化工原理課程設(shè)計--苯—氯苯精餾過程板式塔設(shè)計

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計說明書</p><p>　　設(shè)計題目： 苯—氯苯精餾過程板式塔設(shè)計 </p><p>　　設(shè) 計 者：班級 生物工程（2） 姓名 </p><p>　　日 期： 2013年6月3號 </p><p>　　指導(dǎo)教師： </p><p&

2、gt;　　設(shè)計成績： 日期： </p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　設(shè)計任務(wù)書…………………………3</p><p>　　設(shè)計計算書…………………………4</p><p>　　設(shè)計方案的確定……………………………………4</p><p

3、>　　精餾塔物料衡算……………………………………4</p><p>　　塔板數(shù)的確定………………………………………5</p><p>　　精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算………8</p><p>　　塔體工藝尺寸計算…………………………………13 </p><p>　　塔板主要工藝尺寸…………………………………15</p&g

4、t;<p>　　塔板流體力學(xué)驗算…………………………………17</p><p>　　浮閥塔的結(jié)構(gòu)………………………………………20</p><p>　　精餾塔接管尺寸……………………………………23</p><p>　　產(chǎn)品冷卻器選型……………………………………25</p><p>　　對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論……………

5、25</p><p>　　附圖：生產(chǎn)工藝流程圖</p><p><b>　　精餾塔設(shè)計流程圖</b></p><p><b>　　設(shè)計任務(wù)書</b></p><p><b>　?。ㄒ唬╊}目</b></p><p>　　試設(shè)計一座苯—氯苯連續(xù)精餾塔，要求年

6、產(chǎn)純度99.5%的氯苯28000噸，塔頂餾出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯35%（以上均為質(zhì)量分數(shù)）。</p><p><b>　?。ǘ┎僮鳁l件</b></p><p>　　（1）塔頂壓力 4kPa（表壓）；</p><p>　　（2）進料熱狀況 泡點；</p><p&g

7、t;　?。?）回流比 R=1.3Rmin；</p><p>　　（4）塔底加熱蒸汽壓力 0.5Mpa（表壓）；</p><p>　　（5）單板壓降 ≤0.7 kPa；</p><p><b>　?。ㄈ┧孱愋?lt;/b></p><p><b>　　浮閥塔

8、板（F1型）</b></p><p><b>　　（四）工作日</b></p><p>　　每年按300天工作計，每天連續(xù)24小時運行</p><p><b>　?。ㄎ澹S址</b></p><p>　　廠址為海南洋浦工業(yè)開發(fā)區(qū)</p><p><b>

9、　　設(shè)計計算書</b></p><p><b>　　一、設(shè)計方案的確定</b></p><p>　　本任務(wù)是分離苯—氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，本設(shè)計采用板式塔連續(xù)精餾。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送進精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后送至儲物罐。該物系屬易分

10、離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.3倍，且在常壓下操作。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲物罐。</p><p>　　二、精餾塔物料衡算（以輕組分計算）</p><p>　　1．原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 </p><p>　　氯苯的摩爾質(zhì)量 </p&

11、gt;<p>　　2．原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　3．物料衡算</b></p><p><b>　　原料處理量 </b></p><p><b>　　總物料衡算 </b></p><p><b>　　苯物

12、料衡算 </b></p><p>　　聯(lián)立解得 </p><p><b>　　三、塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　1．理論板數(shù)NT的求取</p><p>　　（1）由手冊查得苯—氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x—y圖，見圖1。</p><p>　　圖1 圖解

13、法求最小回流比</p><p>　　（2）由于泡點進料q=1，在圖上作直線x=0.986交對角線于a點，作直線x=0.728交平衡線于q點，連接a、q兩點，過q點作橫軸的平行線交縱軸于一點，讀得 圖1 x—y圖</p><p>　　yq=0.932，則最小回流比如下：</p><p><b>　　

14、取操作回流比為</b></p><p>　?。?）求精餾塔的氣、液相負荷</p><p><b>　?。?）求操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程</b></p><

