化工原理課程設(shè)計--7200ta氯苯精餾工藝設(shè)計

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計說明書</p><p>　　設(shè)計題目：7200t/a氯苯精餾工藝設(shè)計</p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　　1.設(shè)計題目和要求</b></p><p>　　（1）7200 T/a 99.8% 氯苯精餾工藝設(shè)計;</p><p>

2、;　　（2） 氯苯純度不低于99.8%，塔頂產(chǎn)品苯純度不低于98%，原料液中含氯苯38%。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p><b>　　2.操作條件</b></p><p>　　（1）塔頂壓力：4 KPa(表壓)；</p><p>　　（2）進(jìn)料熱狀態(tài)：自選；</p><p>　?。?）回流比：自選；</p&g

3、t;<p>　?。?）塔底加熱蒸汽壓力：0.5 MPa；</p><p>　?。?）單板壓降：≦ 700 Pa；</p><p>　?。?）全塔效率：45%（或自算）；</p><p><b>　　3.塔板類型</b></p><p><b>　　篩板。</b></p>

4、<p><b>　　4.工作日</b></p><p>　　每年300天，每天24小時連續(xù)運行。</p><p><b>　　5.廠址</b></p><p>　　廠址為杭州或溫州市地區(qū)。</p><p><b>　　6.設(shè)計內(nèi)容</b></p><

5、;p>　?。?）設(shè)計方案簡介；</p><p>　?。?）工藝流程草圖及說明；</p><p>　?。?）工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計；</p><p>　?。?）輔助設(shè)備計算及選型；</p><p>　　（5）對本設(shè)計的評述；</p><p>　?。?）附圖（主體設(shè)備設(shè)計條件圖和工藝流程圖）；</p>

6、<p><b>　?。?）參考文獻(xiàn)；</b></p><p>　?。?）主要符號說明。</p><p><b>　　7.設(shè)計時間</b></p><p>　　2011-10-17至12-23。采用分散方式進(jìn)行。</p><p><b>　　8.設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b>&l

7、t;/p><p>　　設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)和有關(guān)物性數(shù)據(jù)查有關(guān)手冊等參考資料。</p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　摘要：4</b></p><p>　　一．產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介4</p><p>　　1. 產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介5</p>

8、<p><b>　　1.1產(chǎn)品簡介5</b></p><p>　　1.1.1理化性質(zhì)5</p><p>　　1.1.2質(zhì)量指標(biāo)5</p><p>　　1.1.3 用途5</p><p>　　1.1.4國內(nèi)外生產(chǎn)技術(shù)概況5</p><p>　　1.1.5氯苯健康危害7<

9、/p><p>　　1.1.6急救措施和應(yīng)急處理7</p><p>　　1.1.7氯苯的生產(chǎn)方法7</p><p>　　1.2設(shè)計方案簡介8</p><p>　　二．工藝流程草圖及說明9</p><p>　　2.1工藝流程草圖9</p><p>　　2.2工藝流程說明10</p>

10、;<p>　　三．工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計11</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算11</p><p>　　3.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率11</p><p>　　3.1.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量11</p><p>　　3.1.3物料衡算12</p><p>　

11、　3.2 塔板數(shù)的確定12</p><p>　　3.2.1理論版層數(shù)NT的求取12</p><p>　　3.2.2實際板層數(shù)的求解13</p><p>　　3.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算14</p><p>　　3.3.1操作壓力計算14</p><p>　　3.3.2操作溫度計算14</

12、p><p>　　3.3.3平均摩爾質(zhì)量計算14</p><p>　　3.3.4平均密度計算15</p><p>　　3.3.5液體平均表面張力計算16</p><p>　　3.3.6液體平均黏度計算17</p><p>　　3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算18</p><p>　　3.4.

13、1 塔徑的計算18</p><p>　　3.4.2精餾塔有效高度計算19</p><p>　　3.5塔板主要工藝尺寸的計算20</p><p>　　3.5.1溢流裝置計算20</p><p>　　3.5.2塔板寬度21</p><p>　　3.6塔板流體力學(xué)驗算23</p><p>

14、　　3.6.1塔板壓降23</p><p>　　3.6.2液面落差24</p><p>　　3.6.3液沫夾帶24</p><p>　　3.6.4漏液25</p><p>　　3.6.5液泛25</p><p>　　3.7塔板符合性能圖26</p><p>　　3.7.1漏液線26

15、</p><p>　　3.8 塔體結(jié)構(gòu)及塔高示意圖26</p><p>　　3.9 塔接管尺寸計算27</p><p>　　四 .塔輔助設(shè)備的計算及選型30</p><p>　　4.1 原料儲罐30</p><p>　　4.2 原料輸送泵30</p><p>　　4.3 預(yù)熱器31&

16、lt;/p><p>　　4.4 篩板塔32</p><p><b>　　4.5再沸器32</b></p><p>　　4.6產(chǎn)品（氯苯）冷卻器33</p><p>　　4.7氯苯儲槽34</p><p>　　4.8氯苯輸送泵34</p><p>　　4.9全冷凝管3

17、4</p><p>　　4.10分配器35</p><p>　　4.12 苯貯槽35</p><p>　　4.13苯輸送泵36</p><p>　　五．能源消耗估算37</p><p>　　5.1 加熱蒸汽消耗量37</p><p>　　5.2 冷卻水消耗量37</p>

18、<p>　　5.3動力泵消耗量38</p><p>　　5.4 動力單耗和總耗38</p><p>　　六．對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題討論39</p><p>　　6.1相關(guān)問題討論39</p><p>　　6.2設(shè)計感言40</p><p>　　七． 參考文獻(xiàn)41</p><

