1、<p>　　苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　《化工原理》課程設(shè)計(jì)任務(wù)書</p><p><b>　?、?設(shè)計(jì)題目</b></p><p>　　苯-甲苯溶液連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)。</p><p><b>　?、?設(shè)計(jì)任務(wù)</b></p><p>

2、;　?。保s塔設(shè)計(jì)的工藝計(jì)算及塔設(shè)備計(jì)算</p><p>　　⑴ 流程及操作條件的確定；</p><p>　?、?物料衡算及熱量衡算；</p><p><b>　?、?塔板數(shù)的計(jì)算；</b></p><p>　　⑷ 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定、流動(dòng)現(xiàn)象校核、負(fù)荷性能圖）；</p><p>

3、　　⑸ 塔體各接管尺寸的確定；</p><p>　　⑹ 冷卻劑與加熱劑消耗量估算。</p><p><b>　?。玻O(shè)計(jì)說明及討論</b></p><p><b>　?。常L制設(shè)計(jì)圖</b></p><p>　?、?流程圖（A4紙）；</p><p>　　⑵ 塔盤布置圖（16

4、開坐標(biāo)紙2張，精餾段和提餾段分別繪制）；</p><p>　?、?工藝條件圖（A3紙）。</p><p><b>　?、?原始設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)</b></p><p>　?。保弦海罕?甲苯，其中苯含量分別為35%（質(zhì)量%），溫度為20℃；</p><p>　?。玻s出液含苯為：99.2%（質(zhì)量）；</p>&

5、lt;p>　　３．殘液含苯為：不超過0.5%（質(zhì)量）；</p><p>　?。矗a(chǎn)能力：按 2800 (kg原料/h)。</p><p><b>　?、?設(shè)計(jì)時(shí)間</b></p><p>　　開始時(shí)間：二Ｏ一一年五月二十三日</p><p>　　完成時(shí)間： 六月三日（含考核時(shí)間）</p><

6、;p><b>　　目 錄</b></p><p>　　第1篇 緒 論 …………………………………………4</p><p>　　第2篇 流程及相關(guān)參數(shù)的選擇 ……………………………5</p><p>　　第3篇 計(jì)算過程 ……………………………………………6</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算......

7、.................6</p><p>　　3.2 相對揮發(fā)度 及回流比R..................7</p><p>　　3.3求理論塔板數(shù)..........................11</p><p>　　3.4 確定全塔效率ET并求解實(shí)際塔板數(shù).......13</p><p>　　3.5塔的工藝條件及

8、物性數(shù)據(jù)計(jì)算............14</p><p>　　3.6精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算................19</p><p>　　3.7塔板主要工藝尺寸計(jì)算..................22</p><p>　　3.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算....................26</p><p>　　3.9塔板負(fù)荷性能

9、圖........................29</p><p>　　3.10塔體各接管尺寸計(jì)算及熱量衡算.........36</p><p>　　第4篇 計(jì)算結(jié)果列表 ………………………………………42</p><p>　　第5篇 小結(jié)與體會 …………………………………………44</p><p>　　第6篇 參考文獻(xiàn) …………………

10、…………………………45</p><p><b>　　第1篇 緒 論</b></p><p>　　精餾所進(jìn)行的是汽、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為汽、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使汽、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。板式塔為逐級接觸型汽－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上汽－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔

11、和浮動(dòng)噴射塔等多種。</p><p>　　篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：</p><p>　　(１) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。</p><p>　　(２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。<

12、/p><p>　　(４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。</p><p><b>　　篩板塔的缺點(diǎn)是：</b></p><p>　　(１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　　(２) 操作彈性較小(約2～3)。</p><p>　　(３) 小孔篩板容易堵塞。&

13、lt;/p><p>　　第2章 流程及相關(guān)參數(shù)選擇 </p><p><b>　　設(shè)計(jì)方案的確定</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻

14、后送至儲罐。該物系屬易分離物系，回流比要充分考慮到費(fèi)用問題。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p><b>　　加料方式的選擇：</b></p><p>　　設(shè)計(jì)任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時(shí)2300Kg的進(jìn)料量，為維持生產(chǎn)穩(wěn)定，采用高位槽進(jìn)料，從減少固定投資，提高經(jīng)濟(jì)效益的角度出發(fā)，選用泡點(diǎn)進(jìn)料的加料方式。</p><p>

15、;　　2、回流方式的選擇：</p><p>　　塔的生產(chǎn)負(fù)荷不大，從降低操作費(fèi)用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點(diǎn)回流,同時(shí)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&g

