甲苯-乙苯的精餾工藝課程設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p><b>　　學(xué)生姓名： </b></p><p><b>　　學(xué) 號： </b></p><p>　　年 級：09級1班</p><p>　　專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝</p>

2、<p>　　設(shè)計題目：甲苯-乙苯的精餾工藝</p><p>　　創(chuàng)建日期：2012年2月11日</p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　第一部分 設(shè)計任務(wù)書</p><p>　　一、設(shè)計題目- 3 -</p><p>　　二、設(shè)計任務(wù)- 3 -</p&

3、gt;<p>　　三、設(shè)計條件- 3 -</p><p>　　四、設(shè)計內(nèi)容- 4 -</p><p>　　第二部分 精餾塔的設(shè)計</p><p>　　一、精餾塔的物料衡算- 5 -</p><p>　?。ㄒ唬?、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率- 5 -</p><p>　?。ǘ?、原料液及塔頂、

4、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量- 5 -</p><p>　　（三）、 物料衡算- 5 -</p><p>　　二、塔板數(shù)的確定- 5 -</p><p>　　（一）、理論板層數(shù)NT的求取- 5 -</p><p>　?。ǘ?、實際塔板數(shù)NP的求取- 8 -</p><p>　　三、 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的

5、計算- 8 -</p><p>　?。ㄒ唬?、操作壓力計算- 8 -</p><p>　　（二）、操作溫度計算- 9 -</p><p>　　（三）、平均摩爾質(zhì)量計算- 9 -</p><p>　　（四）、平均密度計算- 10 -</p><p>　?。ㄎ澹?、液體平均表面張力計算- 12 -</p>

6、;<p>　?。⒁后w平均粘度計算：- 13 -</p><p>　　四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算- 15 -</p><p>　　（一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計算- 15 -</p><p>　?。ǘ⑻狃s段氣、液相負(fù)荷計算- 16 -</p><p>　　五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算- 16 -</p&g

7、t;<p>　?。ㄒ唬⑺降挠嬎? 16 -</p><p>　?。ǘ?、精餾塔有效高度的計算- 18 -</p><p>　　六、塔板主要工藝尺寸的計算- 18 -</p><p>　　(一)、溢流裝置計算- 18 -</p><p>　?。ǘ⑺宀贾? 20 -</p><p>　　七

8、 、 篩板的流體力學(xué)驗算- 23 -</p><p>　　(一) 、塔板壓降- 23 -</p><p>　　(二)、 液面落差- 26 -</p><p>　　(三)、 液沫夾帶- 26 -</p><p>　　(四)、漏液- 26 -</p><p>　　(五) 、液泛- 27 -</p>

9、<p>　　八、塔板負(fù)荷性能圖- 27 -</p><p>　?。ㄒ唬?、精餾段塔板負(fù)荷性能圖- 27 -</p><p>　　（二）、提餾段塔板負(fù)荷性能圖- 30 -</p><p><b>　　九、課程設(shè)計評價 </b></p><p>　　第一部分 設(shè)計任務(wù)書</p><p&g

10、t;<b>　　一、設(shè)計題目</b></p><p>　　篩板式精餾塔的設(shè)計 </p><p><b>　　二、設(shè)計任務(wù)</b></p><p>　　完成精餾塔的工藝設(shè)計；精餾塔設(shè)備設(shè)計；有關(guān)附 屬設(shè)備的設(shè)計和選用；繪制工藝流程圖；塔板結(jié)構(gòu)簡圖和塔板負(fù)荷性能圖；編制設(shè)計說明書。 </p><p

11、><b>　　三、設(shè)計條件</b></p><p>　　1、處理量： 20000 （噸/年）。</p><p>　　2、進(jìn)料組成：苯、環(huán)戊烷的混合溶液，含環(huán)戊烷的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為55%。</p><p>　　3、進(jìn)料狀態(tài)： 泡點進(jìn)料 </p><p><b>　　4、常壓操作</b></p&

12、gt;<p>　　5、回流液溫度為塔頂蒸汽的露點</p><p>　　6、間接蒸汽加熱、加熱蒸汽壓力為5 kgf/cm2 </p><p>　　7、精餾塔塔頂壓強(qiáng): 4 KPa(表壓)</p><p>　　8、冷卻水進(jìn)口溫度25℃</p><p>　　9、總塔效率為 0.6 </p><p>　　10