19、;p>　　八． 主要符號說明42</p><p>　　7200t/a氯苯精餾工藝設(shè)計</p><p>　　摘要：根據(jù)化工原理課程設(shè)計大綱和設(shè)計任務(wù)書，查閱了有關(guān)資料，對產(chǎn)品進(jìn)行了簡介；確定了采用篩板塔、連續(xù)精餾操作方式、泡點進(jìn)料、自流式冷凝器、虹吸式再沸器等設(shè)計方案；進(jìn)行了物料衡算、塔板數(shù)和物性數(shù)據(jù)計算、篩板塔流體力學(xué)驗算等工藝計算；確定了主體設(shè)備篩板塔塔體和塔板工藝尺寸、塔體結(jié)構(gòu)

20、、塔接管尺寸等；對再沸器等輔助設(shè)備進(jìn)行了計算及選型；繪制了塔板負(fù)荷性能圖和精餾系統(tǒng)工藝流程圖；完成了設(shè)計任務(wù)要求。</p><p>　　1．產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介</p><p>　　苯和氯苯是兩種重要的基本化工原料，根據(jù)其物理性質(zhì)之間的差別，本設(shè)計采用篩板精餾方式進(jìn)行分離。</p><p><b>　　1.1產(chǎn)品簡介</b></p>

21、<p>　　氯苯（一氯代笨），英文名稱為Monochlorobenzene (or Chlorobenzene).</p><p><b>　　1.1.1理化性質(zhì)</b></p><p>　　分子式：C6H5Cl,結(jié)構(gòu)式：，分子量：112.56，無色透明易揮發(fā)液體，有杏仁味，比重 =1.107，沸點131.6℃，凝固點為-45℃，閃點為85℉，自燃點118

22、0℉，折射率 =1.5216。易燃，空氣中爆炸極限為1.8%～9.6%。可溶于大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。</p><p>　　苯和氯化苯的主要物理性質(zhì)</p><p><b>　　1.1.2質(zhì)量指標(biāo)</b></p><p>　　根據(jù)HG2-810-75,其產(chǎn)品質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)如下：</p><p><b>　　一氯苯產(chǎn)

23、品質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)</b></p><p><b>　　1.1.3 用途</b></p><p>　　氯苯用于如下幾方面：</p><p>　?。?）合成有機(jī)中間體，如鄰硝基氯苯，對硝基氯苯，二硝基氯苯，從而生產(chǎn)涂料，顏料，醫(yī)藥，農(nóng)藥，燃料，抗氧劑，感光材料；</p><p>　?。?）直接用于合成二苯醚，二氯二苯砜

24、類聚合物，農(nóng)藥DDT等；</p><p>　　（3）用于合成MDI,TDI和殺蟲劑農(nóng)藥等的溶劑。</p><p>　　1.1.4國內(nèi)外產(chǎn)、銷量概況</p><p>　　我國于1950年氯苯的產(chǎn)量僅為439T。1952年在錦西化工總廠建成我國第一套400T/a大型一氯苯生產(chǎn)裝置，至1970年我國一氯苯年產(chǎn)量已達(dá)到3.75萬噸，到1991年一氯苯生產(chǎn)能力已達(dá)到14萬噸，

25、居世界第二位，到1994年又增至17.5萬噸，超過美國，居世界第一位。</p><p>　　我國一氯苯產(chǎn)、銷量及生產(chǎn)廠家如下所示：</p><p><b>　　我國一氯苯產(chǎn)、銷量</b></p><p>　　我國一氯苯生產(chǎn)廠家、生產(chǎn)能力及產(chǎn)量</p><p>　　同時期國外生產(chǎn)能力和產(chǎn)量如下表所示：</p>

26、<p>　　主要國家一氯苯生產(chǎn)能力（萬噸）</p><p>　　美國，西歐和日本氯苯產(chǎn)量（萬噸）</p><p>　　國外主要生產(chǎn)公司及生產(chǎn)能力為</p><p>　　1.1.5氯苯健康危害</p><p>　　侵入途徑：吸入、食入、經(jīng)皮吸收。健康危害：對中樞神經(jīng)系統(tǒng)有抑制和麻醉作用;對皮膚和粘膜有刺激性。急性中毒：接觸高濃度

27、可引起麻醉癥狀，甚至昏迷。脫離現(xiàn)場，積極救治后，</p><p>　　可較快恢復(fù)，但數(shù)日內(nèi)仍有頭痛、頭暈、無力、食欲減退等癥狀。液體對皮膚有輕度刺激性，但反復(fù)接觸，則起紅斑或有輕度表淺性壞死。 慢性中毒：常有眼痛、流淚、結(jié)膜充血;早期有頭痛、失眠、記憶力減退等神經(jīng)衰弱癥狀;重者引起中毒性肝炎，個別可發(fā)生腎臟損害</p><p>　　1.1.6急救措施和應(yīng)急處理</p>

28、<p>　　皮膚接觸：脫去被污染的衣著，用肥皂水和清水徹底沖洗皮膚，就醫(yī)。</p><p>　　眼睛接觸：提起眼瞼，用流動清水或生理鹽水沖洗，就醫(yī)。</p><p>　　吸入：迅速脫離現(xiàn)場至空氣新鮮處，保持呼吸道通暢；如呼吸困難，給輸氧。 如呼吸停止時，立即進(jìn)行人工呼吸，就醫(yī)。 食入：飲足量溫水，催吐，就醫(yī)。</p><p>　　迅速撤

29、離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進(jìn)行隔離，嚴(yán)格限制出入。切斷火源。建議應(yīng)急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護(hù)服。盡可能切斷泄漏源。防止進(jìn)入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用砂土或其它不燃材料吸附或吸收。也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構(gòu)筑圍堤或挖坑收容;用泡沫覆蓋，降低蒸氣災(zāi)害。用防爆泵轉(zhuǎn)至槽車或?qū)Ｓ檬占鲀?nèi)，回收或運至廢物處理場所處置。 廢棄物處置方法：用焚燒法。廢料同其他燃料混合后

30、再焚燒，燃燒要充分，防止光氣生成。焚燒爐排出的鹵化氫通過酸洗滌器除去。</p><p>　　1.1.7氯苯的生產(chǎn)方法</p><p><b>　?。?）直接氯化法：</b></p><p>　　有氣相法和液相法兩種。①氣相法，反應(yīng)溫度400～500℃，成本高于液相法，故已被淘汰。②液相法，通常用三氯化鐵催化，但在生成氯苯的同時，還伴有多氯苯生成