15、;p>　?。?）圖解法求理論板層數(shù)</p><p>　　如附圖1，將x=0.728帶入精餾段操作線方程，得出y=0.919，在圖中找出該點記為d，連接ad兩點即得精餾段操作線；在對角線上找到c點（0.007，0.007），連接cd兩點即得提餾段操作線。自a點開始在操作線和平衡線之間作階梯線。求解結(jié)果為：</p><p><b>　　總理論板層數(shù) </b>&l

16、t;/p><p>　　進料板位置 </p><p>　　實際板層數(shù)的求解（試差法）</p><p>　　總板效率ET=0.54</p><p>　　精餾段實際板層數(shù) </p><p>　　提餾段實際板層數(shù) </p><p><b>　　實際總板層數(shù)為32</b>

17、</p><p><b>　　試差法計算如下：</b></p><p>　　四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p><b>　　1．操作壓力的計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力 </p><p>　　每層塔板壓降 <

18、/p><p>　　進料板壓力 </p><p>　　精餾段平均壓力 </p><p>　　塔底操作壓力 </p><p>　　提餾段平均壓力 </p><p><b>　　2．操作溫度的計算</b></p><p>　　表1 苯、

19、氯苯Antoine常數(shù)數(shù)據(jù)表</p><p>　?。ū? 苯、氯苯Antoine常數(shù)數(shù)據(jù)表</p><p>　?、偌僭O(shè)塔頂?shù)呐蔹c溫度，則純組分的飽和蒸氣壓為</p><p><b>　　對苯 </b></p><p><b>　　對氯苯 </b></p><p>　　

20、代入泡點方程和露點方程，得</p><p>　　故假設(shè)正確，塔頂溫度為</p><p>　　②假設(shè)塔頂?shù)倪M料板溫度，則純組分的飽和蒸氣壓為</p><p><b>　　對苯 </b></p><p><b>　　對氯苯 </b></p><p>　　代入泡點方程和露點方程

21、，得</p><p>　　假設(shè)正確，故進料板溫度為</p><p>　?、奂僭O(shè)塔底的泡點溫度，則純組分的飽和蒸氣壓為</p><p><b>　　對苯 </b></p><p><b>　　對氯苯 </b></p><p><b>　　代入泡點方程，得</

22、b></p><p>　　假設(shè)正確，故塔頂溫度為</p><p>　　精餾段平均溫度 </p><p>　　提餾段平均溫度 </p><p>　　全塔平均溫度 </p><p>　　3．平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　塔頂：由，查平衡曲線得</p&

23、gt;<p>　　進料板：由圖理論板得，查平衡曲線得</p><p>　　塔底：由圖理論板得，查平衡曲線得</p><p><b>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p><b>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p><b>　　4．平均密度的計算</

24、b></p><p>　　（1）氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，得</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　（2）液相平均密度計算</p><p&g

25、t;<b>　　塔頂時，</b></p><p><b>　　進料板時，</b></p><p><b>　　塔底時，</b></p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　提餾段液相平均密度為</p><p>　　5．液相平均表面張力的

26、計算</p><p><b>　　塔頂時，查得 </b></p><p>　　進料板時，查得 </p><p><b>　　塔底時，查得 </b></p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　提餾段液相平均表面張力為</p>&

27、lt;p><b>　　液體平均粘度計算</b></p><p><b>　　塔頂時， </b></p><p><b>　　進料板時，</b></p><p><b>　　塔底時，</b></p><p>　　精餾段液相平均粘度為</p>

28、<p>　　提留段液相平均粘度為</p><p><b>　　全塔液相平均粘度為</b></p><p>　　又塔頂和塔底平均溫度為（83.2+138）/2=110.6℃</p><p>　　則此溫度下的相對揮發(fā)度為</p><p>　　根據(jù)奧康奈爾關(guān)聯(lián)法，</p><p>　　故假

29、設(shè)成立，總板效率ET=0.476</p><p>　　五、塔體工藝尺寸計算 </p><p><b>　　1．塔徑的計算</b></p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　　由</b></p><p>　　式中C由

30、公式計算，其中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　取板間距，板上液層高度，則</p><p><b>　　由史密斯關(guān)系圖得</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p><p>　　統(tǒng)一按照《塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標(biāo)準(zhǔn)（單溢流型）》將塔徑圓整后取D=1.0m。</p>

