苯-甲苯浮閥精餾塔課程設計

1、<p>　　第一篇 化工原理課程設計任務書</p><p><b>　　1.1設計題目</b></p><p>　　苯-甲苯連續(xù)精餾（浮閥）塔的設計</p><p><b>　　1.2設計任務</b></p><p>　　1、精餾塔設計的工藝計算及塔設備計算</p><

2、;p>　　流程及操作條件的確定；物料衡算及熱量衡算；</p><p><b>　　塔板數的計算；</b></p><p>　　塔板結構設計（塔板結構參數的確定、流動現象校核、負荷性能圖）；</p><p>　　塔體各接管尺寸的確定；</p><p>　　冷卻劑與加熱劑消耗量的估算。</p><p

3、><b>　　2.設計說明及討論</b></p><p><b>　　3.繪制設計圖</b></p><p><b>　　流程圖（A4紙）；</b></p><p>　　塔盤布置圖（8開坐標紙）；</p><p>　　工藝條件圖（1號繪圖紙）。</p>&l

4、t;p><b>　　1.3原始設計數據</b></p><p>　　1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量為35 %（質量），常溫；</p><p>　　2、餾出液含苯：99.2 %（質量）；</p><p>　　3、殘液含苯： 0.5 %（質量）；</p><p>　　4、生產能力：4000 (kg/h).</p

5、><p>　　第二篇 流程及流程說明</p><p>　　為了能使生產任務長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機泵泵入精餾塔，塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液，精餾塔塔頂設有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流部分連續(xù)采出到產品罐（具體流程見附圖）。</p><p>　　在流程確定方案選擇上，本設計盡可能的減少固定投資，降低操作費用，以期提高經濟效益。&l

6、t;/p><p>　　1、加料方式的選擇：</p><p>　　設計任務年產量雖小，但每小時4000Kg的進料量，為維持生產穩(wěn)定，采用高位槽進料，從減少固定投資，提高經濟效益的角度出發(fā)，選用泡點進料的加料方式。</p><p>　　2、回流方式的選擇：</p><p>　　塔的生產負荷不大，從降低操作費用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點

7、回流,同時也減少了固定投資。</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>　　第三篇 設計計算</b></p><p>　　3.1全塔的物料

8、衡算</p><p>　　1、將任務書中的質量分數換算成摩爾分數，進料</p><p><b>　?。柊俜謹担?lt;/b></p><p><b>　?。柊俜謹担?lt;/b></p><p><b>　?。柊俜謹担?lt;/b></p><p>　　2、求

9、平均分子量，將換算成 </p><p><b>　　進料處: </b></p><p><b>　　塔頂處: </b></p><p><b>　　塔釜處: </b></p><p><b>　　進料: </b></p><p>

10、<b>　　3、全塔的物料衡算</b></p><p><b>　　由物料衡算得：</b></p><p><b>　　代入數據得： </b></p><p>　　解之得： </p><p>　　3.2相對揮發(fā)度及回流比R</p><p>

11、;　　1、求全塔平均相對揮發(fā)度：</p><p><b>　　表3-1</b></p><p>　　塔內溫度的計算：采用內插法計算塔內的溫度</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，因此這兩點之間可近似看作為

12、直線，設此直線方程為：，代入80.1℃與84℃時的值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p><b>　　即直線方程為：</b></p><p>　　將y1=0.993代入方程解得t1=tD=80.39℃</p><p><b>　　塔底：</b><

13、/p><p>　　xW＝0.00589，設直線方程為：t=kx+b，代入108℃與110.6℃時的x值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：t=-45.6x+110.6</p><p>　　將xW＝0.00589代入方程解出tW=110.3℃。</p><p&

14、gt;<b>　　進料：</b></p><p>　　=0.388，設直線方程為t=kx+b，代入92℃到96℃的x值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：t=-30.5x+107.4</p><p>　　將＝0.388代入方程解出tF=95.57℃。&