31、。其相對速度常數(shù)如下：</p><p>　　從以上的相對速度常數(shù)可知，如能在反應(yīng)過程中維持苯有較高的濃度，而使氯苯的濃度較低，則可控制多氯苯的生成。為此可采用多釜串聯(lián)或接近活塞流的管式反應(yīng)器連續(xù)操作。氯化是放熱反應(yīng)，可用載熱體移出反應(yīng)熱。但更好的方法是使反應(yīng)在液體的沸點下進(jìn)行。此時，一部分過量的苯和少量氯苯氣化，帶走大量熱量，可使反應(yīng)器的生產(chǎn)能力增加。反應(yīng)產(chǎn)物中含有氯化氫，在蒸餾前要用氫氧化鈉溶液中和。</

32、p><p><b>　?。?）氧氯化法：</b></p><p>　　應(yīng)是在275℃和常壓下于氣相中進(jìn)行的，催化劑為銅-氧化鋁。為了抑制多氯苯的生成，所用的苯需大大過量。盡管如此，還會生成5％～8％的二氯苯，而氯化氫被全部用完。 </p><p><b>　　1.2設(shè)計方案簡介</b></p><p>

33、　?。?）根據(jù)任務(wù)書中的要求，要進(jìn)行的是7200 T/a 99.8% 氯苯精餾工藝設(shè)計。根據(jù)原料兩者物性（特別是沸點）之間的差別，結(jié)合生產(chǎn)實際，本設(shè)計是采用精餾塔對其進(jìn)行分離，采用連續(xù)操作方式。</p><p>　　（2）精餾塔包括板式精餾塔和填料精餾塔。板式精餾塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以泡沫或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。填料精餾塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上流動

34、，氣液；兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。雖然生產(chǎn)能力、分離效率填料塔較高，壓降板式塔較高，操作彈性板式塔較小，但是板式塔造價便宜，持液量較大，操作較平穩(wěn)，不易引起產(chǎn)品質(zhì)量的波動，并且更容易實現(xiàn)側(cè)線進(jìn)料和出料等等，所以綜合考慮，本設(shè)計采用板式精餾塔對其進(jìn)行分離。</p><p>　　(3) 38%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）氯苯進(jìn)入精餾工序需要貯槽中間儲存，準(zhǔn)備一個班（8個小時）的料以備周轉(zhuǎn)，該貯槽數(shù)量2只，一開一備。

35、 </p><p>　?。?）原料進(jìn)塔選擇泡點進(jìn)料，需要原料預(yù)熱器一只，蒸汽加熱。</p><p>　?。?）原料進(jìn)預(yù)熱器用泵輸送，數(shù)量2只，一開一備。</p><p>　　（6）塔頂上升蒸氣采用全冷凝，冷凝液在泡點下通過分配器一部分回流至塔內(nèi)，選用自流式冷凝器和分配器各一只。</p><p>　?。?）回流后其余部分冷凝液經(jīng)冷

36、卻器冷卻后自流至苯貯槽，所以需要選用冷卻器一只，苯貯槽儲存一個班（8個小時）的料，數(shù)量二只，一開一備。</p><p>　?。?）苯輸送至上、下工序或大貯槽用泵數(shù)量二只，一開一備。</p><p>　　（9）回流比等待計算后確定。</p><p>　?。?0）采用虹吸式再沸器一只作為塔釜，塔釜外置，不與塔相連，間接蒸汽加熱。</p><p>

37、　?。?1）塔底氯苯產(chǎn)品經(jīng)冷卻后輸送入貯槽儲存，儲放一個班的料，需要冷卻器一只，貯槽2只（一開一備）。</p><p>　?。?2）氯苯產(chǎn)品輸送至下工序或大貯槽用泵，數(shù)量二只，一開一備。</p><p>　　二．工藝流程圖及說明</p><p><b>　　2.1工藝流程草圖</b></p><p><b>　

38、　（1）流程示意圖</b></p><p><b>　?。?）工藝流程圖</b></p><p><b>　　2.2工藝流程說明</b></p><p>　　前工序氯化反應(yīng)（或粗餾）所得的38%苯和氯苯原料混合液送至本工序原料貯槽，通過泵送至原料預(yù)熱器進(jìn)行預(yù)熱，達(dá)到泡點溫度后進(jìn)入精餾塔進(jìn)行精餾。精餾塔內(nèi)上升蒸氣

39、經(jīng)全冷凝器冷凝至泡點，再經(jīng)分配器一部分回流至塔內(nèi)，另一部分經(jīng)冷卻后自流至苯貯槽；塔內(nèi)泡點回流液體在精餾段下降至進(jìn)料口與原料液一起在提餾段下降至塔釜，再經(jīng)再沸器汽化成蒸氣后由塔底上升至塔頂，塔釜內(nèi)重組分氯苯經(jīng)冷卻后自流至氯苯貯槽。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，最終完成苯與氯苯的分離。分離而得的98%苯返回氯化反應(yīng)工序作為原料循環(huán)套用；所得的氯苯或者作為原料進(jìn)入下工序進(jìn)一步加工成所需產(chǎn)品，或者作為產(chǎn)品出廠。</p>&l

40、t;p>　　三．工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算</p><p>　　3.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 Kg/kmol</p><p>　　氯苯的摩爾質(zhì)量 MB=112.56 Kg/kmol</p&

41、gt;<p>　　3.1.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　3.1.3物料衡算</b></p><p><b>　　每小時產(chǎn)品氯苯產(chǎn)量</b></p><p>　　取設(shè)計余量為15%，則設(shè)計氯苯產(chǎn)品產(chǎn)量W=1150 kg/h=10.226 kmol/h</p>

42、<p>　　產(chǎn)品產(chǎn)量 </p><p>　　總物料衡算 </p><p>　　苯物料衡算 </p><p>　　聯(lián)立解得 </p><p>　　30000t/a氯苯與7200t/a氯苯的換算系數(shù)為4.1667，即</p><p>　　3.2