31、<p>　　塔截面積 </p><p><b>　　實際空塔氣速 </b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　查圖得 </b></p><p>　　統(tǒng)一按照《塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標(biāo)準(zhǔn)（單溢流型）》將塔

32、徑圓整后取D=1000mm。</p><p>　　塔截面積 </p><p>　　實際空塔氣速 </p><p><b>　　2．塔高的計算</b></p><p>　?。?）精餾塔的有效高度</p><p>　　精餾段 </p>

33、<p>　　提餾段 </p><p>　　在進料板上方開一人孔，提餾段中開兩個人孔，其高度為0.8m，則有效高度為</p><p><b>　?。?）全塔實際高度</b></p><p>　　取進料板板間距為0.8m，人孔處的板間距為0.8m，塔底空間高度為2.0m，塔頂空間高度為0.7m，封頭高度為0.6

34、m，裙座高度為2.0m，則全塔高為</p><p>　　六、塔板主要工藝尺寸計算</p><p>　　根據(jù)塔徑和液體流量，選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤，塔板采用單流和分塊式組裝。</p><p><b>　　1．溢流裝置的計算</b></p><p><b>　?。?）堰長：</b></p

35、><p>　?。?）堰高：由，選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得</p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　取，則</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　（3）

36、降液管面積</b></p><p><b>　　當(dāng)時，查表得</b></p><p><b>　　塔的相對操作面積為</b></p><p>　　（4）液體在降液管里停留的時間</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p>

37、;<b>　　故降液管設(shè)計合理</b></p><p>　?。?）降液管底隙高度</p><p>　　精餾段和提餾段降液管下端與塔板間出口處的液體流速分別取</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p>

38、<p><b>　　2．塔板布置的計算</b></p><p>　　選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm，閥片直徑48mm，閥片厚度2mm，最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm，閥質(zhì)量為32~34g。</p><p><b>　　（1）閥孔臨界速度</b></p><p><b>　　精餾段 <

39、;/b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　上下兩段相應(yīng)的閥孔動能因子為：</p><p><b>　　均屬正常操作范圍。</b></p><p>　　取邊緣區(qū)寬度Wc﹦0.055m,安定區(qū)寬度，</p><p><b>　

40、　開孔區(qū)面積</b></p><p><b>　　其中，</b></p><p><b>　　，</b></p><p>　?。?）提餾段塔板布置</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度Wc﹦0.030m,安定區(qū)寬度，</p><p><b>　　開孔區(qū)面積&

41、lt;/b></p><p><b>　　其中，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　浮閥數(shù)與開孔率</b></p><p>　　F1 型浮閥的閥孔直徑為39mm</p><p>　　閥孔氣速，其中取F0=1

42、0</p><p><b>　　浮閥數(shù)目</b></p><p><b>　　開孔率</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　浮閥排列方式采用等

43、腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=0.075m，則排間距為</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　考慮到塔的直徑較大，故采用分塊式塔板，而各分快板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于計算值，故取=40mm=0.04m&l

44、t;/p><p>　　重新計算孔速及閥數(shù) </p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　由此可知，閥孔動能因數(shù)變化不大</p><p>　　七、塔板流體力學(xué)驗算</p><p>

45、;<b>　　1．塔板壓降</b></p><p><b>　?。?）干板阻力</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力</p>&

46、lt;p><b>　　取充氣系數(shù)，則</b></p><p>　　（3）液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不計。</p><p>　　因此，上下兩段塔板壓降如下</p><p>　　精餾段每層壓降 </p><p>　　提餾段每層壓降 </p><p>　　上下兩段單

47、板壓降均符合設(shè)計任務(wù)要求。</p><p><b>　　2．液泛</b></p><p>　　為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，而</p><p>　?。?）與氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p><b>　　精餾段 </b></p><p&g

48、t;<b>　　提餾段 </b></p><p>　?。?）液體通過降液管的壓頭損失</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　?。?）板上液層高度</b><

49、;/p><p><b>　　精餾段和提餾段皆為</b></p><p>　　因此，，降液管中清液層高度如下：</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p>　　可見，精餾段符合防止液泛的要求。</p><p><b>　　提餾段 </b

50、></p><p>　　可見，提餾段符合防止液泛的要求。</p><p><b>　　3．液沫夾帶</b></p><p>　　(1) 精餾段液沫夾帶量的驗算 </p><p>　　故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。</p><p>　　(2) 提餾段液沫夾帶量的驗算 </p>