16、t;<p><b>　　計(jì)算過程</b></p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算</p><p>　　1、將任務(wù)書中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算成摩爾分?jǐn)?shù)</p><p><b>　　（摩爾百分?jǐn)?shù)）</b></p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p&g

17、t;<p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p><p>　　2、求平均分子量，將換算成 </p><p><b>　　進(jìn)料處: </b></p><p><b>　　塔頂處: </b></p><p>　　塔釜處:

18、 </p><p><b>　　進(jìn) 料：</b></p><p><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(shù)據(jù)得： </b></p><p&g

19、t;　　解之得： </p><p>　　3.2相對揮發(fā)度及回流比R</p><p>　　1、求全塔平均相對揮發(fā)度：</p><p><b>　　表3-1</b></p><p>　　塔內(nèi)溫度的計(jì)算：采用內(nèi)插法計(jì)算塔內(nèi)的溫度</p><p><b>　　塔頂：</b>

20、;</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(diǎn)之間可近似看作為直線，設(shè)此直線方程為：，代入80.1℃與84℃時(shí)的值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p><b>　　即直線方程為：</b></p><p>　　將y1=0

21、.993代入方程解得t1=tD=80.44℃</p><p><b>　　塔底：</b></p><p>　　xW＝0.00589，設(shè)直線方程為：t=kx+b，代入108℃與110.6℃時(shí)的x值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：t=-45.6x+11

22、0.6</p><p>　　將xW＝0.00589代入方程解出tW=110.33℃。</p><p><b>　　進(jìn)料：</b></p><p>　　=0.388，設(shè)直線方程為t=kx+b，代入92℃到96℃的x值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p>

23、;　　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℃。</p><p>　　所以全塔的平均溫度 ==95.45℃</p><p>　?。?）塔內(nèi)平均相對揮發(fā)度：采用內(nèi)插法計(jì)算塔內(nèi)平均溫度下的相對揮發(fā)度</p><p>　　設(shè)直線方程x=kt+b,代入92℃到96℃之間的x的值&

24、lt;/p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：x=-0.03275t+3.517</p><p>　　將=95.45℃代入方程解出=0.391</p><p>　　設(shè)直線方程y=kt+b,代入92℃到96℃之間的y的值</p><p><b>　　解得：

25、</b></p><p>　　所以直線方程為：y=-0.03075t+3.546</p><p>　　將=95.45℃代入方程解出=0.611</p><p><b>　　∵ =</b></p><p>　　將=0.391，=0.611代入</p><p><b>　　得：=

26、2.45 </b></p><p><b>　　2、求回流比R</b></p><p>　　（1）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(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,故q線方程為xe==0.388 </p><p>　　聯(lián)立

27、、 ，求解得： </p><p>　　Rmin＝ </p><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(dāng)值，通過計(jì)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&g

28、t;<b>　　Nmin=</b></p><p>　　由下表3-2可以看出，當(dāng)R=1.35Rmin=2.50時(shí)，所得的回流比費(fèi)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(shù)</b></p><p&

29、gt;　　求解方法：采用逐板法計(jì)算理論板數(shù)，交替使用操作線方程和相平衡關(guān)系。</p><p><b>　　精餾段：</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></

30、p><p>　　相平衡關(guān)系為： x=</p><p>　　對于第一層塔板：ｙ１＝ｘＤ＝0.993 ，由相平衡關(guān)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(yīng)用相平衡關(guān)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：

31、 </p><p><b>　　表3-3</b></p><p>　　由表可以看出，x9>xe>x10,因此第10層為進(jìn)料層，從第10層開始進(jìn)入提鎦段。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　操作線方程：&l

32、t;/b></p><p>　　其中：L=RD=2.50×12.50=31.25 kmol/h</p><p>　　=63.55 kmol/h</p><p><b>　　q=1</b></p><p><b>　　代入方程得：</b></p><p>　　將

33、x10代入提餾段操作線方程方程求得y11=0.560，之后用相平衡關(guān)系即可求得x11=0.342。同理可求出其他值，如下表所列：</p><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(dāng)?shù)囊粚铀?，理論塔板?shù)在19和20塊之間，又：==0.38，所以理論塔板數(shù)為19.38塊（不含塔釜）。其中精餾段

