苯-甲苯浮閥精餾塔課程設(shè)計

1、<p>　　第一篇 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　　1.1設(shè)計題目</b></p><p>　　苯-甲苯連續(xù)精餾（浮閥）塔的設(shè)計</p><p><b>　　1.2設(shè)計任務(wù)</b></p><p>　　1、精餾塔設(shè)計的工藝計算及塔設(shè)備計算</p><

2、;p>　　流程及操作條件的確定；物料衡算及熱量衡算；</p><p><b>　　塔板數(shù)的計算；</b></p><p>　　塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計（塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定、流動現(xiàn)象校核、負(fù)荷性能圖）；</p><p>　　塔體各接管尺寸的確定；</p><p>　　冷卻劑與加熱劑消耗量的估算。</p><p

3、><b>　　2.設(shè)計說明及討論</b></p><p><b>　　3.繪制設(shè)計圖</b></p><p><b>　　流程圖（A4紙）；</b></p><p>　　塔盤布置圖（8開坐標(biāo)紙）；</p><p>　　工藝條件圖（1號繪圖紙）。</p>&l

4、t;p><b>　　1.3原始設(shè)計數(shù)據(jù)</b></p><p>　　1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量為35 %（質(zhì)量），常溫；</p><p>　　2、餾出液含苯：99.2 %（質(zhì)量）；</p><p>　　3、殘液含苯： 0.5 %（質(zhì)量）；</p><p>　　4、生產(chǎn)能力：4000 (kg/h).</p

5、><p>　　第二篇 流程及流程說明</p><p>　　為了能使生產(chǎn)任務(wù)長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機(jī)泵泵入精餾塔，塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液，精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐（具體流程見附圖）。</p><p>　　在流程確定方案選擇上，本設(shè)計盡可能的減少固定投資，降低操作費用，以期提高經(jīng)濟(jì)效益。&l

6、t;/p><p>　　1、加料方式的選擇：</p><p>　　設(shè)計任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時4000Kg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)，選用泡點進(jìn)料的加料方式。</p><p>　　2、回流方式的選擇：</p><p>　　塔的生產(chǎn)負(fù)荷不大，從降低操作費用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點

7、回流,同時也減少了固定投資。</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><p><b>　　第三篇 設(shè)計計算</b></p><p>　　3.1全塔的物料

8、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)，進(jìn)料</p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p><p><b>　?。柊俜?jǐn)?shù)）</b></p><p>　　2、求

9、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><b>　　塔釜處: </b></p><p><b>　　進(jìn)料: </b></p><p>

10、<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>　　解之得： </p><p>　　3.2相對揮發(fā)度及回流比R</p><p>

11、;　　1、求全塔平均相對揮發(fā)度：</p><p><b>　　表3-1</b></p><p>　　塔內(nèi)溫度的計算：采用內(nèi)插法計算塔內(nèi)的溫度</p><p><b>　　塔頂：</b></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，因此這兩點之間可近似看作為

12、直線，設(shè)此直線方程為：，代入80.1℃與84℃時的值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p><b>　　即直線方程為：</b></p><p>　　將y1=0.993代入方程解得t1=tD=80.39℃</p><p><b>　　塔底：</b><

13、/p><p>　　xW＝0.00589，設(shè)直線方程為：t=kx+b，代入108℃與110.6℃時的x值：</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方程為：t=-45.6x+110.6</p><p>　　將xW＝0.00589代入方程解出tW=110.3℃。</p><p&

14、gt;<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>　　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℃。&

15、lt;/p><p>　　所以全塔的平均溫度 ==95.42℃</p><p>　?。?）塔內(nèi)平均相對揮發(fā)度：采用內(nèi)插法計算塔內(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</p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　所以直線方

16、程為：x=-0.03275t+3.517</p><p>　　將=95.42℃代入方程解出=0.392</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：</b></p><p>　　所以直線方程為：y=-0.03075t+3.546</p>&l

