化工原理課程設計--苯-甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設計

1、<p>　　化 工 原 理 課 程 設 計</p><p>　　題目 苯-甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設計 </p><p>　　教 學 院 化工與材料工程學院 </p><p>　　專業(yè)班級 材化1102 </p><p>　　學

2、生姓名 </p><p>　　學生姓名 </p><p>　　指導教師 </p><p>　　2013年6月 12日 </p><p>　　化工原理課程設計任務書</p><p><b>　?。ㄒ唬?設計題目 </b>

3、;</p><p>　　苯—甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設計</p><p><b>　?。ǘ┰O計條件</b></p><p><b>　　塔頂壓力為常壓</b></p><p>　　處理量：145kmol/h</p><p>　　進料組成：0.45 （摩爾百分率，下同

4、）</p><p><b>　　塔頂組成：0.98</b></p><p><b>　　塔底組成：0.03</b></p><p><b>　　進料狀態(tài)：0.99</b></p><p>　　塔頂設全凝器，泡點回流 </p><p>　　塔釜飽和蒸汽

5、直接加熱</p><p><b>　　回流比 </b></p><p>　　單板壓降 ≤0.7kPa</p><p><b>　?。ㄈ┰O計內容</b></p><p>　　(1)確定工藝流程。</p><p>　　(2)精餾塔的物料衡算。</p><

6、;p>　　(3)塔板數的確定。</p><p>　　(4)精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算。</p><p>　　(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。</p><p>　　(6)塔板板面布置設計。</p><p>　　(7)塔板的流體力學驗算與負荷性能圖。</p><p>　　(8)精餾塔接管尺寸計算。</

7、p><p>　　(9)塔頂全凝器工藝設計計算和選型。</p><p>　　(10)進料泵的工藝設計計算和選型。</p><p>　　(11)帶控制點的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設計條件圖。</p><p>　　（12）設計說明書。</p><p><b>　　目 錄</b></p>

8、;<p><b>　　摘 要</b></p><p><b>　　緒 論</b></p><p>　　第一章 設計思路</p><p>　　1.1設計流程············&

9、#183;····································

10、;·············1</p><p>　　1.2設計思路··················&#

11、183;····································

12、·······1</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝設計</p><p>　　2.1 精餾塔物料衡算·················

13、83;····································&

14、#183;2</p><p>　　2.2 塔板數的確定······························

15、···························7</p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算</p><

16、;p>　　3.1塔的工藝條件及物性數據計算································

17、3;···········9</p><p>　　3.2精餾塔塔體工藝尺寸計算···················

18、·····························11</p><p>　　3.3塔板分布··&#

19、183;····································

20、·······················13</p><p>　　3.4流體力學核算········

21、····································

22、3;·············14</p><p>　　3.5塔板負荷性能圖·················

23、83;····································&

24、#183;·17</p><p>　　第四章 輔助設備及型號</p><p>　　4.1熱量衡算·······················

25、83;····································&

26、#183;·20</p><p>　　4.2塔附件的計算·····························&

27、#183;····························24</p><p>　　主要符號說明··

28、3;····································&#

29、183;············26</p><p>　　參考文獻···················&

30、#183;····································

31、;29</p><p>　　附錄（一）基本物性常數</p><p><b>　　附錄（二）程序</b></p><p>　　附錄（三）塔條件圖 </p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　精餾是一種最常用的分離方法，它依據多次部分汽化、多次部分冷凝的

32、原理來實現連續(xù)的高純度分離。本設計采用浮閥精餾塔，進行甲醇－水二元物系的分離，此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。</p><p>　　通過對精餾塔的工藝設計計算可知：實際塔板數為28塊，第14塊板進料，最

33、小塔徑為1.0 m，塔的實際高度為17.5m。根據所選參數在進行校核可知：精餾段操作彈性為2.25，提餾段操作彈性為2.98。這些值都符合實際要求，故所選的物性參數是合理。</p><p><b>　　緒 論</b></p><p>　　精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下

34、（有時加質量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質的過程。為實現精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設備、儀表。由這些設備、儀表等構成精餾過程的生產系統(tǒng)，即本次所設計的精餾裝置。</p><p>　　浮閥塔是二十世紀五十年代初開發(fā)的一種新

