丙酮與水的連續(xù)精餾塔課程設計

1、<p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p>　　題 目 90000噸/年丙酮-水連續(xù)精餾塔設計 </p><p>　　系 （院） 化學與化工系 </p><p>　　專 業(yè) </p><p&g

2、t;　　班 級 </p><p>　　學生姓名 </p><p>　　學 號 </p><p>　　指導教師 </p><p>　　

3、職 稱 </p><p>　　2012年 6 月 11日</p><p><b>　　化工原理設計任務書</b></p><p>　　設計題目：丙酮－水二元物料板式精餾塔</p><p><b>　　設計條件： </b></p>

4、<p><b>　　常壓： </b></p><p>　　處理量：　90000噸/年</p><p>　　進料組成： 25%丙酮，75%水（質量分率，下同）　 </p><p><b>　　餾出液組成：</b></p><p>　　釜液組成： 餾出液 99%丙酮，釜液2%

5、丙酮</p><p>　　塔頂全凝器 　 泡點回流</p><p>　　回流比： R=1.5Rmin</p><p><b>　　加料狀態(tài)： </b></p><p><b>　　單板壓降： </b></p><p><b>　　設計任務：<

6、/b></p><p>　　完成該精餾塔的工藝設計（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設計算）。</p><p>　　畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板負荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。</p><p>　　寫出該精餾塔的設計說明書，包括設計結果匯總和設計評價。</p><p><b>　　摘 要</b></

7、p><p>　　利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅動和相平衡關系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質過程同時進行，屬傳質過程控制</p><p>　　原料從塔中部適當位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板

8、為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點。</p><p>　　在精餾段,氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分產品。 在提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產品，</p><p>　　精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端

9、同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，而在塔底獲得高純度的重組分產品。</p><p>　　通過對精餾塔的運算，主要設備的工藝設計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，可以得出精

10、餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條件及物性參數是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　本設計是以丙酮――水物系為設計物系，以篩板塔為精餾設備分離丙酮和水。篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備，此設計針對二元物系丙酮－－水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設計過程。</p><p>　　通過逐板計算得出理論板數11塊，回流

11、比為1.3032,算出塔效率為0.446，實際板數為25塊，進料位置為第7塊，在板式塔主要工藝尺寸的設計計算中得出塔徑為1.2米，有效塔高6.6米。通過浮閥塔的流體力學驗算，證明各指標數據均符合標準。在此次設計中，對塔進行了物料衡算，本次設計過程正常，操作合適。</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　第一部分 設計概述1</p>

12、<p>　　一 、設計題目：1</p><p>　　二 、工藝條件:1</p><p><b>　　三 、設計內容1</b></p><p><b>　　四、工藝流程圖1</b></p><p>　　第二部分 塔的工藝計算3</p><p>　　一、查閱

13、文獻，整理有關物性數據3</p><p>　　二、全塔物料衡算與操作方程7</p><p>　　三、全塔效率的估算7</p><p><b>　　四、實際塔板數8</b></p><p>　　五、精餾塔主題尺寸的計算10</p><p>　　1 精餾段與提餾段的汽液體積流量10<

14、/p><p>　　2 塔徑的計算12</p><p>　　3 塔高的計算16</p><p>　　4 塔板結構尺寸的確定16</p><p><b>　　5弓形降液管17</b></p><p>　　6開孔區(qū)面積計算18</p><p>　　7 篩板的篩孔和開孔率1

15、8</p><p>　　六、篩板的流體力學驗算2</p><p><b>　　1塔板壓降2</b></p><p><b>　　2液面落差2</b></p><p>　　七、塔板負荷性能圖4</p><p>　　1精餾段塔板負荷性能圖4</p><

16、;p>　　2提餾段塔板負荷性能圖7</p><p>　　八、精餾塔的主要附屬設備。</p><p>　　1.塔頂全凝器設計計算11</p><p>　　2.料液泵設計計算3管徑計算12</p><p>　　九、設計結果一覽表11</p><p><b>　　十、符號說明15</b>