17、t;p>　　將=95.42℃代入方程解出=0.612</p><p><b>　　∵ =</b></p><p>　　將=0.392，=0.612代入</p><p><b>　　得：=2.45 </b></p><p><b>　　2、求回流比R</b></p&g

18、t;<p>　?。?）最小回流比Rmin</p><p>　　由=，代入=2.45整理得：y= </p><p>　　由于采用泡點進(jìn)料，所以q=1,故q線方程為xe==0.388 </p><p>　　聯(lián)立、 ，求解得： </p><p>　　Rmin＝ </p><

19、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><b>　　Nmin=</b></p><p>　　由下表3-2可以看出，當(dāng)R=1.35Rmi

20、n=2.50時，所得的回流比費用最小，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>　　求解方法：采用逐板法計算理論板數(shù)，交替使用操作線方程和相平衡關(guān)系。</p><p><b>　　精餾

21、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></p><p>　　相平衡關(guān)系為： x=</p><p>　　對于第一層塔板：ｙ１＝ｘＤ＝

22、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： </p><p><b>　　表3-3</b></p&g

23、t;<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：</b></p><p>　　其中：L=RD=2.50×17.86=44.65 kmol/h</

24、p><p>　　=90.79 koml/h</p><p><b>　　q=1</b></p><p><b>　　代入方程得：</b></p><p>　　將x10代入提餾段操作線方程方程求得y11=0.559，之后用相平衡關(guān)系即可求得x11=0.341。同理可求出其他值，如下表所列：</p&g

25、t;<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：==0.35，所以理論塔板數(shù)為19.35塊（不含塔釜）。其中精餾段9塊，提餾段10.35塊，第10塊為進(jìn)料板。</p><p>　　3.4 確定全塔效率ET并求解實際塔板數(shù)</p&

26、gt;<p><b>　　1、確定全塔效率</b></p><p>　　利用奧康奈爾的經(jīng)驗公式</p><p>　　其中：—全塔平均溫度下的平均相對揮發(fā)度；</p><p>　　—全塔平均溫度下的液相粘度, mPa.s；</p><p>　　對于多組分的液相粘度：</p><p>　

27、　其中：—液態(tài)組分i的粘度, mPa.s；</p><p>　　— 液相中組分i的摩爾分率；</p><p>　　（1）全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內(nèi)插法求得:</p><p>　　塔頂溫度：tD=80.39℃</p><p>　　進(jìn)料溫度：tF=95.57℃</p><p>　　塔底溫度：tW=110.3℃&

28、lt;/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><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)=95.42℃時， =0.392,=0.612,</p&

29、gt;<p>　　（3）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95.42℃下，</p><p>　　苯液體的粘度為μ1=0.234 mPa.s ，</p><p>　　甲苯的液體粘度為μ2=0.264 mPa.s</p><p>　　∴=0.3920.234+（1-0.392）0.264

30、=0.252mPa.s</p><p><b>　　因此==0.552</b></p><p><b>　　2、確定實際塔板數(shù)</b></p><p>　　實際板數(shù)： ，取36塊。</p><p>　　實際精餾段塔板數(shù)：，取17塊。</p><p>　　實際提餾段塔板數(shù)：，取

31、19塊。</p><p>　　3.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算</p><p><b>　　1、操作壓力的計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力：PD=101.325kPa，每層壓降設(shè)為△P0=1kPa.</p><p>　　進(jìn)料板操作壓力：PF=101.325+171=118.325kPa.；</p>

32、;<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>　　2、平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量： x1=0.983 y1=xD=0.993&l

33、t;/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><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：xF=0.388 yF=0.608</p><p>　　MV

34、FM=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.60 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=0.00589 yW=0.0143</p><p>　　MVWM=0.014378.11+(1-0.0143

35、)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><b>　　kg/kmol；</b></p><p><b>　　kg/k

36、mol；</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></p><p><b>　　3、平均密度計算</b></p><p>　　