35、塔型，其特點是在篩板塔基礎上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。當篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動調節(jié)，從而使進入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，從而收到很好的傳質效果。</p><p>　　浮閥有三條帶鉤的腿，將浮閥放進篩孔后，將其腿上的鉤扳轉，可防止操作時氣速過大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿

36、沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當篩孔氣速降低，浮閥降至塔板時，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時，浮閥不會被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產能力比泡罩塔約大20%～40%，操作彈性可達7～9，板效率比泡罩塔約高15%，制造費用為泡罩塔的60%～80%，為篩板塔的120%～130%。</p><p>　　浮閥一般都用不銹鋼制成，國內常用的浮閥有三種，即V-4型、T型與F1型。V-4型

37、的特點是閥孔被沖壓成向下彎的噴嘴形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，F1型浮閥最簡單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國已有部頒標準（JB1118—68）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大，一般采用重閥，只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時才使用輕閥

38、。</p><p><b>　　塔頂出料D組成xD</b></p><p><b>　　回流L</b></p><p><b>　　進料F組成xF</b></p><p>　　第一章 設計方案的確定</p><p><b>　　1.1設計思路

39、</b></p><p>　　1.1.1精餾方式的選定</p><p>　　本設計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產品。</p><p>　　1.1.2操作壓力的選取</p><p>　　本設計采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現分離要求，并

40、能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應采用常壓蒸餾。</p><p>　　1.1.3加料狀態(tài)的選擇</p><p>　　為氣液混合物泡點進料</p><p><b>　　1.1.4加熱方式</b></p><p>　　本設計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產品純度，輕組分

41、收率一定前提下，釜液濃度相應降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產要求，從而又增加了生產的費用，但也減少了間接加熱設備費用。</p><p>　　1.1.5回流比的選擇</p><p>　　選擇回流比，主要從經濟觀點出發(fā)，力求使設備費用和操作費用之和最低。一般經驗值為R=(1.1-2.0)Rmin.</p><p>　　1.1.6塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質的選擇&

42、lt;/p><p>　　塔頂選用全凝器，因為后繼工段產品以液相出料，但所得產品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當于一塊理論板。</p><p>　　塔頂冷卻介質采用自來水，方便、實惠、經濟。</p><p>　　1.1.7浮閥塔的選擇</p><p>　　在本設計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結構簡單造價低。合理的設計和適當的操

43、作浮閥塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當控制漏夜。</p><p>　　浮閥塔是最早應用于工業(yè)生產的設備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設計方法和結構近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質設備為減少對傳質的不利影響可將塔板的液體進入區(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜

44、狀態(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負荷范圍較袍罩塔為窄，單設計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。</p><p>　　表1-1 設計參數統(tǒng)計</p><p><b>　　第二章 工藝計算</b></p><p>　　2.1 精餾塔物料衡算</p><p><b>　　由設計要求數據：</b>

45、</p><p>　　加料量 F＝145 kmol/h</p><p>　　進料組成 ＝0.45</p><p>　　餾出液組成＝0.98</p><p>　　釜液組成 ＝0.03</p><p>　　2.1.1原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質量</p><p>　　因為 苯的摩

46、爾質量 </p><p>　　甲苯的摩爾質量 </p><p>　　所以 85.8265kg/kmol</p><p>　　總物料衡算： F=D+W 即145= D+W</p><p>　　苯物料衡算： 即</p><p>　　聯立解得： W=80.

47、89kmol/h D=64.11kmol/h</p><p><b>　　2.1.2溫度計算</b></p><p>　　利用表中數據有插值法可求的tF，tD，tW。</p><p>　　① tF: 經查得 tF =92.69℃ </p><p>　?、趖D： tD =80.6℃</p>

48、<p>　?、踭W： tW =109.066℃</p><p>　?、?精餾段平均溫度 ：t1=（tF+ tD）/2 =86.645℃</p><p>　?、?提留段平均溫度 ：t2=（tF+ tW）/2 =100.878℃</p><p>　　表1 苯-甲苯物系的氣液平衡數據[1]</p><p><b>　

