畢業(yè)設(shè)計---苯和乙苯的精餾塔設(shè)計

1、<p>　　畢 業(yè)設(shè)計（論 文）</p><p>　　2009 級 應(yīng)用化工技術(shù) 專業(yè)</p><p>　　題 目：苯和乙苯的精餾塔設(shè)計 </p><p>　　畢業(yè)時間： 2012年7月 </p><p>　　學(xué)生姓名：

2、 </p><p>　　指導(dǎo)教師： </p><p>　　班 級： 應(yīng)用化工（1）班 </p><p>　　2011 年 6月20日</p><p>　　畢業(yè)論文（設(shè)計）成績評定表</p><p>　　說明：

3、1、以上各欄必須按要求逐項填寫.。2、此表附于畢業(yè)論文 (設(shè)計)封面之后。</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)

4、。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。</p><p><b>　　滿足經(jīng)濟(jì)上的要求 </b></p><p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費(fèi)用和設(shè)

5、備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。</p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　摘 要3</b></p><p>　　第一章 苯-乙苯的精餾塔設(shè)計5</p><p>

6、;　　1.1課程設(shè)計的目的5</p><p>　　1.2 設(shè)計題目6</p><p>　　1.3 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)6</p><p>　　1.4 設(shè)計方案的確定及工藝流程說明7</p><p>　　第二章 工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計.9</p><p>　　2.1 物料衡算及塔板數(shù)的確定9</p>

7、<p>　　2.1.1 全塔物料衡算9</p><p>　　2.1.2 相對揮發(fā)度a的計算10</p><p>　　2.1.3 平衡線，q線，精餾段操作線，提餾段操作線方程的確定11</p><p>　　2.1.4 塔板數(shù)的計算11</p><p>　　2.2 塔主體尺寸的計算13</p><p>

8、　　2.2.1 精餾段的體積流量13</p><p>　　2.2.2 提餾段的體積流量14</p><p>　　2.2.3 塔徑的計算14</p><p>　　2.2.4 塔高的計算16</p><p>　　2.3 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定16</p><p>　　2.3.1 堰高h(yuǎn)W16</p>

9、<p>　　2.3.2 弓形降液管寬度Wd 和面積Af17</p><p>　　2.3.3 降液管底隙高度ho17</p><p>　　2.3.4 采用F1型閥，重量為33克，孔徑為39mm17</p><p>　　2.3.5 浮閥數(shù)目17</p><p>　　2.3.6 開孔率18</p><p>

10、;　　第三章 塔板的流體力學(xué)驗算18</p><p>　　3.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降18</p><p>　　3.1.1 干板阻力18</p><p>　　3.1.2 液層阻力h118</p><p>　　3.2 漏夜驗算19</p><p>　　3.3 液泛驗算19</p><

11、p>　　3.4 霧沫夾帶驗算19</p><p>　　3.5.1 霧沫夾帶上限20</p><p>　　3.5.2 液泛線20</p><p>　　3.5.3 液體負(fù)荷上限線:20</p><p>　　3.5.4 液體負(fù)荷下限線:21</p><p>　　3.6 熱量衡算21</p>&

12、lt;p>　　3.6.1 塔底熱量衡算：（tw=129.5℃）21</p><p>　　3.6.2 塔頂熱量衡算21</p><p>　　3.7 設(shè)計結(jié)果一覽表22</p><p>　　第四章 對設(shè)計的評述和有關(guān)問題的分析討論23</p><p>　　4.1 對設(shè)計的評述23</p><p>　　4

13、.3 主要符號說明23</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)24</b></p><p><b>　　致 謝25</b></p><p>　　第一章 苯-乙苯的精餾塔設(shè)計</p><p>　　1.1課程設(shè)計的目的    </p>&l