17、;</p><p><b>　　十一、附圖1</b></p><p><b>　　十二、參考文獻4</b></p><p><b>　　十三. 設計小結</b></p><p><b>　　第一部分 設計概述</b></p><p&

18、gt;　　一 、設計題目： 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計</p><p><b>　　二 、工藝條件:</b></p><p>　　生產能力：90000噸/年（料液）</p><p><b>　　年工作日：300天</b></p><p>　　原料組成：25%丙酮，75%水（質量分率，下同）

19、</p><p>　　產品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮</p><p>　　操作壓力：塔頂壓強為常壓</p><p><b>　　進料溫度：泡點</b></p><p><b>　　進料狀況：泡點</b></p><p>　　加熱方式：直接蒸汽加熱</p>

20、;<p>　　回流比： R/Rmin=1.5</p><p><b>　　三 、設計內容</b></p><p>　　1 、       確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。</p><p>　　2     、&

21、#160;  工藝參數的確定</p><p>　　基礎數據的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數，塔板效 率，實際塔板數等。</p><p>　　3   、     主要設備的工藝尺寸計算</p><p>　　板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。</p

22、><p>　　4    、    流體力學計算</p><p>　　流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。</p><p>　　5 、 主要附屬設備設計計算及選型</p><p>　　塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學計算。</p><

23、p>　　料液泵設計計算：流程計算及選型。</p><p><b>　　四、工藝流程圖</b></p><p>　　丙酮—水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。</p><p>　　精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、

24、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。</p><p>　　丙酮—水混合液原料經預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。</p><p><b>　

25、　流程示意圖如下圖</b></p><p>　　圖1：精餾裝置工藝流程圖</p><p>　　第二部分 塔的工藝計算</p><p>　　一、查閱文獻，整理有關物性數據</p><p>　?。?）水和丙酮的性質</p><p>　　表1.水和丙酮的粘度</p><p>　　表2.水和

26、丙酮表面張力</p><p><b>　　表3.水和丙酮密度</b></p><p>　　表4.水和丙酮的物理性質</p><p>　　表5. 丙酮—水系統(tǒng)t—x—y數據</p><p>　　由以上數據可作出t-y（x）圖如下</p><p>　　由以上數據作出相平衡y-x線圖</p>

27、<p>　?。?）進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數</p><p>　　酮的摩爾質量 =58.08 Kg/kmol</p><p>　　水的摩爾質量 =18.02 Kg/kmol</p><p><b>　　平均摩爾質量</b></p><p>　　M=0.093758.08+（1-0.09

28、37）18.02=21.774 kg/kmol</p><p>　　M= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmol</p><p>　　M=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol</p><p>　　=574.08Kmol/h</p><p&

29、gt;<b>　　最小回流比</b></p><p>　　由題設可得泡點進料q=1則= ，又附圖可得=0.0937, =0.749。</p><p>　　= </p><p><b>　　確定操作回流比： </b></p><p><b>　　令

30、</b></p><p>　　二、全塔物料衡算與操作方程</p><p>　　(1)全塔物料衡算</p><p>　　D=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h </p><p><b>　　(2) 操作方程</b></p&

31、gt;<p>　　精餾段 = 0.33Xn+0.64</p><p>　　提餾段：因為泡點進料，所以q=1,代入數據</p><p>　　（3）由圖可得當R=0.5013時，精餾段與平衡線相切，則即使無窮多塔板及組成也不能跨越切點，切點為（0.854,0.915），則：</p><p>　　可解得：=0.8688</p><p>

32、;　　設R=1.5Rmin=1.3032</p><p>　　則精餾段操作線方程：</p><p>　　=0.57Xn+0.42</p><p>　　利用圖解法求理論班層數，可得：</p><p>　　總理論板層數 塊 ， 進料板位置 </p><p><b>　　三、全塔效率

