化工原理課程設(shè)計(jì)---苯－甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計(jì)

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)說明書</p><p>　　苯－甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計(jì)</p><p><b>　　設(shè)計(jì)人： </b></p><p><b>　　班 級(jí)：</b></p><p><b>　　學(xué) 號(hào)： </b></p><p&

2、gt;<b>　　2012.06</b></p><p>　　《化工原理》課程設(shè)計(jì)任務(wù)書</p><p>　　班級(jí)： _ 姓名： 學(xué)號(hào)： _ </p><p><b>　?、?設(shè)計(jì)題目</b></p><p>　　苯-甲苯溶液連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)。</p><

3、;p><b>　?、?設(shè)計(jì)任務(wù)</b></p><p>　　１．精餾塔設(shè)計(jì)的工藝計(jì)算及塔設(shè)備計(jì)算</p><p>　?、?流程及操作條件的確定；</p><p>　?、?物料衡算及熱量衡算；</p><p><b>　?、?塔板數(shù)的計(jì)算；</b></p><p>　　

4、⑷ 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定、流動(dòng)現(xiàn)象校核、負(fù)荷性能圖）；</p><p>　　⑸ 塔體各接管尺寸的確定；</p><p>　?、?冷卻劑與加熱劑消耗量估算。</p><p><b>　?。玻O(shè)計(jì)說明及討論</b></p><p><b>　?。常L制設(shè)計(jì)圖</b></p>&

5、lt;p>　　⑴ 流程圖（A4紙）；</p><p>　?、?塔盤布置圖（16開坐標(biāo)紙2張，精餾段和提餾段分別繪制）；</p><p>　?、?工藝條件圖（A3紙）。</p><p><b>　?、?原始設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)</b></p><p>　?。保弦海罕?甲苯，其中苯含量分別為25%（質(zhì)量%），溫度為20℃；&

6、lt;/p><p>　?。玻s出液含苯為：99.0%（質(zhì)量）；</p><p>　?。常畾堃汉綖椋翰怀^0.8%（質(zhì)量）；</p><p>　?。矗a(chǎn)能力：按 2400 (kg原料/h)。</p><p><b>　?、?設(shè)計(jì)時(shí)間</b></p><p>　　開始時(shí)間：二Ｏ一二年五月二十八日&

7、lt;/p><p>　　完成時(shí)間： 六月十一日（含考核時(shí)間）</p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　第1篇 緒 論 …………………………………………4</p><p>　　第2篇 流程及相關(guān)參數(shù)的選擇 ……………………………5</p><p>　　第3篇 計(jì)算過程 ………

8、……………………………………6</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算.......................6</p><p>　　3.2 相對(duì)揮發(fā)度 及回流比R..................7</p><p>　　3.3求理論塔板數(shù)..........................11</p><p>　　3.4 確定全

9、塔效率ET并求解實(shí)際塔板數(shù).......13</p><p>　　3.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算............14</p><p>　　3.6精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算................19</p><p>　　3.7塔板主要工藝尺寸計(jì)算..................22</p><p>　　3.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)

10、算....................26</p><p>　　3.9塔板負(fù)荷性能圖........................29</p><p>　　3.10塔體各接管尺寸計(jì)算及熱量衡算.........36</p><p>　　第4篇 計(jì)算結(jié)果列表 ………………………………………42</p><p>　　第5篇 小結(jié)與體會(huì) ……

11、……………………………………44</p><p>　　第6篇 參考文獻(xiàn) ……………………………………………45</p><p><b>　　第1篇 緒 論</b></p><p>　　精餾所進(jìn)行的是汽、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為汽、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使汽、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。板式塔為逐級(jí)接觸型汽－液傳質(zhì)設(shè)

12、備，其種類繁多，根據(jù)塔板上汽－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。</p><p>　　篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：</p><p>　　(１) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。</p><p>　　(２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加

13、10～15％。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　(４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。</p><p><b>　　篩板塔的缺點(diǎn)是：</b></p><p>　　(１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　