49、　2.1.3密度計算</b></p><p>　　進料溫度 tF =92.69℃ </p><p>　　氣相組成yF ： yF=0.6925</p><p>　　塔頂溫度tD =80.5℃</p><p>　　氣相組成yD： y D=0.9888</p><p>　　塔底溫度tW =109.83

50、℃</p><p>　　氣相組成yW: yW=0.072268</p><p><b>　?、啪s段</b></p><p>　　液相組成 ： =0.715</p><p>　　氣相組成 : =0.8405</p><p>　　所以 kg/kmol</p><p&

51、gt;<b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>　　液相組成： =0.24 </p><p>　　氣相組成： =0.3824</p><p>　　所以 kg/koml</p><p><b&g

52、t;　　kg/koml</b></p><p>　　不同溫度下苯和甲苯物性表：</p><p><b>　　苯：</b></p><p><b>　　甲苯：</b></p><p>　　求得在tF，tD，tW。下的苯和甲苯的密度（單位：kg/m3）</p><p>

53、;　　進料溫度 tF =92.69℃ =0.8008</p><p><b>　　=0.7975</b></p><p>　　塔頂溫度tD =80.6℃ =0.8143</p><p><b>　　=0.8094</b></p><p>　　塔底溫度t

54、W =109.066℃ =0.7819</p><p><b>　　=0.7812</b></p><p>　　原數量的求?。?</p><p>　　液相密度求?。?=796.32</p><p><b>　　=814.28</b></p>

55、<p><b>　　=780.51</b></p><p><b>　　精餾段密度：</b></p><p><b>　　提留段密度：</b></p><p>　　氣相密度求?。簁g/kmol</p><p><b>　　kg/kmol</b>

56、</p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><b>　　kg/kmol</b></p><p><

57、;b>　　kg/kmol</b></p><p>　　2.1.4相對揮發(fā)度的求?。?lt;/p><p>　　由＝0.45 yF=0.6925 </p><p>　?。?.98 y D=0.9888 </p><p>　?。?.03 yW=0.072268 </p><p>&l

58、t;b>　　精餾段相對揮發(fā)度：</b></p><p><b>　　提留段相對揮發(fā)度：</b></p><p>　　全塔相對揮發(fā)度： </p><p>　　2.1.5黏度的求取</p><p>　　精餾段t1=（tF+ tD）/2 =86.645℃利用插值法:</p><p>

59、　　=0.289mpa.s</p><p>　　=0.294mpa.s</p><p>　　提留段t2=（tF+ tW）/2 =100.878℃利用插值法:</p><p>　　=0.253 mpa.s</p><p>　　=0.262 mpa.s</p><p>　　精餾段黏度： mpa.s</p>&

60、lt;p>　　提留段黏度： mpa.s</p><p>　　2.2 塔板數的確定</p><p>　　2.2.1 理論塔層數NT的求取</p><p>　　本設計為泡點進料q=0.99 </p><p><b>　　根據 ； </b></p><p><b>　　可得

61、 ；</b></p><p>　　最小回流比： </p><p><b>　　回流比選?。?lt;/b></p><p>　　本設計回流比選取：=1.92 且 </p><p>　　精餾段操作線方程： </p><p>　　提留段操作線方程： </p>

62、<p><b>　　相平衡方程： </b></p><p><b>　　由逐板法可以求:</b></p><p>　　其中第8塊板是進料板，總的理論板數是16塊板。</p><p>　　2.1．2實際板數的求取</p><p>　　精餾段實際板： =0.287 mpa.s&l

63、t;/p><p>　　=0.49×（2.275×0.290）-0.245=0.5425</p><p>　　=7/0.5425≈13塊</p><p>　　提餾段實際板： =0.260 mpa.s </p><p>　　=0.49×（2.495×0.258）-0.245=0.5376 </p&g

64、t;<p>　　=8/0.5458≈15塊</p><p>　　全塔所需實際塔板數: =15+13=28塊</p><p><b>　　全塔效率：</b></p><p><b>　　加料板在第14塊。</b></p><p>　　第三章 板式塔主要工藝尺寸的設計計算</p>