14、t;p>　　課程設(shè)計是“化工單元操作”課程的一個總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)先修課程的基本知識去解決某一設(shè)計任務(wù)的一次訓(xùn)練，在整個教學(xué)計劃中它也起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用，通過課程設(shè)計就以下幾個方面要求學(xué)生加強(qiáng)訓(xùn)練。</p><p>　　1.查閱資料選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力 。</p><p>　　2．樹立既考慮技術(shù)上的先進(jìn)性與可行性，又考慮經(jīng)濟(jì)

15、上的合理性，并注意到操作時的勞動 條件和環(huán)境保護(hù)的正確設(shè)計思想，在這種設(shè)計思想的指導(dǎo)下去分析和解決實際問題的能力。 </p><p>　　3．迅速準(zhǔn)確的進(jìn)行工程計算（包括電算）和計算機(jī)繪圖的能力。 </p><p>　　4．用簡潔文字清晰表達(dá)自己設(shè)計思想的能力。</p><p><b>　　1.2 設(shè)計題目 </b><

16、;/p><p>　　一臺分離苯和乙苯雙組分均相混合液常壓(1atm)連續(xù)精餾浮閥塔</p><p>　　1.3 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p>　　表1.苯和乙苯的物理性質(zhì)</p><p><b>　　飽和蒸汽壓為P*</b></p><p>　　苯和乙苯的飽和蒸汽壓可用Antoire方程計算 即㏑

17、P*=A-其中P* 單位為mmHg,T 單位為K 表2.</p><p>　　表3.苯和乙苯在某些溫度下的表面張力σ（mN/m）</p><p>　　表4.苯和乙苯在某些溫度下的粘度(mpa·s)</p><p>　　表5.苯和乙苯的液相密度ρL（kg/m3）</p><p>　　表6.液體氣化熱г（kj/kg）</p&g

18、t;<p>　　表7.不同塔徑的板間距</p><p>　　1.4 設(shè)計方案的確定及工藝流程說明</p><p>　　本方案主要是采用浮閥塔。 </p><p>　　精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：</p>

19、;<p>　　1：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。</p><p>　　2：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。  </p><p>　　3：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。 </p><p>　　4

20、：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。</p><p>　　5：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。</p><p>　　6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性熱敏性，起泡性等。 浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是：</p><p>　　生產(chǎn)能力大，由于塔板上

21、浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。</p><p>　　操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。</p><p>　　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。</p><p>　

22、　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。 </p><p>　　塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30%。 </p><p>　　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做成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科

23、學(xué)技術(shù)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。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。</p><p>　　流程示意圖 ：            &#

24、160;                           </p><p>　　冷凝器→塔頂產(chǎn)品冷卻器→苯的儲罐→乙苯</p>

25、<p><b>　　↑↓回流</b></p><p>　　原料→原料罐→原料預(yù)熱器→精餾塔</p><p><b>　　↑回流↓</b></p><p>　　再沸器←    →  塔底產(chǎn)品冷卻器→苯的儲罐→乙苯 </p><

26、p>　　第二章 工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計.</p><p>　　2.1 物料衡算及塔板數(shù)的確定</p><p>　　2.1.1 全塔物料衡算</p><p><b>　　F=D+W</b></p><p>　　FxF=DxD+Wxw</p><p>　　原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率:&

27、lt;/p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量:MA=78.11 kg/kmol</p><p>　　乙苯的摩爾質(zhì)量:MB=106.16 kg/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=0.559×78.11+(1-0.559)×106.16=90.48 kg/kmol</p&

28、gt;<p>　　MD=0.992×78.11+(1-0.992)×106.16=78.33 kg/kmol</p><p>　　MW=0.027×78.11+(1-0.027) ×106.16=105.40 kg/kmol</p><p>　　xF== \* MERGEFORMAT =0.559 kmol/h</p>

29、<p>　　xD = \* MERGEFORMAT 0.992 kmol/h</p><p>　　xW= \* MERGEFORMAT =0.027 kmol/h </p><p>　　XF、XD、XW─原料產(chǎn)品、殘液的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　因為F= \* MERGEFORMAT + \* MERGEFORMAT =17.670kmol

