化工原理課程設(shè)計(jì)--苯-氯苯分離過(guò)程板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)</p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)</p><p><b>　　一．設(shè)計(jì)題目</b></p><p>　　設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯21600t，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。</p><p>

2、;<b>　　二．操作條件</b></p><p>　　1.塔頂壓強(qiáng) 4kPa（表壓）；</p><p>　　2.進(jìn)料熱狀況 自選；</p><p>　　3.回流比 自選；</p><p>　　4.塔底加熱蒸汽壓力 0.5MPa(表壓)；</p><p>　　5.單板壓降不大于0.7kPa

3、；</p><p><b>　　三．塔板類(lèi)型</b></p><p>　　浮閥塔板（F1型）。</p><p><b>　　四．工作日</b></p><p>　　每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。</p><p><b>　　五．廠址</b><

4、/p><p><b>　　廠址為徐州地區(qū)。</b></p><p><b>　　六．設(shè)計(jì)內(nèi)容</b></p><p>　　1.精餾塔的物料衡算；</p><p><b>　　2.塔板數(shù)的確定；</b></p><p>　　3.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)

5、的計(jì)算；</p><p>　　4.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；</p><p>　　5.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；</p><p>　　6.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；</p><p>　　7.塔板負(fù)荷性能圖；</p><p>　　8.精餾塔接管尺寸計(jì)算；</p><p>　　9.繪制生產(chǎn)工藝流程圖；<

6、;/p><p>　　10.繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；</p><p>　　11.繪制塔板施工圖（可根據(jù)實(shí)際情況選作）；</p><p>　　12.對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　1 設(shè)計(jì)方案的確定2</p><p>&

7、lt;b>　　1.1操作壓力2</b></p><p>　　2.3塔板數(shù)的確定4</p><p>　　2.3.1塔板數(shù)的計(jì)算4</p><p>　　2.3.2 確定操作的回流比R5</p><p>　　2.3.3 實(shí)際塔板數(shù)7</p><p>　　2.3.5 溫度8</p>

8、<p>　　2.3.6 平均分子量8</p><p>　　2.3.8液體表面張力9</p><p>　　3塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)10</p><p>　　3.3 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算12</p><p>　　3.3.1溢流裝置12</p><p>　　4.1 塔板壓降16</p&

9、gt;<p><b>　　4.2 液泛17</b></p><p>　　5.1霧沫夾帶上限線20</p><p>　　5.3液相負(fù)荷上限線22</p><p>　　5.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）22</p><p>　　5.5液相負(fù)荷下限線23</p><p>　　6.1

10、塔頂空間24</p><p>　　6.2 塔底空間25</p><p>　　6.3 人孔數(shù)目25</p><p><b>　　6.4塔高25</b></p><p><b>　　6.5接管26</b></p><p>　　6.5.1 進(jìn)料管26</p>

11、<p>　　6.5.2回流管26</p><p>　　6.5.3塔頂蒸汽接管27</p><p>　　6.5.4釜液排出管27</p><p>　　6.5.5 塔釜進(jìn)氣管28</p><p>　　6.7附屬設(shè)備設(shè)計(jì)28</p><p>　　6.7.1冷凝器28</p><p

12、>　　6.7.2再沸器29</p><p>　　7計(jì)算結(jié)果總匯30</p><p><b>　　8結(jié)束語(yǔ)31</b></p><p>　　9 符號(hào)說(shuō)明：31</p><p><b>　　1 設(shè)計(jì)方案的確定</b></p><p><b>　　1.1操作

13、壓力</b></p><p>　　蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來(lái)確定操作壓力。例如對(duì)于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計(jì)為一般物料因此，采用常壓操作。</p><p><b>　　1.2進(jìn)料狀況</b></p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)有五種：過(guò)冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過(guò)熱氣。但在實(shí)

14、際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料即q=1。</p><p><b>　　1.3加熱方式</b></p><p>　　蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大。便可以直

15、接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對(duì)有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。</p&g

16、t;<p><b>　　1.4工藝流程圖</b></p><p>　　浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)， 塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對(duì)液體負(fù)荷變化