15、lt;/p><p>　　所以全塔的平均溫度 ==95.42℃</p><p>　?。?）塔內平均相對揮發(fā)度：采用內插法計算塔內平均溫度下的相對揮發(fā)度</p><p>　　設直線方程x=kt+b,代入92℃到96℃之間的x的值</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方

16、程為：x=-0.03275t+3.517</p><p>　　將=95.42℃代入方程解出=0.392</p><p>　　設直線方程y=kt+b,代入92℃到96℃之間的y的值</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：y=-0.03075t+3.546</p>&l

17、t;p>　　將=95.42℃代入方程解出=0.612</p><p><b>　　∵ =</b></p><p>　　將=0.392，=0.612代入</p><p><b>　　得：=2.45 </b></p><p><b>　　2、求回流比R</b></p&g

18、t;<p>　?。?）最小回流比Rmin</p><p>　　由=，代入=2.45整理得：y= </p><p>　　由于采用泡點進料，所以q=1,故q線方程為xe==0.388 </p><p>　　聯立、 ，求解得： </p><p>　　Rmin＝ </p><

19、p>　?。?）確定最適宜操作回流比R</p><p>　　一般取R＝（1.2～2.0）Rmin ，然后在其間取適當值，通過計算作圖，從而找出最適宜操作回流比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R=1.35Rmi

20、n=2.50時，所得的回流比費用最小，即最適宜回流比R=2.50。</p><p><b>　　表3-2</b></p><p><b>　　3.3求理論塔板數</b></p><p>　　求解方法：采用逐板法計算理論板數，交替使用操作線方程和相平衡關系。</p><p><b>　　精餾

21、段：</b></p><p><b>　　操作線方程： </b></p><p>　　將R=2.50代入方程得： </p><p><b>　　即：</b></p><p>　　相平衡關系為： x=</p><p>　　對于第一層塔板：ｙ１＝ｘＤ＝

22、0.993 ，由相平衡關系求得：x１=0.983 (其中相對揮發(fā)度取2.45)。將x１代入操作線方程得：y2=0.714×0.983+0.284=0.986。然后再次應用相平衡關系即可求得x2=0.966（之后α取全塔平均相對揮發(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&g

23、t;<p>　　由表可以看出，x9>xe>x10,因此第10層為進料層，從第10層開始進入提鎦段。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　操作線方程：</b></p><p>　　其中：L=RD=2.50×17.86=44.65 kmol/h</

24、p><p>　　=90.79 koml/h</p><p><b>　　q=1</b></p><p><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=0.559，之后用相平衡關系即可求得x11=0.341。同理可求出其他值，如下表所列：</p&g

25、t;<p><b>　　表3-4</b></p><p>　　由表可看出x20> >x21，因此理論減去塔釜相當的一層塔板，理論塔板數在19和20塊之間，又：==0.35，所以理論塔板數為19.35塊（不含塔釜）。其中精餾段9塊，提餾段10.35塊，第10塊為進料板。</p><p>　　3.4 確定全塔效率ET并求解實際塔板數</p&

26、gt;<p><b>　　1、確定全塔效率</b></p><p>　　利用奧康奈爾的經驗公式</p><p>　　其中：—全塔平均溫度下的平均相對揮發(fā)度；</p><p>　　—全塔平均溫度下的液相粘度, mPa.s；</p><p>　　對于多組分的液相粘度：</p><p>　

27、　其中：—液態(tài)組分i的粘度, mPa.s；</p><p>　　— 液相中組分i的摩爾分率；</p><p>　　（1）全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內插法求得:</p><p>　　塔頂溫度：tD=80.39℃</p><p>　　進料溫度：tF=95.57℃</p><p>　　塔底溫度：tW=110.3℃&

28、lt;/p><p>　　精餾段平均溫度為：℃</p><p>　　提餾段平均溫度為：℃</p><p><b>　　全塔平均溫度為：℃</b></p><p>　?。?）全塔平均溫度下的相對揮發(fā)度的求解：</p><p>　　用內插法求得當=95.42℃時， =0.392,=0.612,</p&