33、的估算</b></p><p>　　用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算：</p><p>　　根據丙酮—水系統(tǒng)t—x(y)圖可以查得：</p><p>　　(塔頂第一塊板) </p><p>　　設丙酮為A物質，水為B物質</p><p>　　所以第一塊板上：

34、 </p><p>　　可得： </p><p>　　(加料板) </p><p>　　假設物質同上： </p><p>　　可得： </p><p>　　(塔底) </p>

35、<p>　　假設物質同上： </p><p>　　可得： </p><p>　　所以全塔平均揮發(fā)度： </p><p>　　精餾段平均溫度： </p><p>　　查前面物性常數（粘度表）：61.85 時， </p><p>　　所以

36、 </p><p>　　查61.85時，丙酮-水的組成</p><p>　　所以 </p><p>　　同理可得：提留段的平均溫度 </p><p>　　查表可得在83.6時 </p><p><b>　　四、實際塔板數</b&

37、gt;</p><p><b>　　實際塔板數</b></p><p>　　（1）精餾段：，取整15塊，考慮安全系數加一塊為15塊。</p><p>　?。?）提餾段：，取整9塊，考慮安全系數加一塊，為9塊。</p><p>　　故進料板為第16塊，實際總板數為25塊。</p><p><b

38、>　　全塔總效率： </b></p><p>　　五、精餾塔主題尺寸的計算</p><p>　　1 精餾段與提餾段的汽液體積流量</p><p>　　精餾段的汽液體積流量</p><p>　　整理精餾段的已知數據列于表3(見下頁)，由表中數據可知：</p><p>　　液相平均摩爾質量：M=(21

39、.774+56.798)/2=39.29kg/kmol</p><p>　　液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85℃</p><p>　　表6. 精餾段的已知數據</p><p><b>　　在平均溫度下查得</b></p><p><b>　　液相平均密度為：</

40、b></p><p>　　其中，α1 =0.1580 α2 =0.8420</p><p>　　所以，ρlm =852.35</p><p>　　精餾段的液相負荷L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h</p><p>　　Ln=LM/ρlm=68×39.29/852.35=3.13</p>&l

41、t;p><b>　　由 </b></p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　精餾段塔頂壓強</b></p><p>　　若取單板壓降為0.7, 則</p><p><b>　　進料板壓強</b></p>

42、<p><b>　　氣相平均壓強</b></p><p><b>　　氣相平均摩爾質量 </b></p><p><b>　　氣相平均密度</b></p><p>　　汽相負荷 V=（R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/h</p><p&g

43、t;　　精餾段的負荷列于表7。</p><p>　　表7 精餾段的汽液相負荷</p><p>　　提餾段的汽液體積流量</p><p>　　Qn’L=Qn,L+Qn,F Qn’L=68+574.08=642.08Kmol/h</p><p>　　Qn’V=Qn,V Qn’V=(R+1)Qn,D=120.18Kmol/

44、h</p><p>　　整理提餾段的已知數據列于表8，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結果列于表9。</p><p>　　表8提餾段的已知數據</p><p>　　表9提餾段的汽液相負荷</p><p><b>　　2 塔徑的計算</b></p><p>　　在塔頂的溫度下查表面張

45、力表 </p><p>　　在進料板溫度下查表面張力表：=17.9mN/m =64.74mN/m</p><p>　　在塔底溫度下查表面張力表： =14.3mN/m =58.4mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力 </p><p>　　提餾段液相平均表面張力 </p><p>　　全

46、塔液相平均表面張力 </p><p>　　在塔頂的溫度下查粘度表 </p><p>　　在進料板溫度下查粘度表：</p><p>　　在塔底溫度下查粘度表： </p><p>　　精餾段液相平均粘度 </p><p>　　提餾段液相平均粘度 </p><p>　　全塔液相平均粘度 &