34、9塊，提餾段10.38塊，第10塊為進(jìn)料板。</p><p>　　3.4 確定全塔效率ET并求解實(shí)際塔板數(shù)</p><p><b>　　1、確定全塔效率</b></p><p>　　利用奧康奈爾的經(jīng)驗(yàn)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

35、溫度下的液相粘度, mPa.s；</p><p>　　液相混合物粘度，按下式求取：</p><p><b>　?。篿組分粘度</b></p><p><b>　?。篿組分摩爾分率</b></p><p>　?。?）全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內(nèi)插法求得:</p><p&g

36、t;　　塔頂溫度：tD=80.44℃</p><p>　　進(jìn)料溫度：tF=95.57℃</p><p>　　塔底溫度：tW=110.33℃</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>

37、<p>　?。?）全塔平均溫度下的相對揮發(fā)度的求解：</p><p>　　用內(nèi)插法求得當(dāng)=95.45℃時(shí)， =0.391,=0.611,</p><p>　?。?）全塔平均溫度下的液相粘度的求解：</p><p>　　根據(jù)液體粘度共線圖查得：在95.45℃下，</p><p>　　苯液體的粘度為μ1=0.231 mPa.s ，&

38、lt;/p><p>　　甲苯的液體粘度為μ2=0.260 mPa.s</p><p>　　∴==0.629mPa.s</p><p><b>　　因此==0.553</b></p><p><b>　　2、確定實(shí)際塔板數(shù)</b></p><p>　　實(shí)際板數(shù)： ，取36塊。<

39、;/p><p>　　實(shí)際精餾段塔板數(shù)：，取17塊。</p><p>　　實(shí)際提餾段塔板數(shù)：，取19塊。</p><p>　　3.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p><b>　　1、操作壓力的計(jì)算</b></p><p>　　塔頂操作壓力：PD=101.325kPa，每層壓降設(shè)為△P0=1kP

40、a.</p><p>　　進(jìn)料板操作壓力：PF=101.325+171=118.325kPa.；</p><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>　　

41、2、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量： x1=0.983 y1=xD=0.993</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&g

42、t;<p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：xF=0.388 yF=0.608</p><p>　　MVFM=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.61 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(zhì)量：xW

43、=0.00589 yW=0.0143</p><p>　　MVWM=0.014378.11+(1-0.0143 )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(zhì)量：</p><p

44、><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　kg/kmol；</b><

45、/p><p><b>　　3、平均密度計(jì)算</b></p><p>　?。?）氣相平均密度計(jì)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(jì)算：</b></p><

46、;p><b>　　塔頂液相平均密度：</b></p><p>　　tD=80.44℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)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(jìn)料口液相平均密度：</

47、p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)液體相對密度共線圖查得：</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

48、3℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)液體相對密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m3，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&g

49、t;　　4、液體平均表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　表3-6</b></p><p>　　根據(jù)上表作出苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖和甲苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖如下：</p><p>　　液相混合物表面張力，按下式求?。?lt;/p><p>　　：混合物的表面張力，mN/m</p><p>

50、　　: i組分的等張比容；</p><p>　　[P苯]: 205.1 [P甲苯]: 245.1</p><p>　?。夯旌衔镆合嗄枬舛龋琺ol/cm3</p><p>　?。夯旌衔餁庀嗄枬舛?，mol/cm3</p><p>　　塔頂液相平均表面張力：</p><p><b>　　tD=80.44℃

51、</b></p><p>　　x1=0.983 y1=xD=0.993</p><p><b>　　mN/m；</b></p><p>　　（2）進(jìn)料板液相平均表面張力：</p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　xF=0.388 yF=0.608<

52、;/p><p>　　塔底液相平均表面張力：</p><p>　　tW=110.33℃, </p><p>　　xW=0.00589 yW=0.0143</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&

53、gt;　　5、液相平均粘度的計(jì)算</p><p><b>　　按下式求?。?lt;/b></p><p><b>　　：i組分粘度</b></p><p><b>　?。篿組分摩爾分率</b></p><p><b>　　塔頂液相平均粘度：</b></p&

54、gt;<p>　　tD=80.44℃,</p><p>　　根據(jù)液體粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；</p><p>　　進(jìn)料口液相平均粘度：</p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　根據(jù)液體粘度共線圖查得：mPa.s， mPa.s；</p><p><b>　

55、　塔底液相平均粘度：</b></p><p>　　tW=110.33℃, </p><p>　　根據(jù)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；</p><p>　　3.6精餾