13、、分離要求：塔頂?shù)沫h(huán)戊烷含量不小于99%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)),塔底的 </p><p>　　環(huán)戊烷含量不大于2%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))。</p><p>　　11、年開工時間： 300 （天）</p><p>　　12、完成日期： 2012 年 2 月 11 日</p><p><b>　　四、設(shè)計內(nèi)容</b></p&

14、gt;<p><b>　?。ㄒ唬⒐に囋O(shè)計</b></p><p>　　1、選擇工藝流程和工藝條件（要求畫出工藝流程）</p><p><b>　?、偌恿戏绞剑?lt;/b></p><p><b>　?、诩恿蠣顟B(tài)；</b></p><p>　?、鬯斦羝淠绞?；&l

15、t;/p><p><b>　?、芩訜岱绞?；</b></p><p>　?、菟斔椎某隽蠣顟B(tài)；</p><p>　　⑥塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。</p><p><b>　　2、精餾工藝計算</b></p><p>　　①物料衡算確定各物料流量和組成；</p&

16、gt;<p>　　②經(jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比；</p><p>　　③精餾塔實際塔板數(shù)。</p><p>　?。ǘ⒕s塔設(shè)備設(shè)計</p><p>　　1、選擇塔型和板型。采用板式塔，板型為篩板塔，</p><p>　　2、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計計算</p><p>　　3、塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計計

17、算；</p><p>　　4、繪制塔板負(fù)荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負(fù)荷性 </p><p><b>　　能圖</b></p><p>　　5、有關(guān)具體機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件的選定。</p><p>　　接管規(guī)格、筒體與封頭、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 </p><p>　　的頂部空

18、間、塔的底部空間。</p><p>　　接管規(guī)格：（1）進(jìn)料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔頂蒸汽出料管（5）塔釜進(jìn)氣管（6）法蘭</p><p>　　6、總塔高的計算：包括上、下封頭、裙座高度、塔主體的 </p><p>　　高度、塔的頂部空間、塔的底部空間</p><p>　　第二部分 精餾塔的設(shè)計</p>&

19、lt;p>　　一、精餾塔的物料衡算</p><p>　　（一）、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：78.11kg/kmol </p><p>　　環(huán)戊烷的摩爾質(zhì)量：70.1kg/kmol</p><p>　　XF = = 0.5766</p><p>　　XD = = 0.9

20、910</p><p>　　XW = = 0.0222</p><p>　　（二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF = 0.5766×70.1＋（1－0.5766）×78.11 = 73.4914kg/kmol</p><p>　　MD = 0.9910×70.1＋﹙1－0.991

21、0﹚×78.11 = 70.1721kg/kmol</p><p>　　MW = 0.0222×70.1＋﹙1－0.0222﹚×78.11 = 77.9322kg/kmol</p><p><b>　?。ㄈ?、 物料衡算</b></p><p>　　進(jìn)料流量F = = 37.79732koml/h</p&g

22、t;<p>　　F = D + W ①</p><p>　　FxF = DxD + WxW ②</p><p><b>　　以上兩式聯(lián)立可得 </b></p><p>　　D = 21.6297kmol/h， W = 16.1676kmol/h</p><p>

23、<b>　　二、塔板數(shù)的確定</b></p><p>　?。ㄒ唬⒗碚摪鍖訑?shù)NT的求取</p><p><b>　　表1</b></p><p><b>　　表2</b></p><p>　　1、甲苯、乙苯的溫度-組成 </p><p>　　甲苯-乙苯屬

24、理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。</p><p>　　根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。</p><p>　　再根據(jù)泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)</p><p>　　數(shù)據(jù)（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲 </p><p><b

25、>　　線（如圖2）。 </b></p><p>　　苯—環(huán)戊烷的溫度—組成相圖</p><p>　　2. 確定操作的回流比R</p><p>　　由Aspen Plus軟件簡捷模擬可得：實際塔板數(shù)17，實際回流比1.55，進(jìn)料板8，D/F=0.58。</p><p><b>　　3. 求操作線方程</b>

26、;</p><p>　　精餾段操作線方程為：yn+1 = n + xD = 0.6078xn + 0.3886</p><p>　　L = R × D = 1.55 × 21.6297 = 33.5260 kmol/h</p><p>　　提餾段操作線方程為：ym+1 = xm - xw = 1.293xm - 0.0065</p>