29、gt;<p>　?。?）全塔平均溫度下的液相粘度的求解：</p><p>　　根據液體粘度共線圖查得：在95.42℃下，</p><p>　　苯液體的粘度為μ1=0.234 mPa.s ，</p><p>　　甲苯的液體粘度為μ2=0.264 mPa.s</p><p>　　∴=0.3920.234+（1-0.392）0.264

30、=0.252mPa.s</p><p><b>　　因此==0.552</b></p><p><b>　　2、確定實際塔板數</b></p><p>　　實際板數： ，取36塊。</p><p>　　實際精餾段塔板數：，取17塊。</p><p>　　實際提餾段塔板數：，取

31、19塊。</p><p>　　3.5塔的工藝條件及物性數據計算</p><p><b>　　1、操作壓力的計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力：PD=101.325kPa，每層壓降設為△P0=1kPa.</p><p>　　進料板操作壓力：PF=101.325+171=118.325kPa.；</p>

32、;<p>　　塔底操作壓力：PW=101.325+136=137.325kPa.；</p><p>　　精餾段平均操作壓力： kPa.；</p><p>　　提餾段平均操作壓力： kPa.；</p><p>　　2、平均摩爾質量的計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質量： x1=0.983 y1=xD=0.993&l

33、t;/p><p>　　MVDM=0.99378.11+(1-0.993) 92.13=78.21 kg/kmol；</p><p>　　MLDM=0.983 78.11+(1-0.983 ) 92.13=78.35 kg/kmol；</p><p>　　進料板平均摩爾質量：xF=0.388 yF=0.608</p><p>　　MV

34、FM=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.60 kg/kmol；</p><p>　　MLFM=0.38878.11+(1-0.388) 92.13=86.69 kg/kmol；</p><p>　　塔底平均摩爾質量：xW=0.00589 yW=0.0143</p><p>　　MVWM=0.014378.11+(1-0.0143

35、)92.13=91.93 kg/kmol；</p><p>　　MLWM=0.0058978.11+(1-0.00589) 92.13=92.05 kg/kmol；</p><p>　　精餾段平均摩爾質量：</p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　kg/k

36、mol；</b></p><p>　　提餾段平均摩爾質量：</p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　3、平均密度計算</b></p><p>　　

37、（1）氣相平均密度計算：</p><p>　　精餾段： kg/m3；</p><p>　　提餾段： kg/m3；</p><p><b>　　液相平均密度計算：</b></p><p><b>　　塔頂液相平均密度：</b></p><p>　　tD=80.39℃,

38、 </p><p>　　根據有機液體相對密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m3，kg/m3；</p><p>　　∴ kg/m3；</p><p>　　2）進料口液相平均密度：</p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　根據有機液體相對密度共線圖查得：&

39、lt;/p><p>　　kg/m3，kg/m3；</p><p>　　∴ kg/m3；</p><p><b>　　塔底液相平均密度：</b></p><p>　　tW=110.3℃, </p><p>　　根據有機液體相對密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m

40、3，kg/m3；</p><p>　　∴ kg/m3；</p><p>　　故：精餾段液相平均密度： kg/m3；</p><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算</p><p><b>　　表3-6</b></p&

41、gt;<p>　　根據上表作出苯的表面張力與溫度的關系圖和甲苯的表面張力與溫度的關系圖如下：</p><p>　?。?）塔頂液相平均表面張力：</p><p>　　tD=80.39℃,</p><p>　　根據上圖的線性關系得：mN/m，mN/m；</p><p>　　x1=0.983 y1=xD=0.993</p&

42、gt;<p><b>　　mN/m；</b></p><p>　　（2）進料板液相平均表面張力：</p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　根據上圖的線性關系得：mN/m，mN/m；</p><p>　　xF=0.388 yF=0.608</p><p>&

43、lt;b>　　mN/m；</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力：</p><p>　　tW=110.3℃, </p><p>　　根據上圖的線性關系得：mN/m，mN/m；</p><p>　　xW=0.00589 yW=0.0143</p><p><b>　　mN/m；&l