30、/h 代入物料衡算</p><p>　　可知D=9.741kmol/h</p><p>　　W=F-D=17.670-9.741=7.929kmol/h</p><p>　　2.1.2 相對揮發(fā)度a的計算</p><p>　　苯和乙苯在某些溫度t下蒸汽壓PA°,PB°及所對應(yīng)的α，對于理想溶液α=PA°/PB&#

31、176;表8 </p><p>　　相對揮發(fā)度可取表中x=0(α=4.33)和x=1(α=6.01)時的α的幾何平均值</p><p>　　α= \* MERGEFORMAT =5.101</p><p>　　2.1.3 平衡線，q線，精餾段操作線，提餾段操作線方程的確定</p><p>　　平衡線方程：y= \* MERGEFORMA

32、T = \* MERGEFORMAT </p><p>　　q線方程：x=0.559 </p><p>　　而Rmin= \* MERGEFORMAT =0.410</p><p>　　取R=1.15Rmin=1.5 \* MERGEFORMAT </p><p>　　精餾段質(zhì)量流量：液相 L(s)=RD=0.615×9.

33、741=5.991kmol/h</p><p>　　氣相 V(s)=L+D=(1+R)D=1.615×9.741=15.732kmol/h</p><p>　　提餾段質(zhì)量流量：液相 L’=L+qF=5.991+1×17.670 =23.66 kmol/h</p><p>　　汽相 V’=V=15.732kmol/h</p><

34、;p>　　精餾段操作線方程: y= \* MERGEFORMAT + \* MERGEFORMAT = \* MERGEFORMAT x+ \* MERGEFORMAT =0.3808x+0.614</p><p>　　由于提餾段操作線方程y=</p><p>　　則提餾段操作線方程為 y=1.504 x-0.0136</p><p>　　2.1.4

35、塔板數(shù)的計算</p><p>　　Nmin= \* MERGEFORMAT = \* MERGEFORMAT </p><p>　　應(yīng)用吉科蘭關(guān)聯(lián)求理論板數(shù)N：</p><p>　　X= \* MERGEFORMAT </p><p>　　Y=0.75 \* MERGEFORMAT =0.517</p><p>

36、;　　由 \* MERGEFORMAT =Y</p><p>　　N= \* MERGEFORMAT 塊</p><p>　　先求精餾段的最少理論板數(shù)Nmin，1</p><p>　　Nmin，= \* MERGEFORMAT 1=2.627</p><p>　　N1= Nmin·N/ Nmin=2.627×11.7

37、5/5.158=5.985</p><p>　　故提餾段理論板數(shù)N2=N-N1=11.75-5.985=5.765</p><p>　　根據(jù)表8作t-x-y圖，由xD=0.992 xw=0.027</p><p>　　查得塔頂溫度tD=82.50c,塔底溫度tw=129.50c,進(jìn)料溫度tF=94.50c</p><p>　　全塔平均溫度t

38、m = \* MERGEFORMAT = \* MERGEFORMAT 102.20c</p><p>　　在溫度tm下查液體黏度共線圖得 μ苯=0.235mpa·s μ乙苯=0.310mpa·s</p><p>　　因為μL=∑xiμLi</p><p>　　μLf =0.559×0.235+(1-0.559)×0

39、.310=0.268 mPa·s</p><p>　　全塔液體的平均粘度:μLm=(0.2728+0.235+0.310)/3=0.271 mPa·s</p><p>　　全塔效率ET=0.49(aμL)-0.245=(0.49×1)/(5.197×0.2726)0.245=0.4526</p><p>　　實際塔板數(shù):N1p

40、=5.985/0.4526=13.22 取14塊</p><p>　　N2p=5.765/0.4526=12.74 取13塊(含塔釜)</p><p>　　故實際塔板數(shù)N實=14+13=27</p><p><b>　　進(jìn)料板在第14快。</b></p><p>　　2.2 塔主體尺寸的計算