47、lt;/p><p><b>　　1. 塔徑的計算</b></p><p>　　精餾段的體積流率計算：</p><p>　　提留段：Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s</p><p>　　(史密斯關聯圖)圖橫坐標：</p><p><b>　　提留段：</b>&l

48、t;/p><p>　　取板間距，板上液層高度</p><p>　?。翰楦綀D： </p><p><b>　　表觀空塔氣速：</b></p><p><b>　　估算塔徑：</b></p><p><b>　　塔截面積：</b><

49、/p><p>　　實際塔氣速： </p><p>　　精餾塔的有效高度的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度為：</b></p><p><b>　　提留段有效高度為：</b></p><p>　　在進料板上方開一小孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效

50、高度為：</p><p><b>　　3.溢流裝置的計算</b></p><p><b>　?、叛唛L</b></p><p>　　可取=0.66D=0.66×1.2=0.792m</p><p><b>　?、埔缌餮吒叨?lt;/b></p><p>

51、;　　由=，選用平直堰，堰上液層高度：</p><p><b>　　取用E=1，則</b></p><p><b>　　取液上清液層高度</b></p><p>　?、枪谓狄汗軐挾群徒孛娣e</p><p>　　由，查圖5-7（）附圖得</p><p><b>　　

52、用經驗公式：</b></p><p><b>　　故降液管設計合理。</b></p><p>　?、冉狄汗艿紫陡叨缺鹊?0mm，則：</p><p>　　=－0.01=0.0538－0.01=0.0438m</p><p>　　故選用凹形受液盤，深度</p><p><b>

53、　　塔板布置</b></p><p><b>　　⑴塔板的分塊</b></p><p>　　因為D≥800mm，故塔板采用分塊式，查表5-3得：塔板分3塊。</p><p><b>　　⑵邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p><b>　　取</b></p&g

54、t;<p><b>　　⑶開孔區(qū)面積</b></p><p><b>　　其中，</b></p><p><b>　?、群Y孔計算及其排列</b></p><p>　　選用δ=3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑=5mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心

55、距t=3=5mm</p><p>　　篩孔數目： </p><p>　　開孔率： </p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為：</p><p><b>　　3 塔高的計算</b></p><p>　　塔的高度可以由下式計算：</p><

56、;p>　　--塔頂空間（不包括頭蓋部分）</p><p><b>　　--板間距</b></p><p><b>　　N---實際板數</b></p><p><b>　　S---人孔數</b></p><p><b>　　--進料板出板間距</b>

57、</p><p>　　--塔底空間（不包括底蓋部分）</p><p>　　已知實際塔板數為N=23塊，板間距HT=0.3由于料液較清潔，無需經常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，因為板數較少，所以可以忽略人工開孔數。 </p><p>　　取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間HP=1m，塔底空間HW=1.5m，進料板空間高度，那么，全塔高度：</

58、p><p>　　4 塔板結構尺寸的確定</p><p>　　由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。</p><p>　　取無效邊緣區(qū)寬度WC=35mm，破沫區(qū)寬度，</p><p><b>　　查得 堰長</b></p><p><b>　　弓形溢流管寬度</b>

59、</p><p><b>　　弓形降液管面積</b></p><p>　　降液管面積與塔截面積之比 </p><p><b>　　堰長與塔徑之比</b></p><p>　　降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應大于5s</p><p>　　液體在精餾段降

60、液管內的停留時間</p><p><b>　　符合要求</b></p><p>　　液體在精餾段降液管內的停留時間</p><p><b>　　符合要求</b></p><p><b>　　5弓形降液管</b></p><p><b>　　采用

61、平直堰，堰高</b></p><p>　　--板上液層深度，一般不宜超過60--70mm</p><p><b>　　--堰上液流高度</b></p><p>　　堰上的液流高度可根據Francis公式計算</p><p><b>　　=</b></p><p>

62、　　E--液體的收縮系數</p><p><b>　　--液相的體積流量</b></p><p><b>　　--堰長</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　=</b></p><p>&l