44、t;/b></p><p>　　故：精餾段液相平均表面張力： kg/m3；</p><p>　　提餾段液相平均表面張力： kg/m3；</p><p>　　5、液相平均粘度的計算</p><p><b>　　塔頂液相平均粘度：</b></p><p>　　tD=80.39℃,&l

45、t;/p><p>　　根據液體粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；</p><p>　　進料口液相平均粘度：</p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　根據液體粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；</p><p><b>　　塔底液相平均粘度：</b></p&g

46、t;<p>　　tW=110.3℃, </p><p>　　根據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>　　提餾段液相平均粘度： mPa S；3.6精餾塔塔體工藝尺寸計算</p><p>　　1、板間距和塔徑的計算</p>

47、;<p>　　板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關系。板距取大些，塔可允許氣流以較高的速度通過，對完成一定生產任務，塔徑可較?。环粗?，所需塔徑就要增大些。板間距取得大，還對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利。但板間距增大以后，會增加塔身總高度，增加金屬耗量，增加塔基、支座等的負荷，從而又會增加全塔的造價。初選板間距時可參考下表所列的推薦值。</p><p>　　表3-8 板間距與塔徑關系</

48、p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　精餾段的氣相體積流率：</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　精餾段的液相體積流率：</p><p><b>　　m3/s</b></p><p&g

49、t;<b>　　橫坐標</b></p><p>　　取塔板間距HT=0.4 m，板上液層高度hL=0.06m,則</p><p><b>　　m</b></p><p>　　由《常用化工單元設備的設計》圖4-9 篩板塔的泛點關聯圖得：C20=0.0756</p><p><b>　　m/s

50、</b></p><p>　　取安全系數為0.7，則空塔氣速= m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　按標準塔徑圓整后=0.8 m</p><p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實際空塔氣速 m/s<

51、;/p><p>　　校核：實際空塔氣速/最大氣速在0.6~0.8范圍內符合要求。</p><p><b>　　提餾段同理可得： </b></p><p>　　V’=V=(R+1)D=(2.50+1)×17.86=62.51koml/h （其中D為塔頂產品流量）</p><p>　　提餾段的氣相體積流率：</p

52、><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　提餾段的液相體積流率：</p><p><b>　　m3/s</b></p><p><b>　　橫坐標</b></p><p>　　取塔板間距H’T=0.40 m，板上液層高度h’L=0.06 m

53、,則</p><p><b>　　m</b></p><p>　　由史密斯圖得：=0.0756</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數為0.7，則空塔氣速= m/s</p><p><b>　　m</b></p

54、><p>　　按標準塔徑圓整后=0.8 m</p><p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實際空塔氣速 m/s</p><p>　　經核算，實際空塔氣速與最大氣速之比，在0.6~0.8范圍內，滿足要求。</p><p>　　2、精餾塔有效高度的計算</p>&

55、lt;p>　　精餾段有效高度： m</p><p>　　提餾段有效高度： m</p><p>　　精餾塔有效高度： m</p><p>　　3.7精餾塔塔板主要工藝尺寸計算</p><p>　　它包括板間距的初估，塔徑的計算，塔板液流型式的確定，板上清液高度、堰長、堰高的初估與計算，降液管的選型及系列參數的計算，塔板布置和篩板的篩

56、孔和開孔率，最后是水力校核和負荷性能圖。</p><p><b>　　1、溢流裝置計算</b></p><p>　　因為=0.8，=0.8，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</b></p><p>　　單溢流型塔板堰長一般取為（0.6~0.8）

57、D，所以取=0.7D</p><p>　　精餾段堰長取=0.7=0.70.8=0.56 m </p><p>　　提餾段堰長取=0.7=0.70.8=0.56 m</p><p><b>　　(2)溢流堰高度</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><

58、;p><b>　　由,選用平直堰。</b></p><p>　　堰上液層高度，其中E近似為1。則m。</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： m</p><p><b>　　提餾段（同理）：</b></p><

59、;p><b>　　m</b></p><p><b>　　m</b></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>&