51、;<p>　　故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。</p><p><b>　　4．漏液的驗算</b></p><p>　　(1) 精餾段漏液的驗算</p><p><b>　　取F0=5，則</b></p><p>　　故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><

52、p>　　(2) 提餾段漏液的驗算</p><p>　　故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p>　　八、塔板負荷性能圖計算</p><p>　　（一）精餾段塔板負荷性能圖</p><p><b>　　1、漏液線</b></p><p><b>　　取F0=5，又</b

53、></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線（1）</p><p><b>　　2．液沫夾帶線</b></p><p>　　其中， （a）</p><p>　　近似取E≈1.0, <

54、/p><p><b>　?。╞）</b></p><p>　　取液沫夾帶極限值為。</p><p><b>　　已知， </b></p><p><b>　　并將代入得：</b></p><p><b>　　整理得： </b><

55、/p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中</p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出液沫夾帶線(2)。</p><p><b>　　3．液相負荷下限線</b></p><p>　　取平堰、堰上液層高度作為液相負荷下限條件，取</p><p><b>　　

56、則 </b></p><p><b>　　整理上式得</b></p><p>　　依此值在VS—LS圖中作線即為液相負荷下限線（3）。</p><p><b>　　4．液相負荷上限線</b></p><p>　　依此值在VS—LS圖中作線即為液相負荷上限線（4）</p>

57、<p><b>　　5．液泛線</b></p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　聯(lián)立整理得 </b></p><p><b>　　式中 </b>&l

58、t;/p><p><b>　　故 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個，計算出的值列于表中。</p><p>　　依此值在VS—LS圖中作線即為液泛線（5）</p><p>　　將以上5條線標(biāo)繪于圖中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，A為操作點，OA為操作線。OA線與（2）線的交點

59、相應(yīng)相負荷為，OA線與氣相負荷下限線（1）的交點相應(yīng)氣相負荷為。圖見坐標(biāo)紙。</p><p>　　可知本設(shè)計塔板上限由液沫夾帶控制，下限由漏液控制。</p><p>　　讀圖，精餾段的操作彈性</p><p>　　二、提餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　1、液沫夾帶線（1）</p><p><b>　　

60、式中</b></p><p><b>　?。╝）</b></p><p>　　近似取E≈1.0, </p><p><b>　　故 （b）</b></p><p>　　取液沫夾帶極限值為。已知，</p><p><b>　　整理得：</b&

61、gt;</p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中</p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出液沫夾帶線(1)。</p><p><b>　　2、液泛線（2）</b></p><p><b>　　由得</b></p><p><b&

62、gt;　　，</b></p><p><b>　　近似取.0， </b></p><p><b>　?。ㄒ阉愠觯?lt;/b></p><p>　　將﹦，及以上各式代入得 整理得 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個值，依上式計算Vs值列于下表中 </p><p&

63、gt;　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出液泛線（2）。</p><p>　　3、液相負荷上限線（3）</p><p>　　取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式</p><p>　　液相負荷上限線（3）在VS—LS圖中為與氣相流量無關(guān)的垂線。</p><p>　　漏液線（氣相負荷下限線）（4）</p><p><

64、b>　　取F0=5，又</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線（1）</p><p>　　5、液相負荷下限線（5） </p><p>　　取平堰、堰上液層高度作為液相負荷下限條件，取</p><p><b&

65、gt;　　則 </b></p><p><b>　　整理上式得</b></p><p>　　依此值在VS—LS圖中作線即為液相負荷下限線（5）。</p><p>　　將以上5條線標(biāo)繪于圖中，即為提餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為提餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（2）線的交點相應(yīng)相負荷為，OP線與氣相負荷下限線

66、（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為。圖見坐標(biāo)紙。</p><p>　　可知本設(shè)計塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。</p><p>　　讀圖，提餾段的操作彈性</p><p>　　九、精餾塔接管尺寸計算</p><p><b>　　1．塔頂蒸氣出口管</b></p><p><b>　　選擇蒸