14、　(２) 操作彈性較小(約2～3)。</p><p>　　(３) 小孔篩板容易堵塞。</p><p>　　第2章 流程及相關(guān)參數(shù)選擇 </p><p><b>　　設(shè)計(jì)方案的確定</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器

15、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。該物系屬易分離物系，回流比要充分考慮到費(fèi)用問題。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p><b>　　加料方式的選擇：</b></p><p>　　設(shè)計(jì)任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時(shí)2300Kg的進(jìn)料量，為維持生產(chǎn)穩(wěn)定，采用高位槽

16、進(jìn)料，從減少固定投資，提高經(jīng)濟(jì)效益的角度出發(fā)，選用泡點(diǎn)進(jìn)料的加料方式。</p><p>　　2、回流方式的選擇：</p><p>　　塔的生產(chǎn)負(fù)荷不大，從降低操作費(fèi)用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點(diǎn)回流,同時(shí)也減少了固定投資。</p><p><b>　　3、再沸器的選擇：</b></p><p>　　塔釜再沸

17、器采用臥式換熱器，使用低壓蒸汽作為熱源，做到了不同品位能源的綜合利用，大大降低了能源的消耗量。</p><p><b>　　計(jì)算過程</b></p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算</p><p>　　1、將任務(wù)書中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算成摩爾分?jǐn)?shù)</p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b>&l

18、t;/p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p><p>　　2、求平均分子量，將換算成 </p><p><b>　　進(jìn)料處: </b></p><p><b>　　塔頂處: <

19、;/b></p><p>　　塔釜處: </p><p>　　進(jìn) 料：F=2400/89.02=26.96</p><p><b>　　3、全塔的物料衡算</b></p><p><b>　　由物料衡算得：</b></p><

20、p><b>　　代入數(shù)據(jù)得： </b></p><p>　　解之得： </p><p>　　3.2相對(duì)揮發(fā)度及回流比R</p><p>　　1、求全塔平均相對(duì)揮發(fā)度：</p><p><b>　　表3-1</b></p><p>　　塔內(nèi)溫度的計(jì)算：采用

21、內(nèi)插法計(jì)算塔內(nèi)的溫度</p><p><b>　　塔頂：</b></p><p>　　由于采用全凝器，因此。查表可知，在80.1℃與84℃之間，值很接近，因此這兩點(diǎn)之間可近似看作為直線，設(shè)此直線方程為：，代入80.1℃與84℃時(shí)的值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p>&l

22、t;b>　　即直線方程為：</b></p><p>　　將y1=0.9882代入方程解得t1=tD=80.67℃</p><p><b>　　塔底：</b></p><p>　　xW＝0.00679，設(shè)直線方程為：t=kx+b，代入108℃與110.6℃時(shí)的x值：</p><p><b>　　

23、解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：t=-45.6x+110.6</p><p>　　將xW＝0.00679代入方程解出tW=110.29℃。</p><p><b>　　進(jìn)料：</b></p><p>　　=0.222，設(shè)直線方程為t=kx+b，代入100℃到104℃的x值：</p&g

24、t;<p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：t=-38.1x+109.8</p><p>　　將＝0.222代入方程解出tF=100.63℃。</p><p>　　所以全塔的平均溫度 ==97.20℃</p><p>　　（2）塔內(nèi)平均相對(duì)揮發(fā)度：采用內(nèi)插法計(jì)算塔內(nèi)平均溫度

25、下的相對(duì)揮發(fā)度</p><p>　　設(shè)直線方程x=kt+b,代入96℃到100℃之間的x的值</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：x=-0.029t+3.157</p><p>　　將=97.20℃代入方程解出=0.334</p><p>　　設(shè)直線方程

26、y=kt+b,代入96℃到100℃之間的y的值</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：y=-0.0345t+3.906</p><p>　　將=97.20℃代入方程解出= 0.557</p><p><b>　　∵ =</b></p><

27、p>　　將=0.334，=0.557代入</p><p><b>　　得：=2.51 </b></p><p><b>　　2、求回流比R</b></p><p>　?。?）最小回流比Rmin</p><p>　　由=，代入=2.51整理得：y= </p><p>　