60、lt;p><b>　　m2；</b></p><p><b>　　m2；</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　m2；</b></p><p><b>　　m2；</b></p&

61、gt;<p>　　驗證液體在降液管內的停留時間，即：</p><p>　　精餾段： s > 5 s</p><p>　　提餾段： s > 5 s</p><p><b>　　故降液管設計合理。</b></p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p&

62、gt;<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： m >（0.02~ 0.025）m</p><p>　　提餾段： m >（0.02~ 0.025）m</p><p>　　液體流過底隙的流速u隙</p><p><b>　　精餾段： m/s</b>

63、;</p><p><b>　　提餾段： m/s</b></p><p><b>　　2、塔板布置</b></p><p>　　（1）塔板的分塊：因D<800 mm，故無需分塊，選用整版式塔板。</p><p><b>　?。?）安定區(qū)</b></p>&l

64、t;p>　　在板上的傳質區(qū)域與溢流堰之間需要有一個不開孔的區(qū)域即安定區(qū)，安定區(qū)寬度是指堰與它最近的一排空的中心線之間的距離，對于整版式浮閥塔可取進、出安定區(qū)寬度為0.6~0.7m，則取==0.06m。</p><p><b>　?。?）邊緣區(qū)</b></p><p>　　塔板靠近塔壁部分需留出一圈區(qū)域，整版式浮閥塔應取==0.035m</p>&l

65、t;p><b>　　（4）開孔區(qū)面積</b></p><p>　　對于單流型塔板： </p><p>　　式中： ：孔區(qū)面積，；</p><p><b>　?。?lt;/b></p><p>　　精餾段： </p><p&g

66、t;<b>　　=0.3074</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　=0.3074</b></p><p>　　（5）閥孔數的計算及其排列</p><p>　　選擇F1型重型32g的浮閥，閥孔直徑=39mm=0.039m，初取閥孔動

67、能因子一般為8~12，取。</p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　孔速為： </b></p><p>　　每層塔板上浮閥數目為：個</p><p>　　浮閥排列方式：采用等邊三角形叉排開孔形式，取同一橫排的孔心，作圖排得浮閥數目為59塊。</p&g

68、t;<p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　孔速為： </b></p><p>　　每層塔板上浮閥數目為：個</p><p>　　浮閥排列方式：采用等邊三角形叉排開孔形式，取同一橫排的孔心，作圖排得浮閥數目為59塊。</p><p>　　精餾段和提餾

69、段每層踏板上實際浮閥數目均為59個，即</p><p>　　按塊重新核算孔速和閥孔動能因數：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p>　　閥孔動能因數變化不大，仍在8~12范圍內。</p><p><

70、;b>　　踏板開孔率：</b></p><p>　　精餾段：（其中為精餾段實際空塔氣速）</p><p>　　提餾段：（其中為提餾段實際空塔氣速）</p><p>　　3.8塔板校核—塔板的流體力學計算</p><p>　　1、氣相通過浮閥塔板的壓力降 </p><p>　　（1）干板阻

71、力的計算</p><p>　　對于浮閥有經驗公式： （根據《化工單元過程課程設計》）</p><p><b>　　精餾段： m液柱</b></p><p><b>　　提餾段： m液柱</b></p><p><b>　?。?）液層阻力</b></p><p

72、>　　取充氣系數，則 </p><p><b>　　精餾段： m</b></p><p><b>　　提餾段: m</b></p><p>　　液體表面張力所造成的阻力，此項可忽略不計，即</p><p>　　由上數據可得出，氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高： </p>

73、<p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　每層塔板壓力降的液柱高：</p><p><b>　　單塔壓降:</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　每層塔板壓力降的液柱高： </p><p&

74、gt;<b>　　單塔壓降：</b></p><p>　　精餾段與提餾段均小于計算前假設的壓降（），所以符合要求。</p><p><b>　　2、淹塔</b></p><p>　　為防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合，即</p><p>　　其中： （為板上液層高度）</