65、;<p>　　3.1塔的工藝條件及物性數據計算</p><p>　　3.1.1表面張力計算（單位10-3N.m-1）</p><p>　　液相平均表面張力依下試計算，即</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　由tD =80.6℃ 查表得=21.23mN/m; =21.62 mN/m</p&

66、gt;<p>　　塔頂表面張力： mN/m</p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　由=92.69℃ 查表得=19.73 mN/m；=20.42 mN/m </p><p>　　進料板表面張力：mN/m</p><p>　　塔底液相平均表面張力

67、的計算</p><p>　　由℃ 查表得=17.74 mN/m；=18.48 mN/m</p><p>　　塔底表面張力： mN/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力： mN/m</p><p>　　提留段液相平均表面張力： mN/m</p><p>　　3.1.2氣液相體積流量計算</p>

68、<p><b>　　本設計取=1.92</b></p><p>　　精餾段 kmol/h</p><p><b>　　kmol/h</b></p><p>　　已知 kg/kmol; kg/kmol</p><p>　　; </p>

69、<p>　　精餾段質量流量：kg/h=2.807kg/s</p><p>　　kg/h=4.178kg/s</p><p>　　精餾段體積流量：m3/s</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　本設計是飽和液進料q=0.99</p><p>　　提餾段

70、 kmol/h=0.07407kmol/s</p><p>　　kmol/h=0.05160kmol/s</p><p>　　已知 kg/kmol ; kg/kmol</p><p><b>　　; </b></p><p>　　提留段質量流量： kg/s</p><

71、p><b>　　kg/s</b></p><p>　　提留段體積流量： m3/s</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　3.2精餾塔塔體工藝尺寸計算</p><p><b>　　3.2.1塔徑計算</b></p><p>

72、;<b>　　精餾段</b></p><p>　　由u=（安全系數），安全系數=0.6~0.8 =</p><p>　　求取史密斯關聯圖的橫坐標：</p><p>　　設板間距=0.45m ，板上清夜高度=0.07m</p><p>　　所以液體沉降高度-=0.38m于是插圖可知道：=0.107

73、 </p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　取安全系數為0.7，m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整到 D=1m 橫截面積m2</p><p><b>　　空塔氣速m/s</b><

74、/p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　求取史密斯關聯圖的橫坐標：</p><p>　　設板間距=0.45m ，板上清夜高度=0.07m</p><p>　　所以液體沉降高度-=0.38m于是插圖可知道：=0.101 </p><p><b>　　m/s</b

75、></p><p>　　取安全系數為0.7， m/s</p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整到 D=1m m2</p><p><b>　　空塔氣速 m/s</b></p><p>　　3.2.2溢流裝置的計算</p>&l

76、t;p>　　本設計采用單溢流弓形降液管，凹型受液盤。</p><p><b>　　堰長取m</b></p><p>　　出口堰采用平直堰，堰上液頭高度近似去E≈1</p><p>　　(1)精餾段=0.015 m =0.055 m</p><p>　　(2)提留段=0.025 m =0.045

77、m</p><p>　　3.2.3弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　所以 m2</p><p><b>　　m</b></p><p>　　驗算降液管內停留時間：</p><p&g

78、t;<b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提留段 </b></p><p>　　所以降液管可以使用。</p><p>　　3.2.4降液管底縫高度</p><p>　　取降液管底縫的流速所以：</p><p><b>　　精餾段

79、 m</b></p><p><b>　　提餾段 m</b></p><p><b>　　3.3塔板分布</b></p><p>　　3.3.1鼓泡面積求取</p><p>　　本設計采用分塊式分為四塊。</p><p>　　D=1m取Wc=60mm W

80、s=80mm</p><p>　　所以 m</p><p>　　塔板上的鼓泡區(qū)面積: 0.4624</p><p>　　3.3.2浮閥數目與排列</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　取閥孔動能因子 則閥孔氣速：</p><p

81、><b>　　浮閥個數: 個</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔中心距定為t=75.0mm,而兩排間的中心距定為。</p><p>　　根據設計得浮閥數為96個，得到</p><p><b>　　所以浮閥孔率，即</b></p><p>　?。?）提餾段