17、敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問(wèn)題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，便于設(shè)計(jì)和對(duì)比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。</p><p>　　原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品

18、槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。</p><p><b>　　浮閥精餾塔工藝簡(jiǎn)圖</b></p><p><b>　　2塔的物料衡算</b></p><p>　　2.1料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率</p><p><b>　　2．平均分子量</b&g

19、t;</p><p><b>　　2.2全塔物料衡算</b></p><p>　　一年按300天算，每天工作24h，則每個(gè)精餾塔的原料液處理量為</p><p>　　25252.53kg/h</p><p>　　原料液處理量：F=25252.53/88.39=285.69kmol/h</p><p&g

20、t;　　總物料衡算：285.69=D+W （1） </p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算：285.69×0.7016=0.986D+0.0029W （2）</p><p>　　聯(lián)立上式（1）、（2）解得： D=203.04kmol/h W=82.65kmol/h</p><p><b>　　熱量衡算</b>

21、</p><p><b>　　2.3塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　2.3.1塔板數(shù)的計(jì)算</p><p>　　苯—氯苯物系屬于理想物系，可采用逐板計(jì)數(shù)法求取NT，步驟如下：</p><p>　　1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取</p><p>　　依據(jù)，，將所得

22、計(jì)算結(jié)果列表如下：</p><p>　　表3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p>　　本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。</p><p>　　平均相對(duì)揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：</p><p>　　2.3.2 確定操作的回流比R<

23、;/p><p>　　采用泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1: </p><p>　　取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.6倍:</p><p><b>　　操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1</

24、b></p><p>　　L′=L+qF= L+F=RD+F=0.5576×203.04+285.69=398.91(kmol/h)</p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p>　　2.3.3逐板計(jì)算法求理論板數(shù)的計(jì)算</p><p>　　由于采用全凝器泡點(diǎn)回流故</p&

25、gt;<p>　　代入相平衡方程求出， </p><p>　　代入相平衡方程求出：</p><p>　　代入相平衡方程求出： </p><p><b>　　同理可得：</b></p><p>　　故精餾段所需理論板層數(shù)為4，提餾段所需理論板層數(shù)為8（包括再沸器）

26、 </p><p><b>　　2.3.4全塔效率</b></p><p>　　由《過(guò)程工程原理》查表6-2，通過(guò)內(nèi)插法得：</p><p>　　塔頂溫度：td=82.5℃ 塔釜溫度：tw=130.6℃</p><p>　　采用奧康奈爾法求出總板效率： </p><p>　　其中 為塔頂與塔底

27、平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度，</p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　查得</b></p><p>　　為塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度，查得 </p><p><b>　　將上述數(shù)據(jù)代入</b></p><p>　　2.3.3

28、 實(shí)際塔板數(shù)</p><p><b>　　精餾段：（層）</b></p><p><b>　　提餾段：（層）</b></p><p><b>　　進(jìn)料板位置：（層）</b></p><p><b>　　故實(shí)際塔板數(shù) ：</b></p><

29、;p><b>　　2.3.4操作壓強(qiáng)</b></p><p>　　塔頂壓強(qiáng)，取每層板的壓降為 ，則進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：，塔底壓強(qiáng)為：</p><p>　　精餾段平均操作壓強(qiáng)為：</p><p>　　提餾段平均操作壓強(qiáng)為：</p><p><b>　　2.3.5 溫度</b></p>

30、<p>　　根據(jù)操作壓強(qiáng),經(jīng)計(jì)算得塔頂,，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段平均溫度：，提餾段的平均溫度：。</p><p>　　2.3.6 平均分子量</p><p>　　塔頂： </p><p>　　進(jìn)料板： </p><p>　　塔底： </p><p&g

31、t;　　則精餾段平均分子量：</p><p><b>　　提餾段平均分子量：</b></p><p>　　2.3.7平均密度計(jì)算</p><p>　?、?氣相平均密度計(jì)算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)算，即</p><p>　?、?液相平均密度計(jì)算</p><p&

32、gt;　　液相平均密度計(jì)算依下式計(jì)算，即：</p><p>　　塔頂液相平均密度的計(jì)算：</p><p>　　塔頂 ： </p><p><b>　　故塔頂： ，即；</b></p><p>　　進(jìn)料板：： 查手冊(cè)得 </p><p><b>　