67、氣速度，則</b></p><p>　　按照GB8163—87，選擇熱軋無縫鋼管</p><p><b>　　核算，在</b></p><p><b>　　2．塔頂回流液管</b></p><p><b>　　選擇回流液流速，則</b></p><

68、;p>　　按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管</p><p><b>　　核算，在</b></p><p><b>　　3．進料管</b></p><p><b>　　選擇進料液流速，則</b></p><p>　　按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管</

69、p><p><b>　　核算，在</b></p><p><b>　　4．塔釜出料管</b></p><p>　　選擇塔釜出料液流速，則</p><p>　　按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管</p><p><b>　　核算，在</b></p&

70、gt;<p><b>　　5．加熱蒸氣進口管</b></p><p><b>　　選擇蒸氣速度，則</b></p><p>　　按照GB8163—87，選擇熱軋無縫鋼管</p><p><b>　　核算，在</b></p><p><b>　　十 產(chǎn)品冷

71、卻器選型</b></p><p>　　基本物性數(shù)據(jù)的查取:</p><p>　　塔頂氯苯含量較少，可按純苯求取</p><p>　　苯的定性溫度=83.2℃</p><p>　　設(shè)水的進口溫度為 ℃</p><p>　　根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，選擇冷卻水的溫升為8℃，則水的出口溫度為℃</p><

72、p>　　水的定性溫度 ℃</p><p>　　查得苯在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)</p><p><b>　　密度：812.94</b></p><p>　　飽和蒸汽氣化熱：r=393.9kJ/kg</p><p>　　查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)</p><p>　　密度：995.5 &

73、lt;/p><p>　　定壓比熱容：4.174kJ/(kg·℃）</p><p>　　導(dǎo)熱系數(shù)：k=0.618W/(·℃) </p><p>　　黏度：=0.80×Pa·s</p><p><b>　?、跓嶝摵捎嬎?</b></p><p>　　M·D

74、·r=78.11×47.31×393.9×/3600=4.04×W</p><p><b>　　冷卻水耗量:</b></p><p><b>　　kg/s</b></p><p><b>　?、鄞_定流體的流徑 </b></p><p

75、>　　該設(shè)計任務(wù)的熱流體為苯，冷流體為水，為使苯能通過殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，令苯走殼程，水走管程.</p><p>　　計算平均溫度:暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差</p><p>　　苯T 83.2 -----83.2</p><p>　　冷卻水t 33 ---- 25</p><

76、p>　　_______________________________________</p><p>　　△t 50.2 58.2</p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　?、苡嬎鉘和P:</b></p><p><b>　　，P

77、</b></p><p>　　查表得：，因選單殼程可行。</p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　⑤選擇換熱器型號</b></p><p>　　由于兩流體溫差≈50℃,殼選用固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T4715-92）</p><p

78、><b>　　選擇主要參數(shù)如下：</b></p><p>　　選K值，估算傳熱面積</p><p>　　參照《化工流體流動與傳熱》附錄二十六，初選取K=310 W/(·℃)</p><p>　　安全系數(shù)： ，傳熱面積的裕度可滿足工藝要求。</p><p>　　采用此換熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)

79、為：</p><p><b>　　W/(·℃)</b></p><p>　　驗算：，符合實際標(biāo)準(zhǔn)</p><p>　　十一、設(shè)計結(jié)果一覽表</p><p><b>　　物料衡算結(jié)果</b></p><p>　　精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果</p>

80、<p>　　浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果</p><p><b>　　接管尺寸計算結(jié)果</b></p><p>　　十二、對設(shè)計過程的評述</p><p>　　1.浮閥塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低。</p><p>　　2.作圖和讀數(shù)會有人為誤差，計算時保留小數(shù)位數(shù)不同，采用近似計算等都會造成一定誤差，

81、但作為工程上的初步計算，可認為基本準(zhǔn)確合理。</p><p>　　3.由于理論知識不夠，在選材設(shè)計上參考了大量資料、手冊等，故計算結(jié)果可能近似或雷同。</p><p>　　4.精餾段和提餾段塔徑、堰高、降液管底隙高度進行統(tǒng)一圓整，以便加工。</p><p>　　5.本設(shè)計為常規(guī)練習(xí)設(shè)計，還有很多不足之處，望老師多多批評指正。</p><p>