28、　由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,故q線方程為xe==0.222 </p><p>　　聯(lián)立、 ，求解得： </p><p>　　Rmin＝ </p><p>　?。?）確定最適宜操作回流比R</p><p>　　一般取R＝（1.2～2.0）Rmin ，然后在其間取適當(dāng)值，通過計(jì)算作圖，從而找出最適宜操

29、作回流比R。</p><p>　　其中X=，Y=，Y=</p><p><b>　　Nmin=</b></p><p>　　由下表3-2可以看出，當(dāng)R=1.30Rmin=3.80時(shí)，所得的回流比費(fèi)用最小，即最適宜回流比R=3.8。</p><p><b>　　表3-2</b></p>

30、<p><b>　　3.3求理論塔板數(shù)</b></p><p>　　求解方法：采用逐板法計(jì)算理論板數(shù)，交替使用操作線方程和相平衡關(guān)系。</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　操作線方程： </b></p><p>　　將R=3.8

31、代入方程得： </p><p><b>　　即：</b></p><p>　　相平衡關(guān)系為： x=</p><p>　　對(duì)于第一層塔板：ｙ１＝ｘＤ＝0.9882 ，由相平衡關(guān)系求得：x１=0.9707 (其中相對(duì)揮發(fā)度取2.51)。將x１代入操作線方程得：y2=0.778×0.9707+0.206=0.961。然后再次應(yīng)

32、用相平衡關(guān)系即可求得x2=0.908（之后α取全塔平均相對(duì)揮發(fā)度）。依次求解可求得其他值，如下表所列： </p><p><b>　　表3-3</b></p><p>　　由表可以看出，x8>xe>x9,因此第9層為進(jìn)料層，從第9層開始進(jìn)入提鎦段。</p><p><b>

33、　　提鎦段：</b></p><p><b>　　操作線方程：</b></p><p>　　其中：L=RD=3.8×5.79=22.00 kmol/h</p><p>　　=48.96 kmol/h</p><p><b>　　q=1</b></p><p&

34、gt;<b>　　代入方程得：</b></p><p>　　將x10代入提餾段操作線方程方程求得y11=0.346，之后用相平衡關(guān)系即可求得x11=0.174。同理可求出其他值，如下表所列：</p><p><b>　　表3-4</b></p><p>　　由表可看出x19> >x20，因此理論減去塔釜相當(dāng)?shù)囊?/p>

35、層塔板，理論塔板數(shù)在18和19塊之間，又：==0.35，所以理論塔板數(shù)為18.35塊（不含塔釜）。其中精餾段9塊，提餾段10.35塊，第9塊為進(jìn)料板。</p><p>　　3.4 確定全塔效率ET并求解實(shí)際塔板數(shù)</p><p><b>　　1、確定全塔效率</b></p><p>　　利用奧康奈爾的經(jīng)驗(yàn)公式</p><p&

36、gt;　　其中：—全塔平均溫度下的平均相對(duì)揮發(fā)度；</p><p>　　—全塔平均溫度下的液相粘度, mPa.s；</p><p>　　液相混合物粘度，按下式求?。?lt;/p><p><b>　?。篿組分粘度</b></p><p><b>　?。篿組分摩爾分率</b></p><

37、p>　?。?）全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內(nèi)插法求得:</p><p>　　塔頂溫度：tD=80.67℃</p><p>　　進(jìn)料溫度：tF=100.63℃</p><p>　　塔底溫度：tW=110.29℃</p><p>　　精餾段平均溫度為：℃</p><p>　　提餾段平均溫度為：℃</p&

38、gt;<p>　　全塔平均溫度為：=97.20℃</p><p>　?。?）全塔平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度的求解：</p><p>　　用內(nèi)插法求得當(dāng)=97.20℃時(shí)， =0.334,=0.557,</p><p>　?。?）全塔平均溫度下的液相粘度的求解：</p><p>　　根據(jù)液體粘度共線圖查得：在97.20℃下，</p