43、 塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.2.1理論版層數(shù)NT的求取</p><p>　?。?）根據(jù)設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，及苯和氯苯純組分飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，由拉烏爾定律計算企業(yè)平衡數(shù)據(jù)，其公式如下：</p><p><b>　　計算結(jié)果列表如下：</b></p><p>　　苯和氯苯純組分飽和蒸汽壓及氣液平衡數(shù)據(jù)</p>

44、<p>　　(2)采用圖解法求理板層數(shù)</p><p>　?、俑鶕?jù)苯-氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，作出如下圖1：</p><p>　?、谇笞钚』亓鞅燃安僮骰亓鞅?lt;/p><p>　　采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e(0.7016,0.7016)做垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為</p><p>　

45、　=0.923, =o.702</p><p>　　故最小回流比 </p><p>　　取操作回流比為3，則 R=3Rmin=3×0.285=0.855</p><p>　?、矍缶s塔的氣液相負(fù)荷</p><p><b>　　④求操作線方程</b></p><

46、p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提留段操作線方程為</b></p><p>　　=1.218x'－0.0006311</p><p>　?、輬D解法求理論板層數(shù)</p><p>　　采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示，求解結(jié)果為</p>

47、<p>　　總理論板層數(shù) NT=9(不包括再沸器)</p><p>　　進(jìn)料板位置 NF=3</p><p>　?。?）根據(jù)李德方程計算理論板層數(shù)HT</p><p>　　相對揮發(fā)度取溫度為90℃和120℃的平均值，即</p><p><b>　　對于泡點進(jìn)料，則</b></p>&l

48、t;p>　　經(jīng)初步優(yōu)化，取R=2.56Rmin，則</p><p>　　全回流時最少理論塔板數(shù)（不包括再沸器）</p><p><b>　　根據(jù)李德方程，即</b></p><p>　　求精餾段理論版層數(shù)：</p><p>　　精餾段相對揮發(fā)度平均值用溫度為90℃和110℃的平均值計算，即</p>&

49、lt;p>　　3.2.2實際板層數(shù)的求解</p><p><b>　　①總板效率的求解</b></p><p>　　采用奧康奈爾法求總板效率 </p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　?、趯嶋H板層數(shù)求取</b></p>

50、;<p>　　精餾段實際板層數(shù) N精=3/0.45≈7 </p><p>　　NF = 4.9/0.45=10.9，取為11塊；</p><p>　　提留段實際板層數(shù) N提=（9-3）/0.45≈14 </p><p>　　NW =（10.5－4.9）/0.45=12.4，取為13塊； </p><p>

51、;　　所以實際進(jìn)料板 NF=7 (第7塊板數(shù)) </p><p><b>　　第12塊塔板；</b></p><p>　　總塔板數(shù)NT =11+13=24。</p><p>　　3.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　3.3.1操作壓力計算</p><p&g

52、t;　　塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3KPa</p><p>　　每層塔板壓降 △P=0.7KPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力 PF=105.3+0.7×7=110.2KPa</p><p>　　精餾段平均壓力 </p>&l

53、t;p>　　塔底操作壓力 PW=110.2+0.7×14=120.0KPa</p><p>　　提留段平均壓力 </p><p>　　3.3.2操作溫度計算</p><p>　　根據(jù)表1中溫度與液相組成x的數(shù)據(jù)作圖t～x圖</p><p>　　從圖中可知，塔頂溫度

54、 tD=80.5℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度 tF=88.5℃</p><p>　　塔底溫度 tW=131.5℃</p><p>　　精餾段平均溫度 tm精=（80.5+88.5）／2=84.5℃</p><p>　　提留段平均溫度 tm提=（88.5+131.5）／2=110℃&

55、lt;/p><p>　　3.3.3平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　?。?）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　xD=y1=0.986 查平衡曲線可知 x1=0.935</p><p>　　∴塔頂氣體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　塔頂液體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　(2)進(jìn)

56、料板平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　xF =0.540 yF=0.855</p><p>　　∴進(jìn)料氣體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　進(jìn)料液體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　(3)塔底平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　XW =0.0029 yW=0.01</p>

57、<p>　　∴塔底氣體平均摩爾質(zhì)量: 塔底液體平均摩爾質(zhì): </p><p>　?。?）精餾段平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　(5)提留段平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　提留段氣相平均摩爾質(zhì)量：<

58、;/p><p>　　提留段液相平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　3.3.4平均密度計算</p><p>　?。?）氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p>　　精餾段氣相平均密度： </p><p>　　提留段氣相平均密度： <

59、;/p><p>　　（2）液相平均密度計算</p><p>　　塔頂液相平均密度計算</p><p>　　tD=80.5℃, 查手冊得 =815kg/m3 =1033 kg/m3</p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度計算</p&g

60、t;<p>　　tF=131.5℃, 查手冊得 =815kg/m3 =1042 kg/m3</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù) </p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　塔底液相平均密度計算</p><p>　　tW=88.5℃, 查手冊得 &l

61、t;/p><p>　　精餾段液相平均密度計算</p><p>　　提留段液相平均密度計算</p><p>　　3.3.5液體平均表面張力計算</p><p>　　液體平均表面張力依下式計算， 即 </p><p>　　塔頂液體平均表面張力</p><p>　　tD=80.5℃, 查手冊得 =21

62、.27mN/m =25.96 mN/m</p><p>　　∴=0.986×21.27+0.014×25.96=21.34 mN/m</p><p>　　進(jìn)料板液體平均表面張力</p><p>　　tF=88.5℃, 查手冊得 =20.24mN/m =25.02 mN/m </p><p>　　∴=0.567

63、×20.24+0.433×25.02=22.31 mN/m</p><p>　　塔底液體平均表面張力</p><p>　　tW=131.5℃, 查手冊得 </p><p>　　精餾段液體平均表面張力</p><p>　　=（21.34+22.31）／2=21.82 mN/m</p><p>　　