33、　故 即 </b></p><p><b>　　塔底： ，，</b></p><p><b>　　故 即 </b></p><p>　　故精餾段平均液相密度：</p><p>　　提餾段平均液相密度：</p><p>　　2.3.8液體表面張力<

34、/p><p>　　液相平均表面張力依下式計(jì)算，即</p><p>　　由查手冊(cè)得： </p><p>　　由查手冊(cè)得： </p><p><b>　　由 </b></p><p>　　精餾段平均表面張力： </p><p>　　提餾段平均表面張力： <

35、;/p><p>　　3塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)</p><p>　　3.1精餾段的計(jì)算 </p><p><b>　　精餾塔的氣液相負(fù)荷</b></p><p>　　L=RD=203.04×0.5576=113.215kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=1.5576

36、5;203.04=316.255kmol/h</p><p>　　L’=L+F=113.215+285.69=398.91kmol/h</p><p>　　V’=V=316.255kmol/h</p><p>　　精餾段氣液體積流率：</p><p><b>　　2.由 式中C依式</b></p><

37、p>　　計(jì)算，其中C20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>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得。</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p><b>　　精餾段的塔徑 </b></p><p><b

38、>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取</b></p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為：</b></p><p><b>　　3.2提餾段的計(jì)算</b></p><p>　　提餾段氣液體積流率：</p><

39、;p><b>　　由 式中C依式</b></p><p>　　計(jì)算，其中C20可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p><b>　　提餾段的塔徑 </b></p>&l

40、t;p><b>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取</b></p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為：</b></p><p>　　3.3 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算</p><p><b>　　3.3.1溢流裝置</

41、b></p><p>　　根據(jù)塔徑和液體流量，可選用單溢流、弓形降液管，凹形受液盤(pán)，塔板采用單流和分塊式組裝。</p><p>　　溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅。?.6-0.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D，即</p><p><b>　　溢流堰高度：</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度由佛蘭西斯公式求得：<

42、;/p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　取，則&

43、lt;/b></p><p>　　弓形降液管寬度和截面積：</p><p>　　由查弓形降液管的寬度與面積得:</p><p><b>　　故</b></p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管里停留的時(shí)間</p><p><b>　　精餾段：</b></p>

44、<p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p>　　4.降液管底隙高度：</p><p><b>　　則降液管底隙高度為</b></p><p><b>　　精餾段：</b></

45、p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　取</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理</p><p>　　選用凹形受液盤(pán)，深度</p><p>　　3.

46、3.2塔板的分塊</p><p>　　本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為4塊。</p><p><b>　　邊緣區(qū)寬度確定 </b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算</b></p><p>

47、<b>　　其中：</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　3.4浮閥數(shù)計(jì)算及其排列</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(kāi)度8.5mm，靜止開(kāi)度2.5mm，閥質(zhì)量為32-34g</p><p><b>

48、　　精餾段：</b></p><p>　　預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>

49、　　預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距，</p><p><b>　　則排間距</b></p>

50、;<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.090m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)</p><p>　　精餾段：實(shí)際孔速

51、 </p><p><b>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在7~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。</p><p>　　此開(kāi)孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)孔是合理的。</p><p>　　提餾段：實(shí)際孔速 </p><p>&

52、lt;b>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在7~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。</p><p>　　此開(kāi)孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)孔是合理的。</p><p>　　4塔板流的體力學(xué)計(jì)算</p><p><b>　　4.1 塔板壓降</b&

53、gt;</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　?。?）計(jì)算干板靜壓頭降</p><p>　　由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　?。?） 計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　可取充氣

54、系數(shù)，已知板上液層高度 所以</p><p>　?。?）計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　(1)計(jì)算干板靜壓頭降</p&g

55、t;<p>　　由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　　（2） 計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以</p><p>　　(3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服

56、鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　4.2 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)服從下式關(guān)系：</p><p>　　苯－氯苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　精餾段：</b&g

57、t;</p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式計(jì)算，即</p><p>　　可見(jiàn) 符合防止液泛要求</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　而 </b></p>