37、（1）氣相平均密度計算：</p><p>　　精餾段： kg/m3；</p><p>　　提餾段： kg/m3；</p><p><b>　　液相平均密度計算：</b></p><p><b>　　塔頂液相平均密度：</b></p><p>　　tD=80.39℃,

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

39、lt;/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℃, </p><p>　　根據(jù)有機(jī)液體相對密度共線圖查得：</p><p>　　kg/m

40、3，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>　　4、液體平均表面張力的計算</p><p><b>　　表3-6</b></p&

41、gt;<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>　?。?）塔頂液相平均表面張力：</p><p>　　tD=80.39℃,</p><p>　　根據(jù)上圖的線性關(guān)系得：mN/m，mN/m；</p><p>　　x1=0.983 y1=xD=0.993</p&

42、gt;<p><b>　　mN/m；</b></p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均表面張力：</p><p>　　tF=95.57℃, </p><p>　　根據(jù)上圖的線性關(guān)系得：mN/m，mN/m；</p><p>　　xF=0.388 yF=0.608</p><p>&

43、lt;b>　　mN/m；</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力：</p><p>　　tW=110.3℃, </p><p>　　根據(jù)上圖的線性關(guān)系得：mN/m，mN/m；</p><p>　　xW=0.00589 yW=0.0143</p><p><b>　　mN/m；&l

44、t;/b></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>　　5、液相平均粘度的計算</p><p><b>　　塔頂液相平均粘度：</b></p><p>　　tD=80.39℃,&l

45、t;/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>　　塔底液相平均粘度：</b></p&g

46、t;<p>　　tW=110.3℃, </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；3.6精餾塔塔體工藝尺寸計算</p><p>　　1、板間距和塔徑的計算</p>

47、;<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。初選板間距時可參考下表所列的推薦值。</p><p>　　表3-8 板間距與塔徑關(guān)系</

48、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><p><b>　　m3/s</b></p><p&g

49、t;<b>　　橫坐標(biāo)</b></p><p>　　取塔板間距HT=0.4 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》圖4-9 篩板塔的泛點關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.0756</p><p><b>　　m/s

50、</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=0.8 m</p><p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實際空塔氣速 m/s<

51、;/p><p>　　校核：實際空塔氣速/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+1)×17.86=62.51koml/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

52、><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><b>　　橫坐標(biāo)</b></p><p>　　取塔板間距H’T=0.40 m，板上液層高度h’L=0.06 m

53、,則</p><p><b>　　m</b></p><p>　　由史密斯圖得：=0.0756</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

54、><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.8 m</p><p><b>　　塔截面積 m2</b></p><p>　　實際空塔氣速 m/s</p><p>　　經(jīng)核算，實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算</p>&

55、lt;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精餾塔塔板主要工藝尺寸計算</p><p>　　它包括板間距的初估，塔徑的計算，塔板液流型式的確定，板上清液高度、堰長、堰高的初估與計算，降液管的選型及系列參數(shù)的計算，塔板布置和篩板的篩

56、孔和開孔率，最后是水力校核和負(fù)荷性能圖。</p><p><b>　　1、溢流裝置計算</b></p><p>　　因為=0.8，=0.8，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>　　堰長</b></p><p>　　單溢流型塔板堰長一般取為（0.6~0.8）

57、D，所以取=0.7D</p><p>　　精餾段堰長取=0.7=0.70.8=0.56 m </p><p>　　提餾段堰長取=0.7=0.70.8=0.56 m</p><p><b>　　(2)溢流堰高度</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><

58、;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m。</p><p>　　取板上清液層高度hL=60 mm，</p><p>　　故有精餾段溢流堰高度： m</p><p><b>　　提餾段（同理）：</b></p><

59、;p><b>　　m</b></p><p><b>　　m</b></p><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>&

60、lt;p><b>　　m2；</b></p><p><b>　　m2；</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　m2；</b></p><p><b>　　m2；</b></p&