64、提餾段液體平均表面張力</p><p>　　=（20.33+22.31）／2=21.32 mN/m</p><p>　　3.3.6液體平均黏度計算</p><p>　　液相平均黏度依下式計算 </p><p>　　（1）塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　tD=80.5℃, ，查苯和氯苯的溫度---粘度曲

65、線得</p><p>　　=0.308mPas =0.428 mPas</p><p>　　㏒10=0.986㏒100.308+0.014㏒100.428</p><p>　　=0.309 mPas</p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p>　　tF=88.5℃， 查苯和氯苯的溫度-

66、--粘度曲線得</p><p>　　=0.283mPas =0.399mPas</p><p>　　㏒10=0.567㏒100.283 +0.433㏒100.399</p><p>　　=0.328 mPas</p><p>　　(3）塔底液相平均粘度的計算</p><p>　　tW=131.5℃, 查苯和氯苯

67、的溫度---粘度曲線得</p><p>　　(4）精餾段液相平均粘度的計算</p><p>　　(5）提餾段液相平均粘度的計算</p><p>　　3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　　3.4.1 塔徑的計算</p><p>　　(1)精餾段塔徑計算</p><p>　?、倬s段

68、的氣、液相體積流率為</p><p>　?、谟?</p><p>　　式中C由 計算，其中的 由附圖一查取，圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　取板間距 ，板上液層高度 ，則</p><p><b>　　查附圖一得 </b></p><p><b&

69、gt;　?、凼宜馑儆嬎?lt;/b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p><b>　?、芴崃舳嗡接嬎?lt;/b></p><p>　　因為精餾段和提留段塔徑相近，塔徑取圓整后D=0.7m</p><p><b>　　∴塔截面積 </b></p>

70、<p><b>　　空塔氣速 </b></p><p>　　3.4.2精餾塔有效高度計算</p><p>　　（1）精餾段有效高度</p><p>　　(2）提餾段有效高度為</p><p>　　(3)進(jìn)料板間距為0.4m</p><p><b>　　∴精餾段有效高度：&

71、lt;/b></p><p>　　3.5塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　3.5.1溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D=0.8m ，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>　　(1)堰長 lw</b></p><p><b>

72、;　　取 </b></p><p>　　(2)溢流堰高度 hw, 由 </p><p>　　采用平直堰，堰上液層高度 按下式計算，即 = E </p><p>　　近似取E=1， 其中 =0.5m ， </p><p><b>　　取hL=0.06m</b></p>&l

73、t;p>　　∴hw=hL-how=0.06-0.0074=0.0526m</p><p>　　(3) 弓形降液管高度 </p><p><b>　　∵ </b></p><p>　　∴查弓形降液管的參數(shù)，得</p><p><b>　　所以 </b></p><p>

74、;　　驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p><b>　　﹥5s</b></p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　?。?）降液管底隙高度 </p><p>　　取液體通過降液管底隙時流速 =0.05m/s</p><p>　　所以

75、 ﹤0.025m ,基本符合要求。</p><p>　　而 ﹥0.006m, </p><p>　　所以降液底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度 =53mm</p><p><b>　　3.5.2塔板寬度</b></p><p><b>　?。?）塔板的分塊</b></p><

76、;p>　　因D=800mm,所以板分5塊，采用整塊式。</p><p>　　（2）邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　邊緣區(qū)寬度為 , 破沫區(qū)寬度為；</p><p>　?。?）開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按式計算，即</p><p><b>　　=</b>&l

77、t;/p><p><b>　　Aa=0.325 </b></p><p>　?。?）篩孔計算及其排列</p><p>　　本設(shè)計處理的物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，取篩孔直徑 =5mm,篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b></p><p

78、><b>　　開孔率為</b></p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b>　　塔板布置圖</b></p><p>　　3.6塔板流體力學(xué)驗算</p><p><b>　　3.6.1塔板壓降</b></p><p>　　（1）

79、 干板阻力 計算</p><p>　　干板阻力 ，按式計算如下 </p><p><b>　　=0.051 </b></p>&l

80、t;p>　　由 =1.67,查圖5-10得， =0.772 </p><p><b>　　液柱。</b></p><p>　　(2 ) 氣體通過液層的阻力 計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力 ，按式計算，即 </p><p><b>　　∴ </b></p>

81、<p><b>　　插圖得： </b></p><p>　　= =0.60×0.06=0.036m液柱</p><p>　　(3) 液面表面張力的阻力計算</p><p><b>　　液柱。</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度為 可按下式計算，即&l

82、t;/p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　　3.6.2液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，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>　　3.6.3液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾

83、帶量按下式計算如下，即：</p><p>　　則在本設(shè)計中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)</p><p><b>　　3.6.4漏液</b></p><p>　　對于篩板塔，漏液點氣速 由下式計算，即</p><p>　　實際孔速為 </p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)為 </p

84、><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p><p><b>　　3.6.5液泛</b></p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，使降液管中清液層高度 滿足下列要求</p><p>　　苯和氯苯屬不易發(fā)泡物系，取，則</p><p><b>　　而 </b>&l

85、t;/p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，Hd可由下式計算 </p><p><b>　　液柱。</b></p><p><b>　　液柱。</b></p><p><b>　　符合防止淹塔的要求</b></p><p>　　3.7塔板符合性能圖</p&g

86、t;<p><b>　　3.7.1漏液線</b></p><p>　　3.8 塔體結(jié)構(gòu)及塔高示意圖</p><p><b>　　塔頂空間</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　塔底空間</b></

87、p><p><b>　?、偎變σ嚎臻g</b></p><p><b>　　塔頂儲液高度</b></p><p>　　②塔底液面值在下層塔板之間有1.43m</p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　塔頂封頭高度</