39、><p>　　苯液體的粘度為μ1=0.245 mPa.s ，</p><p>　　甲苯的液體粘度為μ2=0.265 mPa.s</p><p>　　∴==0.637mPa.s</p><p><b>　　因此==0.546</b></p><p><b>　　2、確定實(shí)際塔板數(shù)</b&

40、gt;</p><p>　　實(shí)際板數(shù)： ，取34塊。</p><p>　　實(shí)際精餾段塔板數(shù)：，取15塊。</p><p>　　實(shí)際提餾段塔板數(shù)：，取19塊。</p><p>　　3.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p><b>　　1、操作壓力的計(jì)算</b></p><

41、p>　　塔頂操作壓力：PD=101.325kPa，每層壓降設(shè)為△P0=1kPa.</p><p>　　進(jìn)料板操作壓力：PF=101.325+171=116.325kPa.；</p><p>　　塔底操作壓力：PW=101.325+136=135.325kPa.；</p><p>　　精餾段平均操作壓力： kPa.；</p><p>　

42、　提餾段平均操作壓力： kPa.；</p><p>　　2、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量： x1=0.9707 y1=xD=0.9882</p><p>　　MVDM=0.988278.11+(1-0.9882) 92.13=78.28 kg/kmol；</p><p>　　MLDM=0.9707 78

43、.11+(1-0.9707 ) 92.13=78.52 kg/kmol；</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：xF=0.222 yF=0.417</p><p>　　MVFM=0.41778.11+(1-0.417 )92.13=86.28 kg/kmol；</p><p>　　MLFM=0.22278.11+(1-0.222) 92.13=89.

44、02 kg/kmol；</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量：xW=0.00679 yW=0.0169</p><p>　　MVWM=0.016978.11+(1-0.0169 )92.13=91.89 kg/kmol；</p><p>　　MLWM=0.0067978.11+(1-0.00679) 92.13=92.03 kg/kmol；<

45、;/p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p><b>　　kg/kmol；</b></p&

46、gt;<p><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　3、平均密度計(jì)算</b></p><p>　　（1）氣相平均密度計(jì)算：</p><p>　　精餾段： kg/m3；</p><p>　　提餾段： kg/m3；</p><p&g

47、t;<b>　　液相平均密度計(jì)算：</b></p><p><b>　　塔頂液相平均密度：</b></p><p>　　tD=80.67℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m3，kg/m3；</p><p>　　∴

48、 kg/m3；</p><p>　　2）進(jìn)料口液相平均密度：</p><p>　　tF=100.63℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m3，kg/m3；</p><p>　　∴ kg/m3；</p><p><b>　　塔底

49、液相平均密度：</b></p><p>　　tW=110.29℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m3，kg/m3；</p><p>　　∴ kg/m3；</p><p>　　故：精餾段液相平均密度： kg/m3；</p>&l

50、t;p>　　提餾段液相平均密度： kg/m3；</p><p>　　4、液體平均表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　表3-6</b></p><p>　　根據(jù)上表作出苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖和甲苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖如下：</p><p>　　液相混合物表面張力，按下式求?。?lt;/p>

51、<p>　　：混合物的表面張力，mN/m</p><p>　　: i組分的等張比容；</p><p>　　[P苯]: 205.1 [P甲苯]: 245.1</p><p>　?。夯旌衔镆合嗄枬舛龋琺ol/cm3</p><p>　?。夯旌衔餁庀嗄枬舛?，mol/cm3</p><p>　　塔頂液相

52、平均表面張力：</p><p><b>　　tD=80.67℃</b></p><p>　　x1=0.9707 y1=xD=0.9882</p><p><b>　　mN/m；</b></p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均表面張力：</p><p>　　tF=100

53、.63℃, </p><p>　　xF=0.222 yF=0.417</p><p>　　塔底液相平均表面張力：</p><p>　　tW=110.29℃, </p><p>　　xW=0.00679 yW=0.0169</p><p>　　故：精餾段液相平均表面張力： kg/m3；</p>

54、<p>　　提餾段液相平均表面張力： kg/m3；</p><p>　　5、液相平均粘度的計(jì)算</p><p><b>　　按下式求?。?lt;/b></p><p><b>　　：i組分粘度</b></p><p><b>　?。篿組分摩爾分率</b></p&