56、塔塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　1、板間距和塔徑的計(jì)算</p><p>　　板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)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(chǎn)任務(wù)，塔徑可較小；反之，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(fù)荷，從而又會增加全塔的造價(jià)。初選板間距時(shí)可參

57、考下表所列的推薦值。</p><p>　　表3-8 板間距與塔徑關(guān)系</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>&

58、lt;p><b>　　m3/s</b></p><p><b>　　橫坐標(biāo)</b></p><p>　　取塔板間距HT=0.3 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(shè)備的設(shè)計(jì)》圖4-9 篩板塔的

59、泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.0645</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.763m (公稱外徑取775mm,壁厚取6mm的管)</p&g

60、t;<p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 m/s</p><p>　　校核：實(shí)際空塔氣速/最大氣速在0.6~0.8范圍內(nèi)符合要求。</p><p><b>　　提餾段同理可得： </b></p><p>　　V’=V=(R+1)D=(2.50+

61、1)×12.50=43.75koml/h （其中D為塔頂產(chǎn)品流量）</p><p>　　提餾段的氣相體積流率：</p><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>&

62、lt;b>　　橫坐標(biāo)</b></p><p>　　取塔板間距H’T=0.35 m，板上液層高度h’L=0.06 m,則</p><p><b>　　m</b></p><p>　　由史密斯圖得：=0.0540</p><p><b>　　m/s</b></p><

63、;p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.838m (公稱外徑取864mm,壁厚取13mm的管) </p><p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 m/s&

64、lt;/p><p>　　經(jīng)核算，實(shí)際空塔氣速與最大氣速之比，在0.6~0.8范圍內(nèi)，滿足要求。</p><p>　　2、精餾塔有效高度的計(jì)算</p><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

65、塔板主要工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　它包括板間距的初估，塔徑的計(jì)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(jì)算，降液管的選型及系列參數(shù)的計(jì)算，塔板布置和篩板的篩孔和開孔率，最后是水力校核和負(fù)荷性能圖。</p><p><b>　　1、溢流裝置計(jì)算</b></p><p>　　因?yàn)?0.763，=0.838，可選用單溢流弓形降

66、液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)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）D，所以取=0.7D</p><p>　　精餾段堰長取=0.7=0.70.763=0.534m </p><p>　　提餾段堰長取=0.7=0.70.838=0.587 m<

67、/p><p><b>　　(2)溢流堰高度</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><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。</p><p>　　取板上清液層高度hL=60

68、mm，</p><p>　　故有精餾段溢流堰高度：</p><p><b>　　提餾段（同理）：</b></p><p>　　校核：綜上可知0.006m<、<0.06m, 、也符合下面的參考表（本設(shè)計(jì)常壓操作）</p><p>　　故本設(shè)計(jì)的堰長、板上清液層高度hL的選取合理.</p><

69、;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><p><b>　??；</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p>

70、<p><b>　??；</b></p><p><b>　　；</b></p><p>　　驗(yàn)證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間，即：</p><p>　　精餾段： s > 5 s</p><p>　　提餾段： s > 5 s</p><p><

71、;b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p><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： >（0.02~ 0.025）m</p><p>　　提餾段： >（0.02~ 0.025）m<

72、/p><p>　　液體流過底隙的流速u隙</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　2、塔板布置</b></p><p>　?。?）塔板的分塊：因<800mm, 在800m

73、m到900 mm之間，故選整版式塔板。</p><p><b>　?。?）安定區(qū)</b></p><p>　　對于篩板塔，=取50——100mm之間，小塔取較小值，則取==0.05m。</p><p><b>　　（3）邊緣區(qū)</b></p><p>　　篩板塔一般取50——60mm，則取==0.0

74、5m</p><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>　??；</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p>

75、<p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　=0.331</b></p><p>　　篩孔數(shù)的計(jì)算及其排列</p><p>　　所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距</p><p&

76、gt;　　篩孔數(shù)目 精餾段 </p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　開孔率為 </p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為 精餾段 </p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　８篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算&

77、lt;/p><p><b>　　1塔板壓降</b></p><p><b>　　（1）干板阻力計(jì)算</b></p><p><b>　　有查圖得</b></p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　　精

78、餾段 液注</b></p><p><b>　　提留段 液注</b></p><p>　?。?）氣體通過液層阻力計(jì)算</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　查圖得故</b></p><p>&

79、lt;b>　　液注</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　查圖得0.65故</b></p><p><b>　　液注</b></p><p>　　液體表面張力的阻力計(jì)算</p><p>　　液體