88、b></p><p>　　由于塔徑D=0.8m，查《化工工藝設(shè)計手冊》下冊P881橢圓封頭，得曲面高度為200mm和折邊高度為50mm，容積V=0.0921.則</p><p><b>　　塔底裙座高度</b></p><p>　　估計再沸器立式布置，由于氣量不是很大，再沸器的高度不會超過3.0m。塔底封頭0.25m，加上底部出料高度大約

89、0.45m，自由空間高度3.3m，故=4.0m。</p><p>　　塔頂氣相出口管高度選為0.15m。</p><p>　　由于塔徑D=0.8<1.0m，所以不設(shè)人孔。塔板結(jié)構(gòu)為整塊式。</p><p>　　圖7 篩板塔塔高示意圖</p><p>　　3.9 塔接管尺寸計算</p><p><b>

90、　　進(jìn)料管</b></p><p>　　已知F=30.92kmol/h，</p><p><b>　　故進(jìn)料流量</b></p><p><b>　　取進(jìn)料管內(nèi)流速，則</b></p><p><b>　　進(jìn)料管徑 </b></p><p>

91、;　　取進(jìn)料管尺寸為 （即公稱直徑DN50）。</p><p><b>　　回流管</b></p><p><b>　　已知</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速為，則</b></p><p>　?。?用上述計算誤差不大）</p><p>　　

92、取回流管尺寸為（DN50）</p><p><b>　　釜液產(chǎn)品出口管</b></p><p>　　W=8.892kmol/h=8.892*112.5/985=1.016=0.000282</p><p><b>　　取管內(nèi)流速，則</b></p><p>　　取釜液出料管（即DN32）</p

93、><p><b>　　塔頂蒸汽管</b></p><p><b>　　已知</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　取塔頂蒸汽管為（DN175）</p><p><b>　　加熱蒸汽管</b></p

94、><p><b>　　已知</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　取塔底加熱蒸汽管為（DN175）</p><p><b>　　塔頂和塔底測壓管</b></p><p>　　各一個，測壓接管（DN25）</p>

95、<p>　　塔頂、塔底進(jìn)料管、精餾和提留段各一個測溫管，共8個測溫管，（DN25）</p><p>　　塔釜液位自控液位計接管上下各一個</p><p>　　共2個測液位接管，（DN25）</p><p>　　塔釜液位指示接管上、下各一個</p><p>　　共2個指示液位接管，（DN20）</p><p>

96、;　　釜液進(jìn)再沸器加熱出料管（產(chǎn)品出料管在該管上接出）</p><p><b>　　取流速，則</b></p><p><b>　　?。―N80）</b></p><p>　　排空管（塔頂）?。―N50）</p><p>　　排液管（接在出液下部）（DN25）</p><p>

97、;　　四 .塔輔助設(shè)備的計算及選型</p><p><b>　　4.1 原料儲罐</b></p><p><b>　　數(shù)量2只，流程為</b></p><p>　　連續(xù)精餾，貯放一個班（8小時）的料，則</p><p><b>　　貯放體積</b></p><

98、;p>　　查常溫下（即40℃）</p><p>　　原料質(zhì)量分?jǐn)?shù) </p><p><b>　　裝料分?jǐn)?shù)%，則</b></p><p>　　選擇立式平底錐形容器，規(guī)格為：32（），公稱容積，計算容積，工作容積，直徑D=3000mm，高度H=4400mm，壁厚8mm，材質(zhì)A3F，重量3700kg，型號R22-00-11。</p

99、><p><b>　　實際裝料分?jǐn)?shù)</b></p><p><b>　　4.2 原料輸送泵</b></p><p><b>　　數(shù)量2只，流程為</b></p><p>　　進(jìn)料板高度=3.0+2.5+4.55=10.05m。塔內(nèi)壓力為110.2kPa，考慮質(zhì)量分?jǐn)?shù)，原料密度為93

100、1.9，確定泵的揚(yáng)程為H=15m，流量為</p><p>　　選擇計量泵2JB-DQ4000/6.3，所選電機(jī)為3kw，材質(zhì)：組合體。[型號證明：該計量泵，防爆炸，大機(jī)座，常氣動控制，流量為4000，排出壓力為6.3]。</p><p>　　也可以選擇F25-16泵。，，所以電機(jī)1.1KW，重量60kg。</p><p>　　也可以選擇KCB-55輸出泵，進(jìn)出管為D

101、N25，流量，排出壓力為3.3，轉(zhuǎn)速為1500r/min，電機(jī)2.2KW（Y100L-4），一般選擇KCB-55輸出泵（油）。要求高時選擇計量泵，但排出壓力不高于安全高度，把所配電機(jī)功率調(diào)整為2.2KW足夠。</p><p><b>　　4.3 預(yù)熱器</b></p><p>　　數(shù)量一只，流程為E-103</p><p>　　原料流量，其中苯

102、占62%，質(zhì)量流量苯為1800kg/h，氯苯為1105kg/h。</p><p>　　設(shè)計地選為杭州市，按冬天最冷氣溫為-5℃，夏天最高氣溫為40℃設(shè)計。計算換熱器熱量時按冬天最冷溫度設(shè)計。</p><p>　　查-5℃時苯和氯苯比熱分別為31.65（10℃時）和35.42。查90℃時苯和氯苯比熱分別為35.77和38.99。</p><p>　　選室溫為進(jìn)料溫度，

103、苯的平均比熱，氯苯的平均比熱。</p><p>　　選擇管式冷卻器作為預(yù)熱器，立式，原料從下進(jìn)上出，加熱蒸汽去殼程，上進(jìn)下出，加熱蒸汽壓力為0.5MPa（表壓），即0.6MPa絕對壓力，該蒸汽的溫度為158.7℃，汽化熱為2091.1。</p><p>　　傳熱熱量損失按傳熱量的5%計，則需要傳熱的熱量</p><p>　　查教材上冊P229管殼式換熱器中總傳熱系數(shù)

104、K值，得知冷流體為輕油沸騰，熱流體的水蒸氣冷凝時的K值為455~1020W/()。由于冷流體實際為苯和氯苯二元體系與輕油相近，但不沸騰，僅加熱到泡點，所以選取K值為455W/()。</p><p>　　換熱器流向為逆流式，平均溫度為</p><p><b>　　故傳熱面積</b></p><p>　　根據(jù)《化工工藝設(shè)計手冊》P138，選擇列管式