58、<p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式計(jì)算，即</p><p>　　可見(jiàn) 符合防止液泛要求</p><p><b>　　4.3霧沫夾帶</b></p><p>　　判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率來(lái)完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：</p><p><b>　　和</b

59、></p><p><b>　　塔板上液體流程長(zhǎng)度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　液沫夾帶按下式計(jì)算：</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許

60、的范圍內(nèi)</p><p>　　苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p><b>　　及</b></p><p><b>　　及 </b></p><p><b>　　提鎦段：</b>

61、;</p><p>　　液沫夾帶按下式計(jì)算：</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p>　　苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p><b>　　及</b></p><p>

62、<b>　　及 </b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p><b>　　5塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　5.1霧沫夾帶上限線</p><p>　　對(duì)于

63、苯—氯苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),利用式</p><p>　　和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率，依上式有</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　整理后得</b></p><p>　　即 即

64、為負(fù)荷性能圖中的線(y1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對(duì)應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　整理后得</b></p><

65、p>　　即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1’)</p><p><b>　　5.2液泛線</b></p><p><b>　　由式，， </b></p><p><b>　　聯(lián)立。即</b></p><p>　　式中， ，板上液層靜壓頭降 </p><

66、p>　　從式知，表示板上液層高度，。所以板上</p><p>　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略</p><p>　　液體經(jīng)過(guò)降液管的靜壓頭降可用式</p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 </p><p><b>

67、;　　精餾段：</b></p><p>　　式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即</p><p><b>　?。?；代入上式。</b></p><p>　　整理后便可得與的關(guān)系，即</p><p>　　此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依</p><p>　　用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在

68、負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　；；代入上式</b></p><p>　　整理后便可得與的關(guān)系，即 </p><p>　　用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2’)。</p><p

69、>　　5.3液相負(fù)荷上限線</p><p>　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于3～5s。所以對(duì)液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p><p>　　由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得</p><

70、p>　　精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3)。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3’)。</p><p>　　5.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）</p><p>

71、　　對(duì)于F1型重閥，因<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量</p><p>　　精餾段：,即負(fù)荷性能圖中的線(y4)。</p><p>　　提鎦段：,即負(fù)荷性能圖中的線(y4’)。</p><p>　　5.5液相負(fù)荷下限線</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，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線

72、。 </p><p>　　、代入的值則可求出和</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線，見(jiàn)圖中的線(y5).</p><p><

73、b>　　提鎦段：</b></p><p>　　按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線，見(jiàn)圖中的線(y5’).</p><p>　　精餾段負(fù)荷性能圖如下：</p><p><b>　　、</b></p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限，所以可得&

74、lt;/p><p>　　提餾段負(fù)荷性能圖如下：</p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限所以可得</p><p>　　6板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備</p><p><b>　　6.1 塔頂空間</b></p><p>　　塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距

75、離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P(pán)到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為。</p><p><b>　　故取塔頂空間為：</b></p><p><b>　　6.2 塔底空間</b></p><p>　　塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。塔底儲(chǔ)液

76、空間是依儲(chǔ)存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留1～2m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤(pán)到塔底下封頭切線的距離：</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　6.3 人孔數(shù)目</b></p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，

77、人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求， 對(duì)于D≥1000mm的板式塔， 每隔6～8塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；且裙座處取2個(gè)人孔。本塔中共25塊塔板，因此，在精餾段設(shè)置1個(gè)人孔，在提留段設(shè)置1個(gè)人孔。每個(gè)孔直徑為，厚，高52mm。在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開(kāi)個(gè)人孔，直徑為 ，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一

78、般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此</p><p><b>　　6.4塔高</b></p><p>　　塔體總高度由下式?jīng)Q定： </p><p>　　式中 HD——塔頂空間，m；</p><p>　　HB——塔底空間，m；</p><p>　　HT——塔板間距，

79、m；</p><p>　　HT’——開(kāi)有人孔的塔板間距，m； </p><p>　　HF——進(jìn)料段板間距，m； </p><p>　　Np——實(shí)際塔板數(shù)；</p><p>　　S ——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）</p><p>　　H1——封頭高度；m</p>