63、t;b>　　由 </b></p><p>　　查手冊知 E=1 則</p><p>　　=0.0071×1=0.0071m</p><p>　　=0.06-0.0071=0.0529m</p><p>　　降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm</p><p>　　即=0.0

64、529-0.015=0.0379</p><p><b>　　同理，對提餾段</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　由 </b></p><p>　　查手冊得 E=1.</p><p>　　=0.0202&#

65、215;1=0.0202m</p><p>　　=0.06-0.0202=0.0398m</p><p>　　=0.0398-0.01=0.0298m</p><p><b>　　6開孔區(qū)面積計算</b></p><p><b>　　已知=0.12m</b></p><p>

66、　　進取無效邊緣區(qū)寬度 =0.035m 破沫區(qū)寬度 =0.07m</p><p>　　閥孔總面積可由下式計算</p><p><b>　　x=</b></p><p><b>　　r=</b></p><p><b>　　所以 </b></p><p&g

67、t;　　7 篩板的篩孔和開孔率</p><p>　　因丙酮-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm</p><p>　　篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm </p><p><b>　　篩孔數目 </b></p><p>　　開孔率 （在5--15%范圍內）</p>&l

68、t;p>　　氣體通過篩孔的氣速為 </p><p><b>　　則 精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　六、篩板的流體力學驗算</p><p><b>　　1塔板壓降</b></p><p><

69、;b>　?、鸥砂遄枇τ嬎?lt;/b></p><p><b>　　干板阻力</b></p><p><b>　　由所選用篩板，查得</b></p><p><b>　　液柱</b></p><p>　?、茪怏w通過液層的阻力的計算</p><p&

70、gt;<b>　　氣體通過液層的阻力</b></p><p><b>　　查圖得：</b></p><p>　?、且后w表面張力的阻力計算</p><p>　　液體表面張力所產生的阻力</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　氣體通過

71、每層塔板的高度可計算：</p><p>　?。?00Pa=設計允許值）</p><p><b>　　2液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　液沫夾帶</b></p><p&g

72、t;　　液沫夾帶量，采用公式</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　所以</b></p><p>　　故設計中液沫夾帶量允許范圍內</p><p><b>　　漏液</b></p><p>　　對于篩板塔，漏液點氣速：<

73、;/p><p><b>　　=5.89m/s</b></p><p><b>　　實際空速：</b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數：</b></p><p>　　故在本實驗中無明顯漏液。</p><p><b>　　液泛</b>

74、</p><p>　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度應服從式子</p><p><b>　　取</b></p><p>　　而，板上不設進口堰，則有</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　可知，本設計不會發(fā)生液泛</p><p&

75、gt;<b>　　七、塔板負荷性能圖</b></p><p>　　1精餾段塔板負荷性能圖</p><p><b>　　1.1漏液線</b></p><p><b>　　查圖知</b></p><p><b>　　=</b></p><p

76、>　　在操作范圍內，任取幾個值，已上式計算</p><p><b>　　1.2液沫夾帶線</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：</p><p>　　解得VS=1.33-15.8LS2/3 </p><p><b>　　可作出液沫夾帶線2</b>

77、</p><p>　　1.3液相負荷下限線</p><p>　　液相負荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負荷標準。</p><p><b>　　=E</b></p><p><b>　　E=1,則 </b></

78、p><p>　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.</p><p>　　1.4液相負荷上限線</p><p>　　以3s 作為液體在降液管中停留時間的下限</p><p><b>　　故</b></p><p>　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。</p>&l

79、t;p><b>　　1.5液泛線</b></p><p>　　為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內，須維持的液層高度</p><p><b>　　令 ，，</b></p><p><b>　　， 聯立得</b></p><p><b>　　整理得

80、：</b></p><p>　　0.0322=0.08652-118.29-1.32</p><p><b>　　列表計算如下</b></p><p>　　由此表數據即可做出液泛線5。</p><p>　　根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：</p><p><b&g