55、gt;<p><b>　　塔頂液相平均粘度：</b></p><p>　　tD=80.67℃,</p><p>　　根據(jù)液體粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；</p><p>　　進(jìn)料口液相平均粘度：</p><p>　　tF=100.63℃, </p><p>　　根據(jù)液體

56、粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；</p><p><b>　　塔底液相平均粘度：</b></p><p>　　tW=110.29℃, </p><p>　　根據(jù)液體粘度共線圖查得： mPa.s， mPa.s；</p><p>　　故：精餾段液相平均粘度： mPa S；</p><p&g

57、t;　　提餾段液相平均粘度： mPa S；</p><p>　　3.6精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　1、板間距和塔徑的計(jì)算</p><p>　　板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)系。板距取大些，塔可允許氣流以較高的速度通過，對(duì)完成一定生產(chǎn)任務(wù)，塔徑可較??；反之，所需塔徑就要增大些。板間距取得大，還對(duì)塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利。但板間距增

58、大以后，會(huì)增加塔身總高度，增加金屬耗量，增加塔基、支座等的負(fù)荷，從而又會(huì)增加全塔的造價(jià)。初選板間距時(shí)可參考下表所列的推薦值。</p><p>　　表3-8 板間距與塔徑關(guān)系</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　精餾段的氣相體積流率：</p><p><b>　　m3/s</

59、b></p><p>　　精餾段的液相體積流率：</p><p><b>　　m3/s</b></p><p><b>　　橫坐標(biāo)</b></p><p>　　取塔板間距HT=0.3 m，板上液層高度hL=0.06m,則</p><p><b>　　m<

60、/b></p><p>　　由《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》圖4-9 篩板塔的泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.0475</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/s</p><p><b>　　m</b></p><p&g

61、t;　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.663m (公稱外徑取675mm,壁厚取6mm的管)</p><p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 m/s</p><p>　　校核：實(shí)際空塔氣速/最大氣速在0.6~0.8范圍內(nèi)符合要求。</p><p><b>　　提餾段同理可得：

62、 </b></p><p>　　V’=V=(R+1)D=(3.8+1)×5.79=27.79koml/h （其中D為塔頂產(chǎn)品流量）</p><p>　　提餾段的氣相體積流率：</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　提餾段的液相體積流率：</p><p&

63、gt;<b>　　m3/s</b></p><p><b>　　橫坐標(biāo)</b></p><p>　　取塔板間距H’T=0.35 m，板上液層高度h’L=0.06 m,則</p><p><b>　　m</b></p><p>　　由史密斯圖得：=0.0525</p>

64、<p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.682m (公稱外徑取698mm,壁厚取13mm的管) </p><p><b>　　塔截

65、面積 m2</b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 m/s</p><p>　　經(jīng)核算，實(shí)際空塔氣速與最大氣速之比，在0.6~0.8范圍內(nèi)，滿足要求。</p><p>　　2、精餾塔有效高度的計(jì)算</p><p>　　精餾段有效高度： m</p><p>　　提餾段有效高度： m</p>

66、<p>　　精餾塔有效高度： m</p><p>　　3.7塔板主要工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　它包括板間距的初估，塔徑的計(jì)算，塔板液流型式的確定，板上清液高度、堰長、堰高的初估與計(jì)算，降液管的選型及系列參數(shù)的計(jì)算，塔板布置和篩板的篩孔和開孔率，最后是水力校核和負(fù)荷性能圖。</p><p><b>　　1、溢流裝置計(jì)算</b&g

67、t;</p><p>　　因?yàn)?0.663，=0.682，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p><b>　　堰長</b></p><p>　　單溢流型塔板堰長一般取為（0.6~0.8）D，所以取=0.7D</p><p>　　精餾段堰長取=0.7=0.70.663=0.464m <

68、/p><p>　　提餾段堰長取=0.7=0.70.682=0.477m</p><p><b>　　(2)溢流堰高度</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　由,選用平直堰。</b></p><p>　　堰上液層高度