80、<p>　　H2——裙座高度；m</p><p><b>　　塔體總高度：</b></p><p><b>　　6.5接管</b></p><p><b>　　6.5.1 進(jìn)料管</b></p><p>　　進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。

81、本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：, ,</p><p><b>　　則體積流量 </b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取進(jìn)料管規(guī)格Φ89×3.5 </p

82、><p>　　則管內(nèi)徑d=82mm</p><p>　　進(jìn)料管實(shí)際流速: </p><p><b>　　6.5.2回流管</b></p><p>　　采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，</p><p>　　塔頂液相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　

83、則液體流量</b></p><p>　　取管內(nèi)流速，則回流管直徑</p><p>　　查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格Φ73×3</p><p>　　則管內(nèi)直徑d=67mm</p><p><b>　　回流管內(nèi)實(shí)際流速 </b></p><p>　　6.5.3塔頂蒸汽接管<

84、/p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　塔頂汽相平均密度</b></p><p><b>　　則蒸汽體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b>

85、;</p><p>　　查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格Φ351×12 </p><p>　　則實(shí)際管徑d=327mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><p>　　6.5.4釜液排出管</p><p>　　塔底 ，塔底汽相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>

86、　　平均密度</b></p><p><b>　　體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格</p><p>　　則實(shí)際管徑d=

87、46mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><p>　　6.5.5 塔釜進(jìn)氣管</p><p>　　，塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 </p><p><b>　　塔釜蒸汽密度</b></p><p>　　則塔釜蒸汽體積流量：</p><p><b>　　取

88、管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ351×14 </p><p>　　則實(shí)際管徑d=323mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><p><b>　　6.7附屬設(shè)備設(shè)計(jì)</b>

89、;</p><p><b>　　6.7.1冷凝器</b></p><p>　　塔頂溫度tD=82.5℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ </p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tD=82.5℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>&l

90、t;b>　　塔頂被冷凝量 </b></p><p><b>　　冷凝的熱量</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　冷凝水流量</b></p

91、><p><b>　　6.7.2再沸器</b></p><p>　　塔底溫度tw=130.6℃ 用t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=142℃</p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tw=130.6℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>&l

92、t;b>　　則</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù) </b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p><p><b>　　7計(jì)算結(jié)果總匯</b></

93、p><p><b>　　8結(jié)束語(yǔ)</b></p><p>　　對(duì)于設(shè)計(jì)過(guò)程我們通過(guò)查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過(guò)給出的設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)進(jìn)行計(jì)算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。</p><p>　　在這之中，我覺(jué)得難處主要有三點(diǎn)：</p><p>　　一是查找資料。找資料其實(shí)不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有

94、用，有時(shí)會(huì)找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計(jì)算看哪一個(gè)合理，所以很是麻煩。</p><p>　　二是計(jì)算。計(jì)算是個(gè)很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會(huì)算錯(cuò)，而且有可能當(dāng)時(shí)還不知道，到頭來(lái)發(fā)現(xiàn)不對(duì)就得改好多東西，所以說(shuō)這確實(shí)要有耐心。不能太粗心，做錯(cuò)了也得認(rèn)真的改過(guò)來(lái)，不發(fā)脾氣爭(zhēng)取不再出錯(cuò)。</p><p>　　

95、三是畫(huà)圖。因?yàn)橐郧皼](méi)有學(xué)習(xí)過(guò)CAD制圖，所以在制作塔設(shè)備圖大家都去學(xué)習(xí)CAD的基本作圖知識(shí)，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。</p><p>　　課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過(guò)程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書(shū)本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。所有的這些為我今后的

96、努力指明了具體的方向。</p><p>　　設(shè)計(jì)過(guò)程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過(guò)自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原理設(shè)計(jì)過(guò)程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺(jué)

97、得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性。因?yàn)橥ㄟ^(guò)與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的不足，從而讓自己少走彎路。 </p><p>　　在此，特別感謝**老師以及我的小組成員們，通過(guò)與他/她們的交流使得設(shè)計(jì)工作得以圓滿完成。在此我向他/她們表示衷心的感謝！</p><p><b>　　9 符號(hào)說(shuō)明：</b></p&g