105、固定管板換熱器JB1145-73，型號規(guī)格為5()，公稱傳熱面積為5，計算傳熱面積為5.66，管長為2m，管數(shù)為38根，管子規(guī)格為。公稱壓力為25，材質(zhì)為10#碳鋼。</p><p><b>　　傳熱面積裕度</b></p><p>　　能完成生產(chǎn)任務(wù)需要，但傳熱面積裕度過大。然而K值為管孔值，其次排液的波動性和加熱蒸汽壓力的波動性，選裕度大些好。[當(dāng)然也可以選用4，

106、其計算傳熱面積為4.18。]</p><p><b>　　4.4 篩板塔</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程于T——104</p><p><b>　　4.5再沸器</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程于T——105</p><p>　　選用立式熱虹吸式再沸器&

107、lt;/p><p>　　蒸發(fā)量V=40.87Kmol/h</p><p>　　因為在130℃是氯苯的汽化熱r=8469Kcal/kmol,再沸器的熱換度按5%計算，則所傳熱量</p><p>　　Q=Vr/(1-5%)=40.87×8469/0.95=364300 Kcal/h=423.7kw</p><p>　　選擇再沸器的總傳熱系數(shù)

108、K=600w/m2﹒℃</p><p>　　平均溫度差△tm=158.7-131.5=27.2 ℃</p><p>　　傳熱面積S=Q/K﹒△tm=423.7×103/600×27.2=26.0m2</p><p>　　根據(jù)化工工藝手冊上冊P144，立式熱虹吸式再沸器，選擇規(guī)定為45m2（Φ800×2000）直徑為800mm,管長為2m

109、,傳熱面積45 m2 計算傳熱面積為46.6 m2 ，管數(shù)205根，面積壓力為10Kgf/cm2,材質(zhì)為碳鋼10＃ </p><p>　　經(jīng)查表整理，設(shè)備總高度為2.8m。 根據(jù)塔特性系數(shù)，氣相Vs,max=0.52m3/s,是正常操作的Vs=0.310 m3/s的1.68倍。則最大氣相存在時傳熱面積為26×1.68=43.6 m2，所以能保證任務(wù)完成。</p><p>

110、　　4.6產(chǎn)品（氯苯）冷卻器</p><p>　　數(shù)量1只，流程于E——106</p><p>　　產(chǎn)品流量是W=8.892kmol/h</p><p>　　出料氯苯從131.5℃冷卻到50℃，平均比熱 Cp=(41.79+36.68)/2=39.24kcal/kmol ℃,冷熱逆流，熱損失不計</p><p>　　產(chǎn)品走管城，冷卻水走殼

111、程，冷卻水溫度從25℃上升到30℃。則</p><p>　　傳熱量Q=8.892×39.24×4.188×(131.5-50)=33.1KW</p><p>　　根據(jù)教材上冊P229，水為冷流體，有機(jī)溶劑為熱流體是，總傳熱系數(shù)K=280-850W/(m2℃ ),去K=350 W/(m2℃ )</p><p>　　則傳熱面積S= Q/K﹒

112、△tm=33.1×103/350×54.6=1.73m2</p><p>　　選擇5M2(273×2000)</p><p><b>　　4.7氯苯儲槽</b></p><p>　　數(shù)量2只，流程于V——107a-b</p><p>　　氯苯流量W=8.892Kmol/h,50℃密度為107

113、5Kg/m3,</p><p><b>　　則W=</b></p><p>　　體積:v=8w=8×0.9306=7.44m3</p><p>　　裝料系數(shù)：φ=85% </p><p>　　選用臥式橢圓封頭（JB1428-74）,公積壓力為10Kg/cm3,公積面積Vg=10M2,計算體積V計=10.4

114、m2,直徑D=1800mm,長l=3400mm,壁厚為8mm,重量為2280kg,材質(zhì)為16Mn,圖為R28-10-16,</p><p><b>　　4.8氯苯輸送泵</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程為P——108</p><p>　　設(shè)計流量Q=10M3/h,量程H=25m,選擇50YG60立式管道油泵，電機(jī)功率為3000瓦，轉(zhuǎn)速

115、n=2950r/min</p><p><b>　　4.9全冷凝管</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程為E——109</p><p>　　V=40.87Kmol/h,</p><p>　　苯在80℃的汽化潛熱為r=7353Kcal/kmol。</p><p>　　冷卻水去管程，苯蒸氣去殼程

116、，熱損失小計。則</p><p>　　傳熱量Q=V×r=40.87×7353×4.186=1.258×106 KJ/h=349.4Kw</p><p>　　冷卻水溫度從25℃到30℃.，苯蒸氣由80.5℃冷凝為80.5℃的苯液體。則平均溫度差 </p><p>　　冷流體為水，熱流體為低沸點大致與冷凝相似。查教材上冊P2

117、29，得K=455-1140W/(M3.℃),水,</p><p><b>　　則 傳熱面積:</b></p><p>　　根據(jù)《化工工藝設(shè)計手冊》P138,選擇列管式固定管板換熱器（3B1145-73）.公稱直徑為Dg=400mm，管長為2m,管程數(shù)為Ⅱ，管數(shù)為102根，管子為φ25×2.5㎜，材質(zhì)為10#碳鋼，公稱傳熱面積為15㎡，計算面積為15.2㎡。

118、型號為15㎡（φ400×2000）。流程為自流式臥式冷凝器。設(shè)計壓力為:10kgf/cm2</p><p>　　傳熱面積效率:H=(15.2-11)/11=38.2%</p><p><b>　　能保證任務(wù)。</b></p><p><b>　　4.10分配器</b></p><p>　　