69、，其中E近似為1。則。</p><p>　　取板上清液層高度hL=60 mm，</p><p>　　故有精餾段溢流堰高度：</p><p><b>　　提餾段（同理）：</b></p><p>　　校核：綜上可知0.006m<、<0.06m, 、也符合下面的參考表（本設(shè)計(jì)常壓操作）</p>

70、<p>　　故本設(shè)計(jì)的堰長、板上清液層高度hL的選取合理.</p><p>　?。?）弓形降液管寬度Wd和截面積Af</p><p><b>　　由,查表得：，</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　??；</b></p&

71、gt;<p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　??；</b></p><p><b>　　；</b></p><p>　　驗(yàn)證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間，即：</p><p>　　精餾段： s > 5 s</p><

72、;p>　　提餾段： s > 5 s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p><p>　　為了保證良好的液封，又不使得液流阻力太大，一般取為</p><p>　　精餾段： >（0.02~ 0.025）m&

73、lt;/p><p>　　提餾段： >（0.02~ 0.025）m</p><p>　　液體流過底隙的流速u隙</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　2、塔板布置</b>

74、</p><p>　　（1）塔板的分塊：因<800mm, 在700mm到800 mm之間，故選整版式塔板。</p><p><b>　?。?）安定區(qū)</b></p><p>　　對(duì)于篩板塔，=取50——100mm之間，小塔取較小值，則取==0.05m。</p><p><b>　　（3）邊緣區(qū)</b

75、></p><p>　　篩板塔一般取50——60mm，則取==0.05m</p><p><b>　?。?）開孔區(qū)面積</b></p><p>　　對(duì)于單流型塔板： </p><p>　　式中： ：孔區(qū)面積，；</p><p><b>　??；</b></p&

76、gt;<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　=0.088</b></p><p>　　篩孔數(shù)的計(jì)算及其排列</p><p>　　所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。</p&

77、gt;<p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距</p><p>　　篩孔數(shù)目 精餾段 </p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　開孔率為 </p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為 精餾段 </p><p><b>　　

78、提留段 </b></p><p>　?。负Y板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p><b>　　1塔板壓降</b></p><p><b>　?。?）干板阻力計(jì)算</b></p><p><b>　　有查圖得</b></p><p><b&g

79、t;　　故 </b></p><p><b>　　精餾段 液注</b></p><p><b>　　提留段 液注</b></p><p>　?。?）氣體通過液層阻力計(jì)算</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p&g

80、t;<b>　　查圖得故</b></p><p><b>　　液注</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　查圖得0.65故</b></p><p><b>　　液注</b></p>

81、<p>　　液體表面張力的阻力計(jì)算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力計(jì)算</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液注高度</p><p><b>　　液注</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降

82、為</p><p><b>　　<1kpa</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液注高度</p><p><b>　　液注</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為<1Kpa&

83、lt;/p><p><b>　　液面落差</b></p><p>　　對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且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><b>　　液沫夾帶計(jì)算</b></p><p>&

84、lt;b>　　精餾段</b></p><p><b>　　故 <</b></p><p>　　故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　m</b></p><p&g

85、t;<b>　　<</b></p><p>　　故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p><b>　　漏液</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　=</b></p><p>

86、<b>　　實(shí)際孔速</b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù) </b></p><p><b>　　故無明顯漏液</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　=</b></p>

87、<p><b>　　實(shí)際孔速</b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù) </b></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)服從</p><p>　　苯-甲苯物系屬一般物系，取則</p>

88、<p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　故不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　故不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象</b></p><p>　　3.9．塔板負(fù)荷性能圖</

89、p><p><b>　　1. 漏液線</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　得： </b>&

90、lt;/p><p><b>　　=</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值 帶入</p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值 帶入</p><

91、p>　　由此表數(shù)據(jù)即可作出漏夜線(1)。</p><p><b>　　2.液沫夾帶線</b></p><p><b>　　以為限，求關(guān)系如下</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　，</b></p>

92、;<p><b>　　整理得</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p><b>　　3.液相負(fù)荷下限線</b>