27、<p><b>　　圖解法求理論板層數(shù)</b></p><p>　　圖解得理論板層數(shù)NT = 13.5-1 = 12.5塊（不含再沸器），其中精餾段板數(shù)NT1 = 6塊，提餾段NT2 = 6.5塊，第7塊為加料板位置。</p><p>　　（二）、實際塔板數(shù)NP的求取 </p><p><b>　　效率取為0.6&l

28、t;/b></p><p>　　精餾段：NP1 = NT1/0.6 = 10，取NP1 = 10塊；</p><p>　　提餾段：NP2 = NT2/0.6 = 10.83,取NP2 = 11塊；</p><p>　　總塔板數(shù)：NP = NP1 + NP2 = 21塊。</p><p>　　三、 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算&l

29、t;/p><p>　?。ㄒ唬⒉僮鲏毫τ嬎?lt;/p><p>　　進(jìn)料板壓力 ：PF = 105.3 + 0.7×10 = 112.3 kPa</p><p>　　塔底操作壓力 ：PW = 112.3 + 0.7×11= 120kPa</p><p>　　精餾段平均壓力 ：Pm1 = (105.3 + 112.3)/2 = 10

30、8.8 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力 ：Pm2 = (112.3 + 120)/2 = 116.15 kPa</p><p>　?。ǘ?、操作溫度計算</p><p>　　由溫度—組成圖可得相應(yīng)溫度如下：</p><p>　　塔頂溫度 ：TD = 50℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度 ：TF = 60℃

31、</p><p>　　塔底溫度 ：TW = 80℃</p><p>　　精餾段平均溫度 ：Tm1 = (50+60) /2= 55℃</p><p>　　提餾段平均溫度 ：Tm2 = (60+80) /2 = 70℃</p><p>　?。ㄈ?、平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：</p&

32、gt;<p>　　由y1 = xD = 0.9910, 查平衡曲線的得x1 = 0.9810</p><p>　　MVDm = 0.9910×70.1 + (1-0.9910) × 78.11 = 70.17(kg/kmol)</p><p>　　MLDm = 0.9810×70.1 + (1-0.9810) × 78.11 = 70.

33、25(kg/kmol)</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　由xF = 0.5766,查平衡曲線得：yF = 0.7800</p><p>　　MVFm= 0.7800×70.1 + (1- 0.7800)×78.11 = 71.86(kg/kmol)</p><p>　　MLFm = 0.5

34、766×70.1 + (1-0.5766) × 78.11 = 73.49(kg/kmol)</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　由xW=0.0222, 查平衡曲線得yW= 0.0223</p><p>　　MVWm= 0.0223×70.1 + (1-0.0223) × 78.11=77.9312

35、(kg/kmol)</p><p>　　MLWm= 0.0222×70.1 + (1-0.0222) × 78.11=77.9322(kg/kmol)</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm1 =（70.17+71.86）/2 = 71.015 (kg/kmol)</p><p>　　MLm1

36、 = (70.25+73.49)/2 = 71.87 (kg/kmol)</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm2 =（77.9312+71.86）/2 = 74.8956 (kg/kmol)</p><p>　　MLm2 = (77.9322+73.49)/2 = 75.7111 (kg/kmol)</p><p&

37、gt;　　（四）、平均密度計算</p><p>　　氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即： </p><p><b>　　== 2.79（）</b></p><p><b>　　= 3.05（）</b></p><p>　　液相平均密度計算 </p><p&g

38、t;　?、?塔頂液相平均密度的計算：</p><p><b>　　由TD=50℃,得</b></p><p>　　DA=-0.5674×50+803.28=774.90（）</p><p>　　DB =-0.55×50+916.18=888.68（）</p><p>　　=+=0.001288836&

39、lt;/p><p>　　則Dm=775.89（）</p><p>　?、?進(jìn)料板液相平均密度的計算：</p><p>　　由TF＝60℃ 得：</p><p>　　ρFA=-0.5674×60＋803.28=769.236 kg/m3</p><p>　　ρFB=-0.55×60＋916.18=883

40、.18 kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 ：</p><p>　　aa==0.55 ,則</p><p>　　= +=0.001224517，故Fm = 816.65（）</p><p>　?、?塔底液相平均密度的計算 由TW＝80 ℃ 得：</p><p>　　ρWA=-0.5674×80＋803.28=75