41、</p><p>　　由公式ρ=A+BT+CT2+DT3 +ET4 其中T單位為K，其中常數(shù)為</p><p><b>　　由此計算得：</b></p><p>　　2.2.1 精餾段的體積流量</p><p>　　MD=78.33kg/mol,查得82.5℃ ρ苯=813.681kg/mol ρ乙苯=812.821k

42、g/mol</p><p>　　則ρL=xDρ苯+(1-xD)ρ乙苯=813.681 \* MERGEFORMAT 0.992+812.821×0.008=877.32kg/m3</p><p>　　ρG= \* MERGEFORMAT </p><p>　　VG= \* MERGEFORMAT m3.s-1</p><p&g

43、t;　　VL = \* MERGEFORMAT = \* MERGEFORMAT m3.s-1</p><p>　　2.2.2 提餾段的體積流量</p><p>　　液相平均摩爾質(zhì)量:Mw’=105.40kg·kmol-1</p><p>　　塔底溫度tm’=129.5℃ 查得ρ苯=754.545kg/m3ρ乙苯=764.07 kg/m3</p&

44、gt;<p>　　ρ`l=ρ苯 xw+(1-xw)ρ乙苯=754.545×0.027+764.07×(1-0.027)=763.81kg/m3</p><p>　　ρ`G= \* MERGEFORMAT = \* MERGEFORMAT kg/m3</p><p>　　V’G= \* MERGEFORMAT m3/s</p><

45、p>　　VL’= \* MERGEFORMAT </p><p>　　2.2.3 塔徑的計算</p><p>　　由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大,為便于制造,取兩端的塔徑相等.</p><p>　　由上述計算可得到下述結(jié)果:</p><p>　　汽塔的平均蒸汽流量:VS=(Vg+Vg’)/2=(0.128+0.144)/2=0

46、.136m3·s-1</p><p>　　汽塔的平均液相流量:</p><p>　　LS=（Ln+Ln’）/2=（1 .486+9.4） \* MERGEFORMAT /2=5.443 \* MERGEFORMAT m3·s-1</p><p>　　汽相平均密度:ρV=(ρV精+ρV提)/2=(2.68+3.189)/2=2.934kg

47、83;m-3</p><p><b>　　液相平均密度:</b></p><p>　　ρL=(ρL精+ρL提)/2=(877.32+763.81)/2=820.56kg·m-3</p><p><b>　　塔徑 D=</b></p><p>　　由于適宜的空塔氣速 μ=（0.6-0.

48、8）μmax, 因此,需先計算出最大允許氣速μmax.</p><p><b>　　μmax=c</b></p><p>　　取板間距HT=0.3m , 取清夜層高度hL=60mm 于是得HT-hL=0.3-0.06=0.24m</p><p>　　FP== \* MERGEFORMAT 0.0724</p><p>

49、　　查《化工生產(chǎn)技術(shù)》下冊圖11-8可得氣相負(fù)荷因子C20=0.063 液沫夾帶分率=0.032</p><p>　　全塔的平均溫度為102.2℃，在102.2℃時液體表面張力 </p><p>　　δ苯（mN/m）=18.0 mN/m</p><p>　　δ乙苯（mN/m）=20.176 mN/m</p><p>　　平均液體表面張力經(jīng)

50、計算當(dāng)t=102.2℃時，X苯=0.4879</p><p>　　δ===18.996 mN/m</p><p>　　根據(jù)公式C=C20[(δ/20)0.5]=0.0623</p><p>　　故氣速μmax=c=0.0623×=1.0398m/s</p><p>　　取μ=0.7μmax=0.7×1.0398=0.727

51、9m/s</p><p>　　D= D= \* MERGEFORMAT \* MERGEFORMAT =0.488m</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為500mm. 塔的截面積AT = \* MERGEFORMAT </p><p>　　實際空塔氣速u=0.136/0.1963=0.693m/s</p><p>　　2.2.4