82、: 取閥孔動能因子 則閥孔氣速：</p><p><b>　　浮閥個數: 個</b></p><p>　　根據設計得浮閥數為100個，得到：</p><p><b>　　所以浮閥孔率，即</b></p><p>　　目前工業(yè)生產中，對常壓Φ=10%～14%，對減壓塔的Φ一般小于10%，故

83、上述設計基本滿足要求。</p><p><b>　　3.4流體力學核算</b></p><p>　　每層塔板靜壓頭可安式 ， 計算</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　干板阻力 </b></p><p>

84、<b>　　因為 </b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力</p><p><b>　　取，,則 </b></p><p>　?。?）液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，可以忽略不計 ，因此與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為</p><p

85、><b>　　<700pa</b></p><p>　　提餾段 </p><p><b>　　干板阻力</b></p><p>　　因 所以 </p><p><b>　　板上充氣液層阻力</b></p><p>&l

86、t;b>　　取，,則 </b></p><p>　?。?）液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，可以忽略不計 ，因此與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為</p><p><b>　　<700pa </b></p><p>　　以上均在允許范圍內。</p><

87、;p><b>　　3.4.2淹塔</b></p><p>　　為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管內液層高度</p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　（1）單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度 &

88、lt;/p><p>　　（2）液體通過降液管的壓頭損失（不設進口堰）</p><p><b>　?。?）板上液層高度</b></p><p>　　取 已知HT=0.45m，</p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見符合防止液泛的要求</p>

89、<p><b>　　提餾段</b></p><p>　?。?）單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度 </p><p>　?。?）液體通過降液管的壓頭損失（不設進口堰）</p><p><b>　　板上液層高度</b></p><p>　　取 已知HT=0.45m，</p&

90、gt;<p><b>　　則</b></p><p>　　可見符合防止液泛的要求。</p><p><b>　　3.4.3霧沫夾帶</b></p><p><b>　　1．精餾段</b></p><p>　　板上液體流徑長度 </p>&l

91、t;p>　　板上液流面積 </p><p>　　由于苯和甲苯為無泡沫物系，于是取物性系數K=1.0，又由表查得泛點系數CF=0.109,</p><p>　　由以上數據可算出泛點率：</p><p><b>　　=71.63%</b></p><p>　　上式計算的泛點率都在80%以下，故可知霧沫

92、夾帶量能夠滿足</p><p><b>　　的要求。</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　取物性系數K=1.0，又由表查得泛點系數CF=0。110,由以上數據可算出泛點率：</p><p><b>　　=78.86%</b></p>

93、;<p>　　上式計算的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足</p><p><b>　　的要求。</b></p><p>　　3.4塔板負荷性能圖</p><p>　　3.4.1 霧沫夾帶線</p><p>　　根據前面霧沫夾帶校核可知，對于大塔，泛點率F=0.8（上限值）</p>

94、<p>　　以上方城便為霧沫夾帶上限方程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個LS值，計算出VS值，可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶上限線。</p><p><b>　　3.5.2液泛線</b></p><p>　　當降液管中泡沫液體總高度時將出現液泛現象（淹塔），即滿足關系式：</p><p><b>　　(1)精餾段&l

95、t;/b></p><p><b>　　整理得 </b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內，任取若干個值，算出相應的值</p><p>　　3.5.3

96、漏液線（氣體負荷下限線）</p><p>　　因動能因數F0<5時，會發(fā)生嚴重漏液現象，故取F0=5計算相應的氣相流量（VS）min</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p>　　由上式知，漏液線是一條與液體流量無關的水

97、平線。</p><p>　　3.5.4液相負荷上限線</p><p>　　為了使降液管中的液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不低于3~5s，取θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則：</p><p>　　得液相負荷最大值 </p><p>　　3.5.5液相負荷下限線</p><p>

98、　　對于平直堰，其堰上液層高hOW必須大于0.006 m。取</p><p>　　按下式，可作出液相負荷下限線</p><p>　　取E=1，代入lW的值則可求出（LS）min</p><p>　　于是得精餾段、提餾段負荷性能圖：</p><p>　　上圖操作彈性為：精餾段2.25</p><p><b>　