80、表面張力所產(chǎn)生的阻力計(jì)算</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液注高度</p><p><b>　　液注</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　　<1kpa</b&g

81、t;</p><p><b>　　提留段</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液注高度</p><p><b>　　液注</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為<1Kpa</p><p><b>　　液面落差</b><

82、/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>　　液沫夾帶</b></p><p><b>　　液沫夾帶計(jì)算</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b

83、>　　故 <</b></p><p>　　故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　<</b></p><p>　

84、　故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p><b>　　漏液</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　實(shí)際孔速</b></p><p><

85、;b>　　穩(wěn)定系數(shù) </b></p><p><b>　　故無明顯漏液</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　實(shí)際孔速</b></p>&

86、lt;p><b>　　穩(wěn)定系數(shù) </b></p><p><b>　　液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從</p><p>　　苯-甲苯物系屬一般物系，取則</p><p><b>　　精餾段</b></p><

87、;p><b>　　故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象</b></p><p>　　3.9．塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1. 漏液線</b></p

88、><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　得： </b></p><p><b>　　=</b></p&

89、gt;<p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值 帶入</p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值 帶入</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)即可作出漏夜線(1)。</p><p><b

90、>　　2.液沫夾帶線</b></p><p><b>　　以為限，求關(guān)系如下</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　整理得</b></p>&

91、lt;p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p><b>　　3.液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　對于平直埯，取液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)</

92、p><p><b>　　對于精餾段</b></p><p><b>　　提留段</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。</p><p><b>　　4、液相負(fù)荷上限線</b></p><p><b>　　對于精餾

93、段、提留段</b></p><p>　　以作為液體在降壓管中停留的時(shí)間的下限</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　據(jù)此，可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。</p><p

94、><b>　　液泛線</b></p><p><b>　　令：，，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　聯(lián)立得：</b></p><p>　　忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得</p>

95、<p><b>　　對于精餾段</b></p><p><b>　　對于提留段</b></p><p><b>　　6、操作線</b></p><p>　　精餾段：以為斜率作過原點(diǎn)的直線，即為塔板工作線。</p><p>　　提餾段：以為斜率，作過原點(diǎn)的直線。<

96、/p><p><b>　　7、負(fù)荷性能圖</b></p><p><b>　　對于精餾段</b></p><p>　　點(diǎn)P為設(shè)計(jì)點(diǎn)， =0.380m/s,氣相負(fù)荷下限=0.16m/s。</p><p>　　故精餾段操作彈性為：</p><p><b>　　上操作彈性：&

97、lt;/b></p><p><b>　　下操作彈性：</b></p><p><b>　　。</b></p><p><b>　　對于提留段</b></p><p>　　P為設(shè)計(jì)點(diǎn)， =0.495m/s,氣相負(fù)荷下限=0.180m/s。</p><p

98、>　　本設(shè)計(jì)提餾段的操作彈性：</p><p><b>　　上操作彈性：</b></p><p><b>　　下操作彈性：</b></p><p>　　3.10 主要尺寸確定及熱量橫算</p><p>　　1、塔底高度、塔頂高及塔總高計(jì)算</p><p>　　理論板數(shù)

99、為塊（不含塔釜），實(shí)際塔板數(shù)為塊，精餾段17塊，第18塊為進(jìn)料板，取, m。</p><p>　　設(shè)釜液在釜底停留時(shí)間為12min，考慮到釜液波動(dòng)，，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(shè)計(jì)為清潔物料,精餾段共17塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則精餾段有2個(gè)人孔 (即)；提餾段共19塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則提餾段有2個(gè)人孔

100、(即)；人孔處塔間距，人孔高0.6m。</p><p><b>　　進(jìn)料段高度取m</b></p><p><b>　　封頭m</b></p><p><b>　　裙座 </b></p><p><b>　　塔底空間=3m</b></p>&

101、lt;p><b>　　塔的總高度為</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　2、主要接管尺寸確定</p><p><b>　?。?）進(jìn)料管 </b></p><p>　　采用料液由泵流入塔內(nèi)，進(jìn)料管內(nèi)流速可取m/s，取 </p>

102、<p><b>　　m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號:公稱外徑為33.7mm，公稱壁厚為3.2mm的鋼管。把圓整后的=27.3mm代入校核m/s在范圍中。</p><p><b>　?。?）回流管：</b></p><p>　　常壓采用強(qiáng)制回流，流速可取1.5~2.5m/s，取</p>