61、gt;<p>　　驗證液體在降液管內(nèi)的停留時間，即：</p><p>　　精餾段： s > 5 s</p><p>　　提餾段： s > 5 s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p&

62、gt;<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： m >（0.02~ 0.025）m</p><p>　　提餾段： m >（0.02~ 0.025）m</p><p>　　液體流過底隙的流速u隙</p><p><b>　　精餾段： m/s</b>

63、;</p><p><b>　　提餾段： m/s</b></p><p><b>　　2、塔板布置</b></p><p>　?。?）塔板的分塊：因D<800 mm，故無需分塊，選用整版式塔板。</p><p><b>　　（2）安定區(qū)</b></p>&l

64、t;p>　　在板上的傳質(zhì)區(qū)域與溢流堰之間需要有一個不開孔的區(qū)域即安定區(qū)，安定區(qū)寬度是指堰與它最近的一排空的中心線之間的距離，對于整版式浮閥塔可取進(jìn)、出安定區(qū)寬度為0.6~0.7m，則取==0.06m。</p><p><b>　?。?）邊緣區(qū)</b></p><p>　　塔板靠近塔壁部分需留出一圈區(qū)域，整版式浮閥塔應(yīng)取==0.035m</p>&l

65、t;p><b>　?。?）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>　　精餾段： </p><p&g

66、t;<b>　　=0.3074</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　=0.3074</b></p><p>　?。?）閥孔數(shù)的計算及其排列</p><p>　　選擇F1型重型32g的浮閥，閥孔直徑=39mm=0.039m，初取閥孔動

67、能因子一般為8~12，取。</p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　孔速為： </b></p><p>　　每層塔板上浮閥數(shù)目為：個</p><p>　　浮閥排列方式：采用等邊三角形叉排開孔形式，取同一橫排的孔心，作圖排得浮閥數(shù)目為59塊。</p&g

68、t;<p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　孔速為： </b></p><p>　　每層塔板上浮閥數(shù)目為：個</p><p>　　浮閥排列方式：采用等邊三角形叉排開孔形式，取同一橫排的孔心，作圖排得浮閥數(shù)目為59塊。</p><p>　　精餾段和提餾

69、段每層踏板上實際浮閥數(shù)目均為59個，即</p><p>　　按塊重新核算孔速和閥孔動能因數(shù)：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在8~12范圍內(nèi)。</p><p><

70、;b>　　踏板開孔率：</b></p><p>　　精餾段：（其中為精餾段實際空塔氣速）</p><p>　　提餾段：（其中為提餾段實際空塔氣速）</p><p>　　3.8塔板校核—塔板的流體力學(xué)計算</p><p>　　1、氣相通過浮閥塔板的壓力降 </p><p>　　（1）干板阻

71、力的計算</p><p>　　對于浮閥有經(jīng)驗公式： （根據(jù)《化工單元過程課程設(shè)計》）</p><p><b>　　精餾段： m液柱</b></p><p><b>　　提餾段： m液柱</b></p><p><b>　?。?）液層阻力</b></p><p

72、>　　取充氣系數(shù)，則 </p><p><b>　　精餾段： m</b></p><p><b>　　提餾段: m</b></p><p>　　液體表面張力所造成的阻力，此項可忽略不計，即</p><p>　　由上數(shù)據(jù)可得出，氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高： </p>

73、<p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　每層塔板壓力降的液柱高：</p><p><b>　　單塔壓降:</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　每層塔板壓力降的液柱高： </p><p&

74、gt;<b>　　單塔壓降：</b></p><p>　　精餾段與提餾段均小于計算前假設(shè)的壓降（），所以符合要求。</p><p><b>　　2、淹塔</b></p><p>　　為防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合，即</p><p>　　其中： （為板上液層高度）</

75、p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　∵板間距: ，,取Ф=0.5 ，</p><p><b>　　則有：</b></p><p>　　由此可見：，符合設(shè)計要求。</p><p><b>　　提餾段：</b></p>&