52、 塔高的計算</p><p>　　塔高: Z=HD+(N-2-S)HT+SHT、+HF+HW</p><p>　　已知實際塔板數(shù)為N=27塊，板間距HT=0.3，由于料液清潔，無須經(jīng)常清洗，可取每隔7塊板設(shè)一個手孔，則手孔數(shù)目S為S= \* MERGEFORMAT -1=2個</p><p>　　取手孔兩板之間的間距HT、=0.6m,塔兩端空間上封頭留HD=1.5

53、m,下封頭留HW=1.5m</p><p>　　進(jìn)料處板空間高度HF=0.6m,那么全塔Z=1.5+(27-2-2)×0.3+2×0.6+0.6+1.5=11.7m</p><p>　　2.3 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定</p><p>　　溢流裝置：選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰：5.3.1堰長</p><p>　　Lw:取L

54、w=0.6D=0.6×0.5=0.3</p><p>　　2.3.1 堰高h(yuǎn)W</p><p>　　hw=hL-how采用平直堰堰上液層高度可由</p><p>　　how=2.84 \* MERGEFORMAT 計算，近似取E=1，可依據(jù)how列線圖查出how由Lw=0.3</p><p>　　Ls= 5443×10

55、-4×3600=1.96m3.s-1</p><p>　　查得how=0.02前面已取Hl=60mm</p><p>　　所以hw=hL-howW=0.060-0.02=0.04m</p><p>　　堰高h(yuǎn)W一般在0.03到0.05范圍內(nèi)，因此符合要求</p><p>　　2.3.2 弓形降液管寬度Wd 和面積Af</p&g

56、t;<p>　　由lw/D=0.3/0.5=0.6查《化工工藝設(shè)計手冊》上冊圖（10—50）得 \* MERGEFORMAT \* MERGEFORMAT =0.110</p><p>　　\* MERGEFORMAT 0.01m2</p><p>　　W \* MERGEFORMAT m</p><p>　　驗算:液體在精餾段降液管內(nèi)的停

57、留時間</p><p>　　\* MERGEFORMAT =（3600AfHT）/Ls精=（0.01×0.3）/1.486×10-4=20.19＞5s</p><p><b>　　故降液管可用</b></p><p>　　2.3.3 降液管底隙高度ho</p><p>　　取底隙內(nèi)液體流速為uo’=0

58、.08m·s-1</p><p>　　則ho=Ls/lW uo’= \* MERGEFORMAT =0.0227m</p><p>　　可取ho=0.025m,小塔一般取25到30mm,故符合要求</p><p>　　2.3.4 采用F1型閥，重量為33克，孔徑為39mm</p><p>　　2.3.5 浮閥數(shù)目</p>

59、;<p>　　浮閥數(shù)目 N=4VS/μ0d02又氣體通過閥孔時的速度uo=F/（ρV）1/2 </p><p>　　uo= \* MERGEFORMAT 5.84 m·s-1</p><p>　　又F為8～11，可取F=10</p><p>　　N= \* MERGEFORMAT =19.5 \* MERGEFORMAT 20個

60、</p><p>　　2.3.6 開孔率：ψ= \* MERGEFORMAT </p><p>　　第三章 塔板的流體力學(xué)驗算</p><p>　　3.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）hp=hc+h1+ \* MERGEFORMAT </p><p>　　3.1.1 干板阻力 </p><p>　　浮閥

61、由部分全開轉(zhuǎn)為全開臨界速度</p><p>　　Uoc= \* MERGEFORMAT = \* MERGEFORMAT =5.823m/s</p><p>　　hc= \* MERGEFORMAT =0.033m</p><p>　　3.1.2 液層阻力h1</p><p>　　取板上液層充氣程度因素ξ=0.5，則hl=ξhl=0.5