41、7.89 kg/m3</p><p>　　ρWB=-0.55×80＋916.18=872.18 kg/m3 </p><p>　　=+=0.00115001</p><p>　　則 Wm = 869.56 kg/m3 Ⅳ.精餾段液相平均密度</p><p>　　ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（775.89＋816

42、.65）/2=796.27 kg/m3</p><p>　?、?提餾段液相平均密度 </p><p>　　ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（816.65＋869.56）/2=843.105 kg/m3</p><p>　?。ㄎ澹⒁后w平均表面張力計算</p><p>　?、佟⑺斠合嗥骄砻鎻埩Φ挠嬎?由 TD＝50℃ 得：

43、 σDA=-0.1036×50＋29.144=23.964 mN/m </p><p>　　σDB=-0.1106×50＋28.344=22.814 mN/m</p><p>　　σDm=0.9810×23.964＋(1-0.9810)×22.814=23.94215 mN/m ②、進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由TF

44、＝60℃ 得：</p><p>　　σFA=-0.1036×60＋29.144=22.928 mN/m</p><p>　　σFB=-0.1106×60＋28.344=21.708 mN/m</p><p>　　σFm=0.5766×22.928＋（1－0.5766）×21.708=22.4115 mN/m</p>

45、<p>　?、邸⑺滓合嗥骄砻鎻埩Φ挠嬎?由 TW＝80℃ 得： σWA=-0.1036×80＋29.144=20.856 mN/m </p><p>　　σWB=-0.1106×80＋28.344=19.496 mN/m</p><p>　　σWm=0.0222×20.856＋(1-0.0222)×19.4

46、96=19.5262 mN/m ④、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（23.94215＋22.4115)/2=23.1768mN/m </p><p>　?、荨⑻狃s段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（22.4115＋19.5262)/2=20.9689 mN/m</p><p>　?。?、液體平均粘度計算： &

47、lt;/p><p>　　液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計算</p><p>　　塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　由TD＝50℃ 得 ： μDA=-0.0028×50+0.6323 </p><p>　　μDA=0.4923mPa·s</p><p>　　μDB=-0.004

48、8×50+0.9712</p><p>　　μDB=0.7312 mPa·s lgμDm=0.9810×lg(0.4923)＋(1-0.9810)×lg(0.7312) 解出μDm=0.4960 mPa·s</p><p>　?、凇⑦M(jìn)料板液相平均粘度的計算</p><p>　　由TF＝60℃ 得 ：

49、 μFA=-0.0028×60 + 0.6323 </p><p>　　μFA= 0.4643 mPa·s</p><p>　　μFB=-0.0048×60+ 0.9712</p><p>　　μFB= 0.6832 mPa·s lgμFm=0.5766×lg(0.4643)＋(1-0

50、.5766)×lg(0.6832) 解出μFm= 0.5468 mPa·s</p><p>　?、邸⑺滓合嗥骄扯鹊挠嬎?lt;/p><p>　　由TW＝80℃ 得 ： μWA=-0.0028×80 + 0.6323 </p><p>　　μWA=0.4083 mPa·s</p><

51、;p>　　μWB=-0.0048×80 + 0.9712</p><p>　　μWB=0.5872 mPa·s lgμWm=0.0222×lg(0.4083)＋(1-0.0222)×lg(0.5872) 解出μWm=0.5825 mPa·s</p><p>　　④、精餾段液相平均粘度</p><p>

52、;　　μLm1=(0.4960+0.5468)/2=0.5214 mPa·s</p><p>　?、?、提餾段液相平均粘度</p><p>　　μLm2=(0.5468＋0. 0.5872)/2=0.5670 mPa·s</p><p>　　四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算</p><p>　?。ㄒ唬⒕s段氣、液相負(fù)荷計算&l

53、t;/p><p>　　汽相摩爾流率：V=(R+1)×D=(1.55+1)×21.6297=55.1557kmol/h</p><p>　　汽相體積流量：Vs1= =0.3900 </p><p>　　汽相體積流量：Vh1=3600VS1=3600 ×0.3900 = 1404 </p><p>　　液相回流摩爾流率：

54、L=R×D=1.55×21.6297=33.53 kmol/h</p><p>　　液相體積流量：Ls1= = 0.00084 </p><p>　　液相體積流量：Lh1=3600LS1= 3.024 </p><p>　　（二）、提餾段氣、液相負(fù)荷計算</p><p>　　汽相摩爾流率：V’= V = 55.1557