93、</p><p>　　對(duì)于平直埯，取液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)</p><p><b>　　對(duì)于精餾段</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)

94、荷下限線。</p><p><b>　　4、液相負(fù)荷上限線</b></p><p><b>　　對(duì)于精餾段、提留段</b></p><p>　　以作為液體在降壓管中停留的時(shí)間的下限</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p>&

95、lt;b>　　提留段 </b></p><p>　　據(jù)此，可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。</p><p><b>　　液泛線</b></p><p><b>　　令：，，</b></p><p><b>　　，</b></p>

96、<p><b>　　聯(lián)立得：</b></p><p>　　忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得</p><p><b>　　對(duì)于精餾段</b></p><p><b>　　對(duì)于提留段</b></p><p><b>　　6、操作線</b>

97、;</p><p>　　精餾段：以為斜率作過原點(diǎn)的直線，即為塔板工作線。</p><p>　　提餾段：以為斜率，作過原點(diǎn)的直線。</p><p><b>　　7、負(fù)荷性能圖</b></p><p><b>　　對(duì)于精餾段</b></p><p>　　點(diǎn)P為設(shè)計(jì)點(diǎn)， =0.38

98、0m/s,氣相負(fù)荷下限=0.16m/s。</p><p>　　故精餾段操作彈性為：</p><p><b>　　上操作彈性：</b></p><p><b>　　下操作彈性：</b></p><p><b>　　。</b></p><p><b&g

99、t;　　對(duì)于提留段</b></p><p>　　P為設(shè)計(jì)點(diǎn)， =0.495m/s,氣相負(fù)荷下限=0.180m/s。</p><p>　　本設(shè)計(jì)提餾段的操作彈性：</p><p><b>　　上操作彈性：</b></p><p><b>　　下操作彈性：</b></p>&l

100、t;p>　　3.10 主要尺寸確定及熱量橫算</p><p>　　1、塔底高度、塔頂高及塔總高計(jì)算</p><p>　　理論板數(shù)為塊（不含塔釜），實(shí)際塔板數(shù)為34塊，精餾段15塊，第16塊為進(jìn)料板，取, m。</p><p>　　設(shè)釜液在釜底停留時(shí)間為12min，考慮到釜液波動(dòng)，，此外再考慮塔頂端上方的氣液分離空間高度均取為，以減少出口氣體帶量。</p

101、><p>　　本設(shè)計(jì)為清潔物料,精餾段共15塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則精餾段有2個(gè)人孔 (即)；提餾段共18塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則提餾段有2個(gè)人孔 (即)；人孔處塔間距，人孔高0.6m。</p><p><b>　　進(jìn)料段高度取m</b></p><p><b>　　封頭m</b></p>&

102、lt;p><b>　　裙座 </b></p><p><b>　　塔底空間=3m</b></p><p><b>　　塔的總高度為</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　2、主要接管尺寸確定</p><

103、;p><b>　　（1）進(jìn)料管 </b></p><p>　　采用料液由泵流入塔內(nèi)，進(jìn)料管內(nèi)流速可取m/s，取 </p><p><b>　　m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號(hào):公稱外徑為33.7mm，公稱壁厚為3.2mm的鋼管。把圓整后的=25.3mm代入校核m/s在范圍中。</p>

104、<p><b>　?。?）回流管：</b></p><p>　　常壓采用強(qiáng)制回流，流速可取1.5~2.5m/s，取</p><p><b>　　則：m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號(hào)：公稱外徑為33.7mm，公稱壁厚為3.2mm的鋼管。把圓整后的27.3mm代入校核得m/s</p>

105、<p>　　（3）塔頂蒸汽出口管徑 </p><p>　　常壓下常壓塔蒸汽流速可取12~20m/s，取,</p><p><b>　　則：m </b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號(hào): 公稱外徑為139.3mm，公稱壁厚為4.5mm的鋼管。圓整取159.3mm,校核16.66m/s在范圍內(nèi)。</p>&