62、×0.06=0.03m</p><p>　　表面張力引起的阻力（此阻力很小可忽略）</p><p>　　則 hp=0.033+0.03=0.063m(液柱)</p><p>　　單板壓降 \* MERGEFORMAT </p><p><b>　　3.2 漏夜驗算</b></p>&l

63、t;p>　　取動能因素F0=5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷Vsmin=/4d02Nu0min</p><p>　　其中u0min=F0/（ρv）1/2=5/ \* MERGEFORMAT =2.919m/s</p><p>　　故Vsmin=/4×（0.039）2×20×2.919=0.0697m3/s＜0.128m3/s</p><p&g

64、t;　　可見不會產(chǎn)生過液漏夜。</p><p><b>　　3.3 液泛驗算</b></p><p>　　溢流管內(nèi)的清液層高度Hd=hp+hd+hl+ 其中hσ可忽略hl=0.03m</p><p>　　hd=0.2(Ls/Lwh0)2=0.2×</p><p>　　Hd=0.063+0.0011+0.03

65、=0.0941m</p><p>　　為防止液泛，通常Hd不大于Ф（HT+hw） 取校正系數(shù)Ф=0.5，</p><p>　　則有Ф（HT+hw）=0.5×（0.3+0.04）=0.17＞Hd</p><p><b>　　故不會產(chǎn)生液泛</b></p><p>　　3.4 霧沫夾帶驗算</p>

66、<p>　　泛點(diǎn)率F1= 其中K=1.0，</p><p>　　Z=D-2Wd=0.5-2*0.055=0.39</p><p>　　Ab=AT-2Af=0.1963-2*0.01=0.1763</p><p>　　CF查圖《化工工藝設(shè)計手冊》上冊圖（10—69）可知：CF=0.08</p><p>　　則F1==59.8 \*

67、 MERGEFORMAT ＜80﹪</p><p>　　可見霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)</p><p>　　3.5 操作負(fù)荷性能</p><p>　　3.5.1 霧沫夾帶上限</p><p>　　取泛點(diǎn)率為80﹪代入泛點(diǎn)率計算公式F1=得霧沫夾帶上限方程為Vs=0.1890-8.87 \* MERGEFORMAT </p><

68、p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個 \* MERGEFORMAT 值，依上式計算出 \* MERGEFORMAT ，列表</p><p><b>　　3.5.2 液泛線</b></p><p>　　由于存在hw+how++hd+hp=Ф(HT+hw) 取Ф=0.5，忽略，代入各相應(yīng)值化簡后得Vs2=0.064-1590.6Ls2-1.304Ls2/3</

69、p><p><b>　　同樣列表</b></p><p>　　3.5.3 液體負(fù)荷上限線:</p><p>　　Lsmax=AfHT/t停</p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于3—5s,以t=5計算，則Lsmax=0.01×0.3/5=0.0006m/s</p><p

70、>　　3.5.4 液體負(fù)荷下限線:</p><p>　　取堰上液層高h(yuǎn)ow=0.006m為下限條件，得2.84×10-3×E(Lsmin/lw)2/3=0.06 取E=1</p><p>　　即Lsmin=0.000137 \* MERGEFORMAT /s</p><p><b>　　作性能圖如下：</b><

71、;/p><p>　　操作點(diǎn)（0.0005443，0.136）在正常操作范圍內(nèi)，由圖查得Vsmax=0.149 \* MERGEFORMAT /s Vsmin=0.0697 \* MERGEFORMAT /s</p><p>　　故操作彈性為 \* MERGEFORMAT 0.149/0.0697=2.14</p><p><b>　

72、　3.6 熱量衡算</b></p><p>　　3.6.1 塔底熱量衡算：（tw=129.5℃）</p><p>　　塔底苯蒸汽的摩爾潛熱rv1’(kj/kg)=355.6</p><p>　　塔底乙苯蒸汽的摩爾潛熱rv2’(kj/kg)=341.9</p><p>　　所塔底上升蒸汽的摩爾潛熱rv’=rv1’yw+rv2’(1-