55、kmol/h</p><p>　　汽相體積流量: VS2==0.3762 </p><p>　　汽相體積流量: Vh2=3600 VS1=1354.4 </p><p>　　液相回流摩爾流率：L’= L+qF=33.53+1×37.79732=71.33kmol/h </p><p>　　液相體積流量：LS2= =0.001779&

56、lt;/p><p>　　液相體積流量：Lh2=3600 LS2=6.405 </p><p>　　五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p><b>　?。ㄒ唬?、塔徑的計算</b></p><p>　　1、 精餾段塔徑的計算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.0

57、6m。</p><p><b>　　液氣動能參數(shù) ：</b></p><p><b>　　=0.0364 </b></p><p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得：C’20=0.10</p><p><b>　　負(fù)荷因子：</b></p><p><

58、;b>　　=0.209</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p><b>　　=3.5 m/s</b></p><p>　　取適宜空塔氣速：μ1=0.7μF1=2.47 m/s</p><p><b>　　估算塔徑 ：</b></p>&l

59、t;p><b>　　=0.45</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后取塔徑D＝0.5 m。</p><p>　　塔截面積為 AT1=0.785D2=0.785×0.52=0.196 m2</p><p>　　2、 提餾段塔徑的計算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度

60、＝0.06m。</p><p><b>　　液氣動能參數(shù) ：</b></p><p><b>　　= 0.07862</b></p><p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得:C20”=0.095</p><p><b>　　負(fù)荷因子：</b></p><p&g

61、t;<b>　　= 0.12</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p><b>　　=1.99 m/s</b></p><p>　　取適宜空塔氣μ2=0.7μF=1.39 m/s</p><p><b>　　估算塔徑 ：</b></p>

62、<p><b>　　=0.59 m</b></p><p>　　為整個塔的操作要求，圓整取D＝0.6 m，即上下塔段直徑保持一致.</p><p>　　塔截面積為 AT2=0.785D2=0.785×0.62=0.2826 m2</p><p>　?。ǘ?、精餾塔有效高度的計算 </p><

63、p>　　段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(10-1) ×0.5=4.5 m </p><p>　　提餾段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(11-1) ×0.5=5 m </p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔H´T，其高度為0.5 m </p><p>　　故精餾塔的有效高度Z =Z精＋

64、Z提＋0.5=4.5＋5＋0.5=10 m</p><p>　　六、塔板主要工藝尺寸的計算 </p><p>　　(一)、溢流裝置計算 </p><p>　　1、精餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝0.6 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： ①、堰長： 取 = 0.7D = 0.42 m</p><p>

65、;　　②、溢流堰高度hw1 由 </p><p>　　=26.45；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經(jīng)驗公式計算得：</p><p>　　=0.0109 m = 10.9 mm</p><p>　　hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故：hw1=h

66、l-how1=60-10.9=49.1 mm</p><p>　?、邸⒐谓狄汗軐挾萕d1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得：</p><p>　　= 0.01764 液體在降液管中停留時間：</p><p>　　=42.05s>5s</p><p>　　故降

67、液管設(shè)計合理。 ④、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速 = 0.07m/s則 </p><p>　　= 0.0286m（不宜小于0.02～0.025 m，滿足要求）</p><p>　　hW1-ho1=49.1-28.6=20.5 mm>6 mm故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 </p><p&

68、gt;　　2、提餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝0.6 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： ①、堰長： 取 lw2=lw1=0.42m</p><p>　?、?、溢流堰高度hw2 由 </p><p>　　=47.15；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E2=1.081，對于平直堰，堰上液層高度hOW2由Francis經(jīng)驗公式計算：&l

69、t;/p><p>　　=0.01803m=18.03mm</p><p>　　hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求 ，板上清液層高度 ＝60mm ，故hw2=h2-how2=60-18.03=41.97mm</p><p>　?、?、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.

