p>　　{printf("第%d塊板進(jìn)料!\n",i);</p><p><b>　　z = 0 ;}</b></p><p>　　y = y2(x);</p><p><b>　　}</b>&l

127、t;/p><p>　　printf("總理論板數(shù)為%d!\n",i);</p><p><b>　　return 0;</b></p><p><b>　　}</b></p><p><b>　　附錄（三）塔條件圖</b></p><p>

128、;<b>　　結(jié)束語</b></p><p>　　通過本次課程設(shè)計我經(jīng)過了一系列的理論計算和核算，并查閱了化工與物性的許多手冊，并獨(dú)立運(yùn)用cad繪制了塔與塔分布的圖和手工繪制了工藝流程圖，這期間我嚴(yán)格要求自己，認(rèn)真做到耐心，細(xì)致！同時還要感謝張福勝老師的指導(dǎo)，和曾慶榮老師的幫助。本次設(shè)計雖然基本符合條件，但其中還存在許多的不足和需要補(bǔ)充的地方，所以在以后的論文報告中會很加認(rèn)真，仔細(xì)！在此望各