99、　提餾段 2.98</b></p><p><b>　　故設計基本合理。</b></p><p>　　第四章 輔助設備及型號</p><p><b>　　4.1熱量衡算</b></p><p>　　塔頂溫度tD =80.6℃</p><p>　　=35.138

100、kcal/(kmol.℃)</p><p>　　=41.911 kcal/(kmol.℃)</p><p>　　進料溫度 tF =92.69℃</p><p>　　=36..441kcal/(kmol.℃)</p><p>　　=43.910kcal/(kmol.℃)</p><p>　　塔底溫度tW =109.066

101、℃</p><p>　　=37.21 kcal/(kmol.℃)</p><p>　　=44.391kcal/(kmol.℃)</p><p><b>　　由表[3] </b></p><p><b>　　苯 ，</b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱

102、 </b></p><p><b>　　甲苯 ，</b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱 </b></p><p><b>　　所以 </b></p><p>　　由插值法計算得苯和甲苯在不同溫度下混合物的比熱容Cp(單位：</p>

103、<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　苯 </b></p><p><b>　　甲苯 </b></p><p><b>　　提留段:</b></p><p><b>　　苯 </b>

104、</p><p><b>　　甲苯 </b></p><p><b>　　塔頂流出液比熱容：</b></p><p><b>　　塔釜流出液比熱容：</b></p><p>　　進料焓,即92.69℃的焓值為基準，由于</p><p><b>

105、;　　則</b></p><p><b>　　全塔熱量衡算：</b></p><p>　　取塔釜熱損失為10%，則，.</p><p><b>　　冷凝器的選擇：</b></p><p>　　有機物蒸汽冷凝器設計選用的總體傳熱系數一般范圍為500—1500Kcal/()</p>

106、;<p>　　苯設計取 K=1000 Kcal/()=4186kJ/()</p><p>　　出料液溫度：80.6℃（飽和氣）→80.6℃（飽和液），冷卻水溫度取20℃→35℃，</p><p>　　逆流操作： ℃, ℃ </p><p><b>　　℃</b></p><p>　　傳熱面

107、積：根據全塔熱量衡算得，</p><p><b>　　.</b></p><p>　　再沸器的選擇：選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數取K=4186kJ/()</p><p>　　料液溫度109.066℃→110℃，水蒸汽溫度120℃→120℃，</p><p>　　逆流操作： ℃，℃</p>&l

108、t;p><b>　　℃</b></p><p>　　傳熱面積：根據全塔熱量衡算得</p><p><b>　　離心泵的選擇</b></p><p>　　進料管 </p><p>　　設加料液面至加料孔為6m,取105</p><p><b&g

109、t;　　得</b></p><p>　　料液密度 由內插法得</p><p><b>　　雷諾數 > 4*</b></p><p><b>　　為湍流</b></p><p>　　故料液面與加料孔面列伯努利方程</p><p><b>

110、　　得</b></p><p><b>　　4.2塔附件的計算</b></p><p>　　4．2.1塔頂蒸汽出料管</p><p>　　直管出氣，取出口氣速u=20m/s，則</p><p><b>　　查表取</b></p><p><b>　　4.

111、2.2進料管</b></p><p>　　本設計采用直管進料管，管徑計算如下：</p><p>　　取=1.6m/s </p><p><b>　　查標準系列選取</b></p><p><b>　　4.2.3回流管</b></p><p>　　采用直管

112、回流，取=1.6m/s </p><p><b>　　圓整 </b></p><p>　　4.2.4塔釜出料管</p><p>　　取=1.6m/s ， 直管出料</p><p><b>　　圓整 </b></p><p>　　4.2.5塔底進氣管&l

113、t;/p><p>　　采用直管，取氣速u=23m/s</p><p><b>　　查表取 </b></p><p><b>　　4.2.6塔高計算</b></p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p><b>　　提餾段有

114、效高度為</b></p><p>　　塔有效高度 =5.4+6.3=11.7m</p><p>　　開4個入孔，開入孔后板間距離變?yōu)?.8m，塔頂空間0.8m,塔底空間1.5m,封頭加塔頂蒸汽管高度為0.7m，取裙座高度為2m。</p><p><b>　　故精餾塔高度</b></p><p>　　工藝設