76、lt;p>　　∵板間距: ， ,取Ф=0.5 ， </p><p><b>　　∴</b></p><p>　　由此可見：，符合設(shè)計要求。</p><p><b>　　3、液沫夾帶量校核</b></p><p>　　霧沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降。通常塔板上霧沫夾帶量kg液體/kg干氣體，對于浮閥

77、塔可用泛點百分率F作為間接衡量霧沫夾帶量的指標(biāo)（F<70%即可保證）。</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　泛點率 （根據(jù)《化工單元過程課程設(shè)計》）</p><p>　　其中：m3/s m3/s</p><p>　　kg/m3 kg/

78、m3</p><p><b>　　板上液體流經(jīng)長度：</b></p><p><b>　　板上液體面積：</b></p><p>　　查物性系數(shù)K＝1.0，查泛點負(fù)荷系數(shù)表</p><p><b>　　則泛點率：</b></p><p><b>

79、;　　滿足要求設(shè)計要求。</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　泛點率（根據(jù)《化工單元過程課程設(shè)計》）</p><p>　　其中：m3/s m3/s</p><p>　　kg/m3 kg/m3</p>&l

80、t;p><b>　　板上液體流經(jīng)長度：</b></p><p><b>　　板上液體面積：</b></p><p>　　查物性系數(shù)K＝1.0，查泛點負(fù)荷系數(shù)表</p><p><b>　　則泛點率：</b></p><p><b>　　滿足要求設(shè)計要求。<

81、/b></p><p>　　3.9塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　泛點率，根據(jù)此作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線。</p><p>　　按泛點率70％計算：</p&g

82、t;<p><b>　　整理得：</b></p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，算出</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　泛點率，根據(jù)此作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線。</p><p>　　按泛點率70％計算：</p&

83、gt;<p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　2、降液管液泛線</b></p><p><b>　　利用確定液泛線（）</b></p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　

84、（）</b></p><p>　　又：（根據(jù)《化工單元過程課程設(shè)計》p115）</p><p><b>　　，則：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><

85、;b>　　與精餾段同理可得：</b></p><p>　　又：（根據(jù)《化工單元過程課程設(shè)計》p115）</p><p><b>　　，則：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　3、液相負(fù)荷上限線</b></p

86、><p>　　應(yīng)保證液體的最大流量在降液管中停留時間不低于3～5s，取為液體降液管內(nèi)停留時間下限，即：，則：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p>　　4、漏液線(氣相下限線)</p><p>　　對于F1型

87、重閥，取作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，則， ， </p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　5、液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與

88、氣相流量無關(guān)的豎直線。</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　， 其中</p><p><b>　　則： </b></p><p><b>　　解之得：</b></p><p><b>　　提餾段

89、：</b></p><p>　　， 其中</p><p><b>　　則： </b></p><p><b>　　解之得：</b></p><p><b>　　6、操作線</b></p><p>　　精餾段：以為斜率作過原點的直線

90、，即為塔板工作線。</p><p>　　提餾段：以為斜率，作過原點的直線。</p><p><b>　　7、負(fù)荷性能圖</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　由前所訴知，精餾段有：</p><p><b>　　當(dāng) 時， <

91、;/b></p><p>　　根據(jù)以上五式，以為橫坐標(biāo)，為縱坐標(biāo)，可作得精餾段塔板的負(fù)荷性能圖，并以P（Vs,Ls）作為操作點進(jìn)行驗證，如下：</p><p>　　圖-9 精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　點P為設(shè)計點， Vhmax=0.583m/s,氣相負(fù)荷下限Vhmin=0.205m/s。</p><p>　　其氣相操作彈

92、性，即該塔精餾段的操作彈性為。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　由前所訴知，精餾段有：</p><p><b>　　當(dāng) 時， </b></p><p>　　根據(jù)以上五式，以為橫坐標(biāo)，為縱坐標(biāo)，可作得提餾段塔板的負(fù)荷性能圖，如下：</p><p