73、yw)=355.6*0.027+341.9*（1-0.027）=342.27kj/kg</p><p>　　故再沸器熱流量Qr(kj/s)=V’·rv=15.732*7.929*342.27/3600=118.6 kj/kg</p><p>　　因為設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5﹪，且加熱蒸汽潛熱rR(kj/kg)=2177.6</p><p>　　故所需

74、蒸汽的質(zhì)量流量Gr(kg/s)=Qr/rR==0.057kg/s</p><p>　　3.6.2 塔頂熱量衡算：（塔頂tD=82.5℃）</p><p>　　塔頂苯蒸汽的摩爾潛熱rv1=379.3kj/kg</p><p>　　塔頂乙苯蒸汽的摩爾潛熱rv2=359.3kj/kg</p><p>　　所以塔頂上升蒸汽的摩爾潛熱rv(kj/kg

75、)=rv1y1+rv2(1-y1)=379.3×0.992+359.3×0.008=379.4 kj/kg</p><p>　　故冷凝器的熱流量Qc(kj/s)=V·rv2=(R+1)D·rv2=0.136×1.615×378.9=83.22 kg/s</p><p>　　因為水的定壓比熱容Cc(kj/kgk)=4.174,冷卻水

76、進(jìn)口溫度為30℃，出口溫度為45℃</p><p>　　故所需冷卻水的質(zhì)量流量Gc(kg/s)=83.22/4.174×(45-30)=1.329 kg/s</p><p>　　3.7 設(shè)計結(jié)果一覽表</p><p>　　浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果</p><p>　　第四章 對設(shè)計的評述和有關(guān)問題的分析討論</p>&

77、lt;p>　　4.1 對設(shè)計的評述     本設(shè)計是一次常規(guī)的練習(xí)設(shè)計，目的在于掌握設(shè)計的過程和分析問題的能力，必定有許多不足之處，希望老師多多批評。 4.2 對設(shè)計的討論</p><p>　　在實際的生產(chǎn)中除滿足生產(chǎn)需求外還應(yīng)注意塔的成本費(fèi)，腐蝕損耗，折舊率等問題。</p><p>　　4.3 主要符號說明</

78、p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1] 黃英主.《化工過程設(shè)計》[J].西北工業(yè)大學(xué)出版.2006.</p><p>　　[2] 匡國柱、史啟才.《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》[J].化工工業(yè)出版社　2002.</p><p>　　[3] 劉雪媛、湯景凝.《化工原理課程設(shè)計》[R].石油大學(xué)出版

79、社.2002.</p><p>　　[4] 賈紹義.《化工原理課程設(shè)計》[S].天津大學(xué)出版社.2002.</p><p>　　[7] 馬沛生.《有機(jī)化合物實驗物性數(shù)據(jù)手冊》[R].化工工業(yè)出版社.2006.</p><p>　　[8] 化學(xué)工業(yè)設(shè)計院.《化工工藝設(shè)計手冊》[J].2002.</p><p><b>　　致 謝&

80、lt;/b></p><p>　　這次畢業(yè)設(shè)計得到了很多老師、同學(xué)和同事的幫助，其中我的導(dǎo)師xx老師對我的關(guān)心和支持尤為重要，xx老師對該論文從選題，構(gòu)思到最后定稿的各個環(huán)節(jié)給予細(xì)心指引與教導(dǎo),使我得以最終完成畢業(yè)論文設(shè)計。在學(xué)習(xí)中,老師嚴(yán)謹(jǐn)?shù)闹螌W(xué)態(tài)度、豐富淵博的知識、敏銳的學(xué)術(shù)思維、精益求精的工作態(tài)度以及侮人不倦的師者風(fēng)范是我終生學(xué)習(xí)的楷模，導(dǎo)師們的高深精湛的造詣與嚴(yán)謹(jǐn)求實的治學(xué)精神，將永遠(yuǎn)激勵著我。在此