115、計計算結果匯總與主要符號說明：</p><p><b>　　主要符號說明：</b></p><p><b>　　文獻參考</b></p><p>　　[1]陳敏恒,叢德滋,方圖南，齊鳴齋主編. 化工原理.下冊. 北京:化學工業(yè)出版社.2006 </p><p>　

116、　[2]夏清,陳常貴主編.化工原理. 天津: 天津大學出版社.2006</p><p>　　[3]賈紹義,柴誠敬主編. 化工原理課程設計.天津：天津大學出版社.2002</p><p>　　[4]葉世超,夏素蘭.易蘭貴等編. 化工原理.下冊. 北京: 科學出版社.2006</p><p>　　[5] 陳常貴, 柴誠敬,姚玉英主編. 化工原理. 下冊. 天津: 天津大

117、學出版社.2004</p><p>　　[6]王國勝主編.化工原理課程設計.大連:大連理工大學出版社.2006</p><p>　　[7]賈紹義,柴城敬.化工原理課程設計. 天津：天津大學出版社，2002</p><p>　　附錄（一）基本物性常數</p><p>　　表3-1 苯—甲苯物性表</p><p>　　表3

118、-2 苯—甲苯二元物系的汽-液平衡組成（1.01.325 kPa）</p><p>　　表3-3 不同溫度下苯和甲苯物性表：</p><p><b>　　苯：</b></p><p><b>　　甲苯：</b></p><p><b>　　附錄（二）程序</b></p&

119、gt;<p><b>　　理論塔板數的計算</b></p><p>　　#include<stdio.h></p><p>　　float a,R,q,xd,xw,xf,p;</p><p>　　float x0(float y)</p><p>　　{float k = a-(a-1)*y;&

120、lt;/p><p>　　return y/k;</p><p><b>　　}</b></p><p>　　float y1(float x)</p><p>　　{float m = R/(R+1),n = 1/(R+1);</p><p>　　return m*x+xd*n; </p>

121、<p><b>　　}</b></p><p>　　void setp()</p><p>　　{p = (xd-xw)/(xf-xw);</p><p><b>　　}</b></p><p>　　float y2(float x)</p><p><b

122、>　　{setp();</b></p><p>　　float m = (R+q*p)/(R+1-(1-q)*p);</p><p>　　float n = (p-1)*xw/(R+1-(1-q)*p);</p><p>　　return m*x-n;</p><p><b>　　}</b></p

123、><p>　　int main()</p><p>　　{printf("請輸入a,R,q,xd,xw,xf:\n");</p><p>　　scanf("%f%f%f%f%f%f",&a,&R,&q,&xd,&xw,&xf);</p><p>　　int i

124、 = 0, z = 1; </p><p>　　float x =xw,y = xd;</p><p>　　while(x>=xw)</p><p><b>　　{i++;</b></p><p>　　x = x0(y);</p><p>　　printf("x%d = %f ;

125、y%d = %f\n",i,x,i,y);</p><p><b>　　if(x>=xf)</b></p><p>　　{y = y1(x);</p><p><b>　　continue;</b></p><p><b>　　}</b></p>

126、<p><b>　　if(z)</b></p><p>　　{printf("第%d塊板進料!\n",i);</p><p><b>　　z = 0 ;}</b></p><p>　　y = y2(x);</p><p><b>　　}</b>&l

127、t;/p><p>　　printf("總理論板數為%d!\n",i);</p><p><b>　　return 0;</b></p><p><b>　　}</b></p><p><b>　　附錄（三）塔條件圖</b></p><p>

128、;<b>　　結束語</b></p><p>　　通過本次課程設計我經過了一系列的理論計算和核算，并查閱了化工與物性的許多手冊，并獨立運用cad繪制了塔與塔分布的圖和手工繪制了工藝流程圖，這期間我嚴格要求自己，認真做到耐心，細致！同時還要感謝張福勝老師的指導，和曾慶榮老師的幫助。本次設計雖然基本符合條件，但其中還存在許多的不足和需要補充的地方，所以在以后的論文報告中會很加認真，仔細！在此望各