119、分配器取0.8m2（700×1800）臥式橢圓封頭</p><p><b>　　4.12 苯貯槽 </b></p><p>　　數(shù)量2只，流程為V-112a-b</p><p>　　已知D=22.03Kmol/h,苯在45℃的密度為p=852kg/m3</p><p>　　貯放一個8小時的量，容積為V=8

120、15;22.03×78.59/852=16.3M3</p><p>　　裝料子數(shù)：ψ=85%</p><p>　　則v’=16.3/0.85=19.2m3</p><p>　　選擇臥式橢圓封頭容器（JB1428-74）公稱壓力為10kgf/cm2</p><p><b>　　容積20M3</b></p&g

121、t;<p>　　計算容積為20.6 M3,</p><p>　　直徑為D=2.2m,長度L=4.6m，壁厚為10mm,材質(zhì)16Mn，重量為4130Kg。用于R-28-10-22,規(guī)格20M3(2200×4600)</p><p><b>　　4.13苯輸送泵 </b></p><p>　　數(shù)量1只，流程為p-113&l

122、t;/p><p>　　選擇與氯苯一樣的管道油泵50YG60/3Kw.</p><p>　　4.14設(shè)備一覽表 </p><p><b>　　見表8</b></p><p><b>　　表8 設(shè)備一覽表</b></p><p><b>　　五．能源消耗估算</b&g

123、t;</p><p>　　5.1 加熱蒸汽消耗量</p><p>　　加熱蒸汽規(guī)格為0.5MPa(表壓)的水蒸氣，汽化熱r=2091.1KJ/Kg</p><p><b>　　預(yù)熱加熱蒸汽消耗量</b></p><p>　?。?）再沸加熱蒸汽消耗量</p><p><b>　?。?）總蒸

124、汽消耗量</b></p><p>　　5.2 冷卻水消耗量</p><p>　?。?）氯苯冷卻水消耗量（水的比熱）</p><p>　?。?）全冷凝冷卻水消耗量</p><p>　　（3）苯冷卻水消耗量</p><p>　?。?）總冷卻水消耗量</p><p><b>　　

125、5.3動力泵消耗量</b></p><p><b>　　（1）原料泵消耗量</b></p><p>　　一只泵連續(xù)開，電機(jī)功率3KW</p><p>　　（2）氯苯輸送泵消耗電</p><p>　　每班開1小時，電機(jī)功率3KW，即耗電3/8=0.375度</p><p>　　（3）苯輸

126、送泵消耗電</p><p>　　每班開2小時，電機(jī)功率為3KW，則耗電2*3/8=0.75度</p><p><b>　?。?）動力總消耗電</b></p><p>　　3+0.375+0.75=4.125度</p><p>　　5.4 動力單耗和總耗</p><p>　　每小時設(shè)計生產(chǎn)氯苯1噸，

127、則每生產(chǎn)一頓氯苯消耗能源如下：0.5MPa（表壓）的價格是500元/噸，冷卻水價格為2元/噸，電的價格為1.5元/噸，則動力成本如下表：</p><p>　　每7200噸氯苯動力能耗7200×6259=4506480元=450.65萬元，每班動力費用為5007.2元,每天15021.6元，每月45.065萬元。</p><p>　　六．對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題討論</p&

128、gt;<p><b>　　6.1相關(guān)問題討論</b></p><p>　　討論一：進(jìn)料板組分的確定</p><p>　　中在求解“精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的數(shù)據(jù)”時，平均摩爾質(zhì)量、平均密度、平均表面張力、平均粘度都是通過由已知溫度查圖而得，溫度又是由t—x(y)圖查到的，其中進(jìn)料溫度到底是由原料液的組分去查還是用進(jìn)料板上由圖查到的組分去查呢，這個問題曾

129、經(jīng)困擾著我。后來問過老師，老師說這兩者都沒有關(guān)系，因為用兩者查到的數(shù)據(jù)相差不大，而工程設(shè)計中誤差在±30%之內(nèi)都是沒有關(guān)系的。</p><p>　　討論二：降液管底細(xì)高度的計算</p><p>　　根據(jù)設(shè)計的要求，降液管底細(xì)高度一般不宜小于20-25mm,否則易于堵塞，或因安裝偏差而造成液流不暢，造成液泛。我第一次算出的結(jié)果是只有13mm左右，為了達(dá)到要求，我從塔徑、堰長等反復(fù)改

130、了四五遍，最后只能到達(dá)20mm左右，著實是不容易，不過這個應(yīng)該是跟最前面的計算有關(guān)</p><p>　　討論三：回流比的選擇</p><p>　　經(jīng)過大家的設(shè)計結(jié)果的比較，發(fā)現(xiàn)回流比選擇大點比較好，這樣在后面的負(fù)荷性能圖上能有所體現(xiàn)，操作點位置比較靠中</p><p>　　討論四：塔板間距地確定</p><p>　　塔板間距HT的選擇與塔高、

131、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、操作彈性以及塔的安裝、檢修等因素有關(guān)。根據(jù)塔的半徑，再根據(jù)塔板數(shù)的實際情況，由于塔板數(shù)較多，宜選擇較小的板間距，以降低塔的高度。</p><p><b>　　6.2設(shè)計感言</b></p><p>　　經(jīng)過這次的化工原理課程設(shè)計，學(xué)到了很多。平時的化工原理的學(xué)習(xí)僅僅只是圍繞著書本上的某一知識點，而這次的化工原理課程設(shè)計卻是要求全面的，同時要考

132、慮到各個方面的因素。</p><p>　　在這次的設(shè)計過程中，不僅聯(lián)系到化工原理書本上的知識，雖然平時看看書，做一下作業(yè)，對書本知識了解也不深，但在做課程設(shè)計過程中，對要設(shè)計的全過程進(jìn)行了了解，感覺收獲挺多的，雖然是被動的，在老師要求下完成的，但是，當(dāng)內(nèi)容一點點豐富的時候，很有感觸。與此同時，課程設(shè)計中也運用到其他的輔助課程，如CAD作圖等。以前，畫一幅簡單的CAD圖都要耗費很多的時間，這也說明了，在這方面練習(xí)的