70、07065 m2 液體在降液管中停留時間：</p><p>　　=19.86s>5s故降液管設(shè)計合理。 ④、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速則 </p><p>　　=0.021m(滿足要求） hW2-ho2=41.97-21.00=20.97mm>6mm 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=

71、50mm。 </p><p><b>　　（二）、塔板布置 </b></p><p>　　1、精餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D1<800mm，故塔板采用整塊式。</p><p>　　②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：==0.06 m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1=0.05 m

72、。 ③、開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按計算 其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.3-(0.11+0.06)=0.13 m r1 = D/2-Wc1 =0.3-0.05=0.25 m 故Aa1=0.1239㎡ ④、篩孔計算及其排列 本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3 mm（一般的厚度為3～4mm）碳

73、鋼板，取篩孔直徑 d01＝5 mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在3～10mm之間，4～5mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t1＝3d01＝3 × 5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直徑的中心距） 。</p><p>　　篩孔數(shù)目： = 638 (個) 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求）</p><p>　　每層塔板開孔面積：=0.0

74、125 ㎡ </p><p>　　氣體通過篩孔的氣速：</p><p><b>　　=31.2m/s</b></p><p>　　2、提餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D2<800mm，故塔板采用整塊式。</p><p>　　②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取

75、破沫區(qū)寬度：===0.06 m </p><p>　　取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.05 m ③、開孔區(qū)面積計算 </p><p>　　開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=0.1239 m2 ④、篩孔計算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 × 5＝15mm。

76、 篩孔數(shù)：n2=n1=638個</p><p>　　每層塔板開孔面積：=0.0125 ㎡</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速：</p><p>　　=30.096m/s</p><p>　　七 、 篩板的流體力學(xué)驗算 </p><p>　　(一) 、塔板壓降 </p>

77、<p>　　1、精餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc1計算 干板阻力hc1由 計算 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝0.8011 故</p><p>　　=0.2709m液柱 ②、氣體通過板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： </p><p&g

78、t;<b>　　=0.546m/s</b></p><p><b>　　動能因子：</b></p><p><b>　　=0.912</b></p><p>　　查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。</p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表

79、面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 </p><p>　　=0.002374m液柱 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 =0.2709+0.036+0.002374=0.3093m 氣體通過每層塔板的壓降為 ：</p><p>　　=0.2416kPa<0.7kPa </p><p>　?。M足工藝要求）。 </

80、p><p>　　2、提餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02／δ＝5／3＝1.6667，查得孔流系數(shù)C02＝0.8011 故</p><p>　　=0.2602m液柱 ②、氣體通過板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有：</p><p>

81、　　=0.5266m/s</p><p>　　動能因子：=0.9197</p><p>　　查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。</p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 </p><p>　　=0.0002028m ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即

82、 =0.2602+0.036+0.0002028= 0.2964m 氣體通過每層塔板的壓降為 ：</p><p>　　=0.2451kPa<0.7kPa（滿足工藝要求）。</p><p><b>　　(二)、 液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。&l

83、t;/p><p>　　(三)、 液沫夾帶 </p><p>　　液沫夾帶量可用式計算： </p><p><b>　　精餾段液沫夾帶量</b></p><p>　　=0.001021kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣</p><p>　　提餾段液沫夾帶量: </p>

84、<p>　　=0.001005液/kg氣<0.1 kg液/kg氣</p><p>　　（驗算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計范圍內(nèi)允許）</p><p><b>　　(四)、漏液</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即 </p><p><

85、b>　　精餾段：</b></p><p>　　=6.162m/s 實際孔速uo1＝31.2 m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=31.2/6.162=5.06>1.5</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　=6.7

86、3m/s</b></p><p>　　實際孔速uo2＝30.096 m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=30.096/6.73=4.5>1.5</p><p>　　（故在本設(shè)計中無漏液）。</p><p>　　(五) 、液泛 </p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液

87、層高Hd應(yīng)服從Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0.5，則 φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，本設(shè)計采用平直堰Δ=0，hd可由計算，即 精餾段： </p><p>　　=0.0007482m 故Hd1=0.08953+0.06+0.0007482

88、=0.1503 m液柱 。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　=0.00622 m 故Hd2=0.08805+0.06+0.00622=0.15427m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 </p><p><b>　　八、塔板負(fù)荷性

89、能圖</b></p><p>　?。ㄒ唬?、精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負(fù)荷上限線</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　2、液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取平堰

90、堰上液層高度m，。</p><p><b>　　=0.006</b></p><p>　　=0.000342 ②</p><p><b>　　3、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　式中=5.6Vs1</b>&

91、lt;/p><p>　　=0.123+3.066LS1</p><p>　　代入數(shù)據(jù)得:eV1 = ×[]=0.1</p><p>　　簡化得：VS1=0.44-3.58 LS1 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線

92、 ③</p><p><b>　　4、液泛線</b></p><p>　　=1.226 LS1</p><p><b>　　=1.84Vs1</b></p><p>　　=0.02946+0.7356 LS1</p><p>　　=0.002