81、t;　　精餾A）</b></p><p>　　在負荷性能圖A上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得</p><p>　　Vs，max= 1.35m3/s Vs，min= 0.6m3/s</p><p>　　故操彈性為Vs，max/Vs，min=2.25 圖中紅色線為液相

82、負荷上線，藍色線為液相負荷下線，</p><p><b>　　黑色線為操作線</b></p><p>　　2提餾段塔板負荷性能圖</p><p><b>　　2.1漏液線</b></p><p><b>　　查圖知</b></p><p><b&g

83、t;　　=</b></p><p>　　在操作范圍內，任取幾個值，已上式計算</p><p><b>　　2.2液沫夾帶線</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：</p><p>　　hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=（0.0398+0.0202）*

84、2.5=0.0398</p><p>　　how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.6798)2/3=0.927LS2/3</p><p>　　則hf=0.0995+2.3175 LS2/3 HT-hf=0.3-0.0995-2.3175LS2/3=0.2005-2.3175 LS2/3</p><p>　　解得VS=1.3

85、476-15.5766LS2/3 </p><p><b>　　可作出液沫夾帶線2</b></p><p>　　2.3液相負荷下限線</p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　E=1</b></p><p>　　據此可作出與氣

86、體流量無關的垂直液相負荷下線3。</p><p>　　2.4液相負荷上限線</p><p>　　以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限</p><p>　　據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。</p><p><b>　　2.5液泛線</b></p><p>　　0.054=0.102

87、241-317.3-1.4668</p><p><b>　　列表計算如下</b></p><p>　　由此表數據即可做出液泛線5。</p><p>　　根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下： </p><p>　　B:在負荷性能圖B上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液

88、泛控制，下線為液相負荷下線控制。由圖查得</p><p>　　Vs，max= 1.05m3/s Vs，min= 0.3m3/s</p><p>　　故操作彈性為Vs，max/Vs，min= 3.43</p><p>　　圖中紅色線為液相負荷上線，藍色線為液相負荷下線，黑色線為操作線</p><p>　　八、精餾塔的主要附屬設備&

89、lt;/p><p>　　1.塔頂全凝器設計計算</p><p>　?。?）冷凝器的選擇：強制循環(huán)式冷凝器</p><p>　　冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。</p><p>　?。?）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量</p><p&g

90、t;　　塔頂全凝器的熱負荷：</p><p>　　塔頂溫度：tD=56.5O C 進料板溫度：tF=67.2O C 塔釜溫度 ：tW=100O C </p><p>　　塔頂：用內插法求溫度</p><p>　　tLD=56.757O C tVD=56.837O C </p><p><b>　　

91、冷凝器的熱負荷： </b></p><p>　　IVD—塔頂上升氣體的焓</p><p>　　ILD—塔頂鎦出液的焓</p><p>　　—丙酮的蒸發(fā)潛熱 </p><p><b>　　—水的蒸發(fā)潛熱 </b></p><p>　　蒸發(fā)潛熱與溫度的關系：</p>&l

92、t;p><b>　　Tr—對比溫度</b></p><p>　　在 tVD=56.837O C </p><p>　　丙酮：Tr,1=0.65 Tr,2=0.649</p><p>　　=522.4KJ/Kg</p><p><b>　　同理可得：</b></p>

93、<p>　　在tLD=56.757O C </p><p>　　水：Tr,1=0.51 Tr，2=0.576</p><p>　　=2384.6KJ/Kg</p><p>　　因為 R=1.3032 D=52.18Koml/h MD=56.798Kg/Koml</p><p>　　D1= D

94、 *MD =2963.72Kg/h</p><p><b>　　QC=</b></p><p>　　因為山東地區(qū)夏季平均溫度為35O C，所以選用35O C的冷卻水，升溫10O C.</p><p><b>　　在于是冷凝水用量：</b></p><p><b>　　qm2 </b&