82、<b>　　符號說明</b></p><p><b>　　——降液管面積，；</b></p><p><b>　　——塔截面積，；</b></p><p>　　—計算時負荷系數(shù)，量綱為一；</p><p>　　——液體表面張力為時的負荷因子，量綱為一；</p>&

83、lt;p>　　——塔頂餾出液流量，；</p><p><b>　　——塔徑，；</b></p><p><b>　　——篩孔直徑，；</b></p><p>　　——液流收縮系數(shù)，量綱為一；</p><p><b>　　——進料流量，；</b></p>&l

84、t;p><b>　　——重力加速度，；</b></p><p><b>　　——塔高，或；</b></p><p><b>　　——板間距，；</b></p><p>　　—與干板壓強相當(dāng)?shù)囊合喔叨?lt;/p><p>　　—與氣相穿過板上液層高度壓強降</p>

85、<p><b>　　相當(dāng)?shù)囊褐叨?，?lt;/b></p><p>　　——板上液層高度，；</p><p>　　——降液管底隙高度，；</p><p>　　——堰上液層高度，；</p><p>　　—與單板壓強降相當(dāng)液層高度，；</p><p><b>　　——溢流堰高度，；&

86、lt;/b></p><p>　　——與克服液體表面張力的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，?lt;/p><p>　　——塔內(nèi)下降液體的流量，；</p><p><b>　　——液體流量，；</b></p><p>　　——塔內(nèi)下降液體流量，；</p><p><b>　　——溢流堰長度，；&l

87、t;/b></p><p><b>　　——塔板數(shù)；</b></p><p><b>　　——實際塔板數(shù)；</b></p><p><b>　　——理論塔板數(shù)；</b></p><p><b>　　——篩孔數(shù)，個；</b></p>&l

88、t;p><b>　　——操作壓強，或；</b></p><p><b>　　——壓強降，或；</b></p><p>　　——進料熱狀況參數(shù)；</p><p><b>　　——回流比；</b></p><p><b>　　——篩板中心距，；</b>&

89、lt;/p><p><b>　　——空塔氣速，；</b></p><p>　　——降液管底隙處液體流速，；</p><p>　　—按開孔流通面積計算氣速，；</p><p>　　——篩板氣速，； </p><p><b

90、>　　——漏液點氣速，；</b></p><p>　　——塔內(nèi)上升蒸氣流量，；</p><p>　　——塔內(nèi)上升蒸氣流量，；</p><p>　　—釜殘液（塔底產(chǎn)品）流量，；</p><p>　　——無效區(qū)邊緣寬度，；</p><p>　　——弓形降液管寬度，；</p><p>

91、;<b>　　——安定區(qū)寬度，；</b></p><p>　　——液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；</p><p>　　——氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；</p><p><b>　　——塔有效高度，；</b></p><p><b>　　——塔板序號；</b></p>

92、<p>　　——相對揮發(fā)度，量綱為一；</p><p>　　——篩孔流量系數(shù)的修正系數(shù)</p><p><b>　　——篩板厚度，；</b></p><p>　　——板上液層充氣系數(shù)，量綱為一；</p><p><b>　　——易揮發(fā)組分；</b></p><p>

93、;<b>　　——難揮發(fā)組分；</b></p><p><b>　　——餾出液；</b></p><p><b>　　——原料液；</b></p><p><b>　　——小時；</b></p><p><b>　　——液相密度，；</b&

94、gt;</p><p><b>　　——氣相密度，；</b></p><p>　　—液體表面張力，或；</p><p><b>　　——時間，；</b></p><p><b>　　——開孔率；</b></p><p>　　——液體密度校正系數(shù)；<

95、/p><p><b>　　——組分序號；</b></p><p><b>　　——液相；</b></p><p><b>　　——平均；</b></p><p><b>　　——最?。?lt;/b></p><p><b>　　——

96、最大；</b></p><p><b>　　參考資料</b></p><p>　　1.《化工流體流動與傳熱》，化學(xué)工業(yè)出版社，柴誠敬、張國亮，2004年</p><p>　　2.《化工傳質(zhì)與分離過程》，化學(xué)工業(yè)出版社，賈紹義、柴誠敬，2005年</p><p>　　3.《化工原理課程設(shè)計》，天津大學(xué)出版社，賈