93、374m</p><p>　　=1.84Vs1+ 0.02946+0.7356 LS1 +0.002374 </p><p>　　=1060.38Ls1</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④</p

94、><p>　　5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）</p><p><b>　　漏液點氣速</b></p><p><b>　　，整理得：</b></p><p>　　=0.09256 LS1+ 0.00532</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：&

95、lt;/p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p>　　操作氣液比 =0.3900/0.00084=464.3</p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比

96、，即：</p><p>　　操作彈性===4.83</p><p>　　將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖）</p><p>　?。ǘ⑻狃s段塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負(fù)荷上限線</b></p><p><b>　　①</b><

97、;/p><p><b>　　2、液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　　=0.006</b></p><p>　　=0.0003187 ②</p><p><

98、;b>　　3、霧沫夾帶線</b></p><p>　　式中 = 3.77VS2</p><p>　　=0.105+3.215LS2</p><p>　　代入數(shù)據(jù)得 = 0.1</p><p>　　簡化得：= 0.6286-5.12 LS2</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的

99、值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③</p><p><b>　　4、液泛線</b></p><p><b>　　=1.286Ls1</b></p><p>　　=0.0125Vs1</p><p>　　

100、=0.0252+0.0108 Ls1</p><p>　　= 0.0002028</p><p>　　=0.0125Vs1+0.0252+0.0108 Ls1+0.0002028</p><p>　　= 1966.8LS2</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　

101、　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④</p><p>　　5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）</p><p>　　=0.04197+1.286Ls1</p><p><b>　　漏液點氣速</b></p><p><b>　　，整理得：</b></p&

102、gt;<p>　　=0.0897 Ls1+0.00523 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤</p><p>　　將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖）</p><p>

103、<b>　　6、操作彈性</b></p><p>　　操作氣液比 =0.3762/0.001779=211.5</p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性===6</p><p><b>　　篩板塔設(shè)計計算結(jié)果</b></p><p>

104、<b>　　九．課程設(shè)計評價</b></p><p>　　經(jīng)過這么久的努力，課程設(shè)計終于完成了，這是第一件品，以后可能會有更多的作品，在做之前，一直覺的這是一個不可能完成的任務(wù)，但現(xiàn)在完成了，還是很激動，很興奮，同時也要感謝老師給我們的諸多幫助。</p><p>　　通過本次的課程設(shè)計，我學(xué)會如何運用所學(xué)的知識去分析和解決實際問題。但在實際設(shè)計過程中，我們遇到了很多問

105、題。比如塔和塔板結(jié)構(gòu)尺寸的選擇和計算，很多問題都是平時我們無法遇到也無法想到的，經(jīng)過這么久的設(shè)計，對這門課的用途有了更深的掌握。</p><p>　　塔板的評價指標(biāo)，有四個方面。第一：生產(chǎn)能力即單位時間單位塔截面積的處理量，本次設(shè)計中以給定年處理量，我們是根據(jù)生產(chǎn)能力來設(shè)計塔；第二：操作彈性，反應(yīng)汽液負(fù)荷波動的適應(yīng)性，對于篩板塔而言，其操作彈性比較大，可在汽液負(fù)荷變化較大的范圍內(nèi)正常操作；第三：分離效率，反應(yīng)傳質(zhì)

106、的完善程度和對實際塔板數(shù)的確定，設(shè)計給定總塔效率0.6，符合生產(chǎn)實際中的要求；第四：塔板壓力降，包括氣體通過板上各部件克服各種阻力以及氣體通過泡沫層克服其靜壓力，決定塔底的送氣壓力，本設(shè)計中精餾塔的塔板壓降分別為0.7 KPa，都不大以至動力消耗都不大。</p><p>　　對于汽液負(fù)荷性能圖，汽液流量要維持在一定范圍內(nèi)，操作才能正常</p><p>　　總體來說，本設(shè)計基本上是符合設(shè)計要

107、求的。</p><p>　　我覺得做這樣的課程設(shè)計十分有意義，學(xué)到的東西根本不能和平時相同時間內(nèi)學(xué)到的東西相比，如查閱文獻(xiàn)資料、word排版、excel處理數(shù)據(jù)，CAD制圖、Aspenplus化工過程模擬等，這樣的學(xué)習(xí)方法，更有利于掌握這些東西，提高自己的學(xué)習(xí)能力。</p><p><b>　　主要參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　1馬江權(quán)