95、gt;</p><p>　　CPC在溫度為平均溫度40O C下查取為4.174KJ/（Kg*O C)</p><p><b>　　WC=</b></p><p>　　取冷凝器傳熱系數：K=</p><p><b>　　A=</b></p><p>　　==16.29O C&l

96、t;/p><p><b>　　因為QC=</b></p><p><b>　　2.料液泵設計計算</b></p><p>　　由于是泵加料，取 ，F’=12500kg/h </p><p><b>　　進料管管徑</b></p><p>　　設料液至加料孔的

97、高度 z=4.78 ， 取90 彎頭</p><p>　　le=35*0.048=1.68</p><p>　　料液 ， </p><p><b>　　Re= </b></p><p>　　在料液面與進料孔面之間列伯努利方程</p><p>　　則流量為11.3M3/h、

98、He=6.39m，查泵性能圖，可得選型如下：</p><p><b>　　3.管徑的計算</b></p><p><b>　　3.1.1加料管徑</b></p><p>　　管路的流量：F=90000</p><p>　　在進口溫度與出口溫度范圍內，料液的密度變化不大，在67.2℃時 ，進料密度為：

99、 </p><p>　　Ρf =951.37kg/m3</p><p>　　取管流速u=2m/s</p><p>　　圓整后，外徑55mm, </p><p>　　3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑</p><p>　　蒸汽用量：Vs=0.87m3/s </p><p>　　取氣速u=20m/s，&l

100、t;/p><p>　　圓整后，外徑D=260mm δ=9mm</p><p>　　3.1.3料液排出管徑 </p><p>　　排液量 W=521.9kmol/h*20.77kg/kmol=10839.863kg/h</p><p><b>　　取=0.4 m/s</b></p><p>　　液相

101、密度951.37</p><p>　　圓整后，外徑107mm，</p><p>　　3.1.4回流管管徑</p><p>　　回流管的摩爾流量為：</p><p><b>　　取流速</b></p><p>　　圓整后，外徑D=60mm =3mm</p><p><

102、;b>　　九、設計結果一覽表</b></p><p><b>　　十、符號說明</b></p><p><b>　　英文字母</b></p><p>　　Aα－閥孔的鼓泡面積m2</p><p>　　Af －降液管面積 m2</p><p>　　AT －塔截

103、面積 m2</p><p><b>　　b －操作線截距</b></p><p>　　c －負荷系數（無因次）</p><p>　　c0 －流量系數（無因次）</p><p>　　D －塔頂流出液量 kmol/h</p><p><b>　　D －塔徑 m</b></p

104、><p>　　d0 －閥孔直徑 m</p><p>　　ET －全塔效率（無因次）</p><p>　　E －液體收縮系數（無因次）</p><p>　?。锬瓓A帶線 kg液/kg氣</p><p>　　F －進料流量 kmol/h</p><p>　　F0 －閥孔動能因子 m/s</p>

105、;<p>　　g －重力加速度 m/s2</p><p><b>　　HT －板間距 m</b></p><p><b>　　H －塔高 m</b></p><p>　　Hd －清液高度 m</p><p>　　hc －與平板壓強相當的液柱高度 m</p><p&g

106、t;　　hd －與液體流徑降液管的壓降相當液柱高度 m</p><p>　　hr －與氣體穿過板間上液層壓降相當的液柱高度 m</p><p>　　hf －板上鼓泡高度 m</p><p>　　hL －板上液層高度 m</p><p>　　h0 －降液管底隙高度 m</p><p>　　h02v－堰上液層高度 m<

107、;/p><p>　　hp －與板上壓強相當的液層高度 m</p><p>　　hσ－與克服液體表面張力的壓降所相當的液柱高度 m</p><p>　　h2v－溢液堰高度 m</p><p>　　K －物性系數（無因次）</p><p>　　Ls －塔內下降液體的流量 m3/s</p><p>　　L