93、>　　圖-10 提餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　點P為設(shè)計點，氣相負(fù)荷上限，即霧沫夾帶線與液相負(fù)荷上限線的交點Vhmax=0.501m/s,氣相負(fù)荷下限Vhmin=0.186m/s。</p><p>　　其氣相操作彈性，即該塔精餾段的操作彈性為。</p><p>　　3.10其他結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計</p><p>　　1、塔底高度

94、、塔頂高及塔總高計算</p><p>　　理論板數(shù)為塊（不含塔釜），實際塔板數(shù)為塊，精餾段9塊，第10塊為進(jìn)料板，取。</p><p>　　設(shè)釜液在釜底停留時間為12min，考慮到釜液波動，，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)計為清潔物料，塔徑為0.8m,以每隔9塊板設(shè)一個人孔，則共有4個人孔 (即)，。&l

95、t;/p><p><b>　　進(jìn)料段高度取</b></p><p><b>　　封頭</b></p><p><b>　　裙座 </b></p><p><b>　　塔的總高度為</b></p><p>　　2、主要接管尺寸確定（管型號

96、參照《化工原理課程設(shè)計簡明教程》）</p><p><b>　?。?）進(jìn)料管 ：</b></p><p>　　采用料液由高位槽流入塔內(nèi)，進(jìn)料管內(nèi)流速可取0.4—0.8m/s，取 </p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號：Φ</p><p><b>　?。?）回流管：</b></p>&

97、lt;p>　　常壓采用重力回流，流速可取0.2~0.5m/s，取</p><p><b>　　則： m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號：Φ</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>

98、;　　則： =0.193m </p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號: Φ219×6</p><p>　?。?）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>　　m</b></p><p>　　經(jīng)過圓整后取管型號：Φ

99、</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：Φ219×6</p><p>　　3.11熱量衡算及塔體各接管尺寸計算</p><p><b>　　1、平均汽化熱</b>

100、</p><p><b>　　表3-15</b></p><p><b>　　由上兩圖可知：；</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 </

101、p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p>　　(3)塔底平均汽化熱 </p><p><b>　　，帶入上兩式中：</b></p><p><b>　　精餾塔：</b></p><p><b>　　提餾段：</b>

102、;</p><p><b>　　2、 熱負(fù)荷</b></p><p>　　塔頂： kcal/h</p><p>　　塔底： kcal/h</p><p>　　3、冷卻劑與加熱劑消耗估算</p><p><b>　　（1）冷卻劑</b></p><p>

103、　　用水作冷卻劑，水由30℃升高至45℃。</p><p><b>　　水的比熱</b></p><p><b>　　∴冷卻水用量 </b></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4-1

104、1查得) ，現(xiàn)??；</p><p><b>　　又：； </b></p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　（2）加熱劑 </p><p><b>　　其中</b></p><p>　　∴ 加熱蒸汽用量 </p

105、><p>　　再沸器的換熱面積為： </p><p><b>　　又：； </b></p><p><b>　　∴ </b></p><p><b>　　3.12儀表管</b></p><p><b>　　壓力表2個</b>

106、</p><p>　　PN2.5 DN25 l=150mm</p><p>　　溫度計管（熱電偶） 6個</p><p>　　PN2.5 DN32 HG5-5012-73 l=150mm</p><p><b>　　3、塔釜玻璃液面計</b></p><p>　　PN2

107、.5 DN25 HG5-1361-80 l=150mm L=1400mm</p><p><b>　　4、自控液面計</b></p><p>　　PN2.5 DN25 l=150mm L=1500mm</p><p>　　以上接管連接法蘭型式為凹凸面</p><p>　　第四篇

108、 篩板塔工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表</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. 大連理工大學(xué)出版社，2005</p><p>　　[3] 譚天恩主編，《化工原理》，

109、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 [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)計課程設(shè)計》，化學(xué)工業(yè)出版社,2001年出版。</p><p>　　[6] 天津大學(xué)化工原理教研室編《化工原理課程設(shè)計》，天津大學(xué)出版社