103、;<p><b>　　則：m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號：公稱外徑為33.7mm，公稱壁厚為3.2mm的鋼管。把圓整后的27.3mm代入校核得m/s</p><p>　?。?）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>

104、<b>　　則：m </b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號: 公稱外徑為168.3mm，公稱壁厚為4.5mm的鋼管。圓整取159.3mm,校核16.66m/s在范圍內(nèi)。</p><p>　　（4）塔底殘液排出管管徑</p><p>　　殘液在管內(nèi)流速流速可取0.5~1.0m/s，取</p><p><b

105、>　　m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號：公稱外徑為60.3m，公稱壁厚為3.8m的鋼管.圓整取52.7mm,校核=0.92m/s在范圍內(nèi)</p><p>　?。?）塔底蒸汽排出管管徑</p><p><b>　　取蒸汽在管內(nèi)流速取</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號：稱外徑

106、為168.3m，公稱壁厚為4.5m的鋼管。圓整取159.3mm,校核u=14.9m/s</p><p><b>　　3、熱量衡算</b></p><p><b>　　1）、平均汽化熱</b></p><p>　　圖—7——溫度—甲苯汽化熱、苯汽化熱關(guān)系圖</p><p><b>　　由上兩

107、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(jìn)料口平均汽化熱 </p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p>　　(3)塔底平均汽化熱 <

108、;/p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p><b>　　精餾塔：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　2、 熱負(fù)荷</b></p><p><b>　　塔

109、頂：kal/h</b></p><p><b>　　塔底：kal/h</b></p><p>　　3、冷卻劑與加熱劑消耗估算</p><p><b>　?。?）冷卻劑</b></p><p>　　用水作冷卻劑，水由30℃升高至45℃。</p><p>　　水的比熱

110、 冷卻水用量 </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4-11查得) ，現(xiàn)??；</p><p><b>　　， 則：</b></p><p>　?。?）加熱劑 </p>&

111、lt;p>　　其中取140攝氏度的水蒸氣作為加熱劑，r=2148.7KJ/kg</p><p>　　∴ 加熱蒸汽用量 </p><p>　　再沸器的換熱面積為： </p><p><b>　　又：； </b></p><p><b>　　∴ </b></p>&l

112、t;p>　　第4篇 計(jì)算結(jié)果列表</p><p>　　第5篇 小結(jié)與體會</p><p>　　在這次對苯－甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝的設(shè)計(jì)實(shí)驗(yàn)中，我對精餾塔這一部分的知識有進(jìn)行了一次全面的復(fù)習(xí)。當(dāng)然在設(shè)計(jì)的過程中也發(fā)現(xiàn)自己還有些問題不是很明白，但是通過發(fā)現(xiàn)問題并解決問題，我覺得我對于這一部分知識的掌握和理解較以前更深刻了。</p><p>　　在本設(shè)計(jì)中，

113、剛開始圓整取塔的直徑時(shí)，由于我的理解錯(cuò)誤以為是取整數(shù)，使得D取錯(cuò)了值，沒按工業(yè)上的要求取值，到最后又不得不返回來再進(jìn)行一系列的計(jì)算，造成了很大的麻煩，也浪費(fèi)了時(shí)間。另外，在畫塔的負(fù)荷性能圖時(shí)，部分直線我是有兩點(diǎn)來確定的，我發(fā)現(xiàn)用兩點(diǎn)確定計(jì)算很比較麻煩，我后面幾條線是通過求方程來確定的。我覺得這樣可能不太好，考慮到時(shí)間的問題，望老師諒解。</p><p>　　由于本設(shè)計(jì)的計(jì)算量很大，所以設(shè)計(jì)書中可能有些計(jì)算錯(cuò)誤，希

114、望老師給予指點(diǎn)。</p><p><b>　　第6篇·參考資料</b></p><p><b>　　參考資料</b></p><p>　　[1] 賈紹義，柴誠敬主編. 化工傳質(zhì)與分離過程. 化學(xué)工業(yè)出版社，2007</p><p>　　[2] 王國勝主編. 化工原理課程設(shè)計(jì). 大連理工大學(xué)

115、出版社，2005</p><p>　　[3] 譚天恩主編，《化工原理》，化學(xué)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(shè)備的設(shè)計(jì) [專著] . 上海 : 華東理工大學(xué)出版社, 2005</p><p>　　[5] 匡柱國、史啟才編,《化工單元過程及設(shè)備設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)》，化學(xué)工業(yè)出版社,2001年出版。</p>