75、p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　∵板間距: ，,取Ф=0.5 ，</p><p><b>　　則有：</b></p><p>　　由此可見：，符合設計要求。</p><p><b>　　提餾段：</b></p>&

76、lt;p>　　∵板間距: ， ,取Ф=0.5 ， </p><p><b>　　∴</b></p><p>　　由此可見：，符合設計要求。</p><p><b>　　3、液沫夾帶量校核</b></p><p>　　霧沫夾帶將導致塔板效率下降。通常塔板上霧沫夾帶量kg液體/kg干氣體，對于浮閥

77、塔可用泛點百分率F作為間接衡量霧沫夾帶量的指標（F<70%即可保證）。</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　泛點率 （根據《化工單元過程課程設計》）</p><p>　　其中：m3/s m3/s</p><p>　　kg/m3 kg/

78、m3</p><p><b>　　板上液體流經長度：</b></p><p><b>　　板上液體面積：</b></p><p>　　查物性系數K＝1.0，查泛點負荷系數表</p><p><b>　　則泛點率：</b></p><p><b>

79、;　　滿足要求設計要求。</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　泛點率（根據《化工單元過程課程設計》）</p><p>　　其中：m3/s m3/s</p><p>　　kg/m3 kg/m3</p>&l

80、t;p><b>　　板上液體流經長度：</b></p><p><b>　　板上液體面積：</b></p><p>　　查物性系數K＝1.0，查泛點負荷系數表</p><p><b>　　則泛點率：</b></p><p><b>　　滿足要求設計要求。<

81、/b></p><p>　　3.9塔板負荷性能圖</p><p><b>　　1、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　泛點率，根據此作出負荷性能圖中的物沫夾帶線。</p><p>　　按泛點率70％計算：</p&g

82、t;<p><b>　　整理得：</b></p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值，算出</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　泛點率，根據此作出負荷性能圖中的物沫夾帶線。</p><p>　　按泛點率70％計算：</p&

83、gt;<p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　2、降液管液泛線</b></p><p><b>　　利用確定液泛線（）</b></p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　

84、（）</b></p><p>　　又：（根據《化工單元過程課程設計》p115）</p><p><b>　　，則：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><

85、;b>　　與精餾段同理可得：</b></p><p>　　又：（根據《化工單元過程課程設計》p115）</p><p><b>　　，則：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　3、液相負荷上限線</b></p

86、><p>　　應保證液體的最大流量在降液管中停留時間不低于3～5s，取為液體降液管內停留時間下限，即：，則：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p>　　4、漏液線(氣相下限線)</p><p>　　對于F1型

87、重閥，取作為規(guī)定氣體最小負荷標準，則， ， </p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　5、液相負荷下限線</b></p><p>　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與

88、氣相流量無關的豎直線。</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　， 其中</p><p><b>　　則： </b></p><p><b>　　解之得：</b></p><p><b>　　提餾段

89、：</b></p><p>　　， 其中</p><p><b>　　則： </b></p><p><b>　　解之得：</b></p><p><b>　　6、操作線</b></p><p>　　精餾段：以為斜率作過原點的直線

90、，即為塔板工作線。</p><p>　　提餾段：以為斜率，作過原點的直線。</p><p><b>　　7、負荷性能圖</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　由前所訴知，精餾段有：</p><p><b>　　當 時， <

91、;/b></p><p>　　根據以上五式，以為橫坐標，為縱坐標，可作得精餾段塔板的負荷性能圖，并以P（Vs,Ls）作為操作點進行驗證，如下：</p><p>　　圖-9 精餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　點P為設計點， Vhmax=0.583m/s,氣相負荷下限Vhmin=0.205m/s。</p><p>　　其氣相操作彈

92、性，即該塔精餾段的操作彈性為。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　由前所訴知，精餾段有：</p><p><b>　　當 時， </b></p><p>　　根據以上五式，以為橫坐標，為縱坐標，可作得提餾段塔板的負荷性能圖，如下：</p><p