106、lt;p>　　（4）塔底殘液排出管管徑</p><p>　　殘液在管內(nèi)流速流速可取0.5~1.0m/s，取</p><p><b>　　m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號(hào)：公稱外徑為60.3m，公稱壁厚為3.8m的鋼管.圓整取52.7mm,校核=0.92m/s在范圍內(nèi)</p><p>　　（5）塔底

107、蒸汽排出管管徑</p><p><b>　　取蒸汽在管內(nèi)流速取</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號(hào)：稱外徑為168.3m，公稱壁厚為4.5m的鋼管。圓整取159.3mm,校核u=14.9m/s</p><p><b>　　3、熱量衡算</b></p><p><b>　　1）、

108、平均汽化熱</b></p><p>　　圖—7——溫度—甲苯汽化熱、苯汽化熱關(guān)系圖</p><p><b>　　由上兩圖可知：；</b></p><p>　　(1)塔頂平均汽化熱</p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p>　　(2)進(jìn)料

109、口平均汽化熱 </p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p>　　(3)塔底平均汽化熱 </p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p><b>　　精餾塔：</b></p><p><b>　　提

110、餾段：</b></p><p><b>　　2、 熱負(fù)荷</b></p><p><b>　　塔頂：kal/h</b></p><p><b>　　塔底：kal/h</b></p><p>　　3、冷卻劑與加熱劑消耗估算</p><p>&l

111、t;b>　?。?）冷卻劑</b></p><p>　　用水作冷卻劑，水由30℃升高至45℃。</p><p>　　水的比熱 冷卻水用量 </p><p>　　冷凝器的換熱面積: </p><p>　　水蒸氣冷凝到油沸騰可取290~870 w/(m2.k) (由教材P135，表4-11查得) ，現(xiàn)?。?/p>

112、</p><p><b>　　， 則：</b></p><p>　?。?）加熱劑 </p><p>　　其中取140攝氏度的水蒸氣作為加熱劑，r=2148.7KJ/kg</p><p>　　∴ 加熱蒸汽用量 </p><p>　　再沸器的換熱面積為： </p>

113、<p><b>　　又：； </b></p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　第4篇 計(jì)算結(jié)果列表</p><p>　　第5篇 小結(jié)與體會(huì)</p><p>　　在這次對(duì)苯－甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝的設(shè)計(jì)實(shí)驗(yàn)中，我對(duì)精餾塔這一部分的知識(shí)有進(jìn)行了一次全面的復(fù)習(xí)。

114、當(dāng)然在設(shè)計(jì)的過程中也發(fā)現(xiàn)自己還有些問題不是很明白，但是通過發(fā)現(xiàn)問題并解決問題，我覺得我對(duì)于這一部分知識(shí)的掌握和理解較以前更深刻了。我做了很長時(shí)間,到快結(jié)束了才發(fā)現(xiàn)一開始的Xf，Xd,Xw值不對(duì)，這樣使得我的好多結(jié)果和正確的值都有很大的偏差，可是我已經(jīng)接近完成了，所以我只能把一個(gè)錯(cuò)誤的計(jì)算過程給老師了。我覺得這樣不太好，考慮到時(shí)間的問題，望老師諒解。</p><p><b>　　第6篇·參考資料

115、</b></p><p><b>　　參考資料</b></p><p>　　[1] 賈紹義，柴誠敬主編. 化工傳質(zhì)與分離過程. 化學(xué)工業(yè)出版社，2007</p><p>　　[2] 王國勝主編. 化工原理課程設(shè)計(jì). 大連理工大學(xué)出版社，2005</p><p>　　[3] 譚天恩主編，《化工原理》，化學(xué)工業(yè)出

116、版社，1998年出版。</p><p>　　[4] 陳英南，劉玉蘭主編. 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì) [專著] . 上海 : 華東理工大學(xué)出版社, 2005</p><p>　　[5] 匡柱國、史啟才編,《化工單元過程及設(shè)備設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)》，化學(xué)工業(yè)出版社,2001年出版。</p><p>　　[6] 天津大學(xué)化工原理教研室編《化工原理課程設(shè)計(jì)》，天津大學(xué)出版社，1994