108、w －溢流堰長度 m</p><p>　　M －分子量 kg/kmol</p><p><b>　　N －塔板數</b></p><p><b>　　Np －實際塔板數</b></p><p><b>　　NT －理論塔板數</b></p><p>　　

109、P －操作壓強 Pa</p><p><b>　　ΔP－壓強降 Pa</b></p><p><b>　　q －進料狀態(tài)參數</b></p><p><b>　　R －回流比</b></p><p>　　Rmin－最小回流比</p><p>　　u －空

110、塔氣速 m/s</p><p>　　w －釜殘液流量 kmol/h</p><p>　　wc －邊緣區(qū)寬度 m</p><p>　　wd －弓形降液管的寬度 m</p><p>　　ws －脫氣區(qū)寬度 m</p><p>　　x －液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率</p><p>　　y －氣相中易揮

111、發(fā)組分的摩爾分率</p><p><b>　　z －塔高</b></p><p><b>　　希臘字母</b></p><p><b>　　α－相對揮發(fā)度</b></p><p><b>　　μ－粘度 Cp</b></p><p>

112、　　ρ－密度 kg/m3</p><p><b>　　σ－表面張力</b></p><p><b>　　下標</b></p><p><b>　　r －氣相</b></p><p><b>　　L －液相</b></p><p>&

113、lt;b>　　l －精餾段</b></p><p>　　q －q線與平衡線交點</p><p><b>　　min－最小</b></p><p><b>　　max－最大</b></p><p><b>　　A －易揮發(fā)組分</b></p>&l

114、t;p><b>　　B －難揮發(fā)組分</b></p><p><b>　　：</b></p><p><b>　?。?lt;/b></p><p><b>　　塔板結構圖; </b></p><p><b>　　十二、參考文獻</b>

115、</p><p>　　[1]王志魁.化工原理（第三版） [M].北京：化學工業(yè)出版社，2005、1</p><p>　　[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5</p><p>　　[3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002、8</p><p>　　[4]夏清、陳常貴.

116、化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1</p><p>　　[5]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手冊—氣液傳質設備[M]。北京：化學工業(yè)出版社，1989、7</p><p>　　[6] 陳敏恒 化工原理（下）[M]. 北京：化學工業(yè)出版社，1989 </p><p>　　[7] 姚玉英. 化工原理（下）[M]. 天津：天津科技出版社，19

117、99 </p><p>　　[8] 譚天恩 化工原理（下）[M]. 北京：化學工業(yè)出版社，1994</p><p><b>　　十三、設計小結</b></p><p>　　精溜塔的設計，在化工行業(yè)有較廣的應用，通過短短兩周的設計，使我認識到精溜在應用是十分廣泛的，但是，要把此塔設計好，是有一定難度的，它不僅要求我們擁有較高的理論基礎，還要求我

118、們掌握一定的實踐基礎。</p><p>　　本次課程設計比上次難難度大，主要是計算復雜，計算量大考慮的細節(jié)較多，對同一個設備分成兩部分進行考慮，既相互獨立又須彼此照應，始終要考慮計算是為一個設備進行。通過這次設計，使我認識到作為過控專業(yè)的學生，不僅要學好《化工原理》《化工計算》等專業(yè)課，還要對設備等相關內容都要學好用好，只有這樣才能為以后的工作打下堅實的基礎。在整個設計中要考慮很多問題，尤其是一些不容易引起重視細

119、節(jié)問題，否則“小毛病出大問題”，這就要我考慮問題要全面詳細。學以致用，要多學各方面的知識并充分利用，用融合的，相互聯系的知識能更好地解決問題。</p><p>　　由于是工程上的問題，我們設計的不能像理論上那樣準確，存在誤差是在所難免的，計算過程中數字的一步步地四舍五入逐漸積累了較大的計算誤差，但是只要我們在計算中保持高的精確度，這種誤差可以大大地減小。在計算中，精餾段和提留段有一定的差別，這就要綜合所學知識，將