93、>　　圖-10 提餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　點P為設計點，氣相負荷上限，即霧沫夾帶線與液相負荷上限線的交點Vhmax=0.501m/s,氣相負荷下限Vhmin=0.186m/s。</p><p>　　其氣相操作彈性，即該塔精餾段的操作彈性為。</p><p>　　3.10其他結構尺寸設計</p><p>　　1、塔底高度

94、、塔頂高及塔總高計算</p><p>　　理論板數為塊（不含塔釜），實際塔板數為塊，精餾段9塊，第10塊為進料板，取。</p><p>　　設釜液在釜底停留時間為12min，考慮到釜液波動，，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><p>　　本設計為清潔物料，塔徑為0.8m,以每隔9塊板設一個人孔，則共有4個人孔 (即)，。&l

95、t;/p><p><b>　　進料段高度取</b></p><p><b>　　封頭</b></p><p><b>　　裙座 </b></p><p><b>　　塔的總高度為</b></p><p>　　2、主要接管尺寸確定（管型號

96、參照《化工原理課程設計簡明教程》）</p><p><b>　?。?）進料管 ：</b></p><p>　　采用料液由高位槽流入塔內，進料管內流速可取0.4—0.8m/s，取 </p><p>　　經過圓整后取管型號：Φ</p><p><b>　?。?）回流管：</b></p>&

97、lt;p>　　常壓采用重力回流，流速可取0.2~0.5m/s，取</p><p><b>　　則： m</b></p><p>　　經過圓整后取管型號：Φ</p><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>

98、;　　則： =0.193m </p><p>　　經過圓整后取管型號: Φ219×6</p><p>　?。?）塔底殘液排出管管徑</p><p>　　殘液在管內流速流速可取0.5~1.0m/s，取</p><p><b>　　m</b></p><p>　　經過圓整后取管型號：Φ

99、</p><p>　　（5）塔底蒸汽排出管管徑</p><p><b>　　取蒸汽在管內流速取</b></p><p>　　經過圓整后取管型號：Φ219×6</p><p>　　3.11熱量衡算及塔體各接管尺寸計算</p><p><b>　　1、平均汽化熱</b>

100、</p><p><b>　　表3-15</b></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)進料口平均汽化熱 </

101、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>　　提餾段：</b>

102、;</p><p><b>　　2、 熱負荷</b></p><p>　　塔頂： kcal/h</p><p>　　塔底： kcal/h</p><p>　　3、冷卻劑與加熱劑消耗估算</p><p><b>　?。?）冷卻劑</b></p><p>

103、　　用水作冷卻劑，水由30℃升高至45℃。</p><p><b>　　水的比熱</b></p><p><b>　　∴冷卻水用量 </b></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4-1

104、1查得) ，現??；</p><p><b>　　又：； </b></p><p><b>　　∴ </b></p><p>　?。?）加熱劑 </p><p><b>　　其中</b></p><p>　　∴ 加熱蒸汽用量 </p

105、><p>　　再沸器的換熱面積為： </p><p><b>　　又：； </b></p><p><b>　　∴ </b></p><p><b>　　3.12儀表管</b></p><p><b>　　壓力表2個</b>

106、</p><p>　　PN2.5 DN25 l=150mm</p><p>　　溫度計管（熱電偶） 6個</p><p>　　PN2.5 DN32 HG5-5012-73 l=150mm</p><p><b>　　3、塔釜玻璃液面計</b></p><p>　　PN2

107、.5 DN25 HG5-1361-80 l=150mm L=1400mm</p><p><b>　　4、自控液面計</b></p><p>　　PN2.5 DN25 l=150mm L=1500mm</p><p>　　以上接管連接法蘭型式為凹凸面</p><p>　　第四篇

108、 篩板塔工藝設計計算結果匯總表</p><p><b>　　參考資料</b></p><p>　　[1] 賈紹義，柴誠敬主編. 化工傳質與分離過程. 化學工業(yè)出版社，2007</p><p>　　[2] 王國勝主編. 化工原理課程設計. 大連理工大學出版社，2005</p><p>　　[3] 譚天恩主編，《化工原理》，

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