98、t;<p>　　Aa——塔板開(kāi)孔區(qū)面積，m2</p><p>　　Af——降液管截面積，m2</p><p>　　A0——閥孔總面積，m2</p><p>　　At——塔截面積，m2</p><p>　　c0——流量系數(shù)，無(wú)因次</p><p>　　C——計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑

99、，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴(kuò)散系數(shù)，m2/sDV——?dú)怏w擴(kuò)散系數(shù)，m2/s</p><p>　　ev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無(wú)因次</p><p>　　ET——總板效率，無(wú)因次</p><p>　　F——?dú)庀鄤?dòng)能因子，kg1/2/(s.m1/2)</p><p>　　F0—

100、—閥孔氣相動(dòng)能因子，</p><p>　　g——重力加速度，9.8m/s2h——填料層分段高度，m</p><p>　　h1——進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m</p><p>　　hc——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱</p><p>　　hd——與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m</p><p>　　hf—

101、—塔板上鼓泡層高度，m</p><p>　　hl——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱</p><p>　　hL——板上清液層高度，m</p><p>　　hmax——允許的最大填料層高度，m</p><p>　　h0——降液管的低隙高度，m</p><p>　　hOW——堰上液層高度，m</p>&l

102、t;p>　　hW——出口堰高度，m</p><p>　　h’W——進(jìn)口堰高度，m</p><p>　　hδ——與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱H——板式塔高度，m</p><p>　　HB——塔底空間高度，m</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m</p><p>　　HD——塔頂空間高度

103、，m</p><p>　　HF——進(jìn)料板處塔板間距，mHOG——?dú)庀嗫倐髻|(zhì)單元高度，m</p><p>　　HP——人孔處塔板間距，m</p><p>　　HT——塔板間距，m</p><p><b>　　H1——封頭高度，</b></p><p><b>　　H2——裙座高度，<

104、;/b></p><p><b>　　lW——堰長(zhǎng)，m</b></p><p>　　Lh——液體體積流量，m3/hLs——液體體積流量，m3/hLw——潤(rùn)濕速率，m3/（m?h）m——相平衡常數(shù)，無(wú)因次n——閥孔數(shù)目</p><p>　　NT——理論板層數(shù)P——操作壓力，Pa△P——壓力降，Pa</p><

105、p>　　△PP——?dú)怏w通過(guò)每層篩板的壓降，Pa</p><p>　　r——鼓泡區(qū)半徑，m</p><p>　　u——空塔氣速，m/s</p><p>　　uF——泛點(diǎn)氣速，m/s</p><p>　　u0——?dú)怏w通過(guò)閥孔的速度，m/s</p><p>　　u0，min——漏液點(diǎn)氣速，m/s</p>

106、<p>　　u’0——液體通過(guò)降液管底隙的速度，m/sVh——?dú)怏w體積流量，m3/h</p><p>　　Vs——?dú)怏w體積流量，m3/hwL——液體質(zhì)量流量，㎏/hwV——?dú)怏w質(zhì)量流量，㎏/h</p><p>　　Wc——邊緣無(wú)效區(qū)寬度，m</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度，m</p><p>　　x——液相摩爾分?jǐn)?shù)

107、X——液相摩爾比y——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)Y——?dú)怏w摩爾比Z——填料層高度 ，mβ——充氣系數(shù)，無(wú)因次；ε——空隙率，無(wú)因次θ——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，sμ——粘度，Pa?sρ——密度，kg/m3σ——表面張力，N/mφ——開(kāi)孔率或孔流系數(shù)，無(wú)因次Φ——填料因子，l/mψ——液體密度校正系數(shù)，無(wú)因次</p><p>　　下標(biāo)max——最大的min——最小的L——液相V——?dú)庀?lt;/

108、p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1]陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)[M].上海：華東理工大學(xué)出版社，2005、4</p><p>　　[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].山東：石油大學(xué)出版社，2001、5</p><p>　　[3]賈紹義、柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].天津

109、：天津大學(xué)出版社，2002、8</p><p>　　[4]路秀林、王者相.塔設(shè)備[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004、1</p><p>　　[5]王明輝.化工單元過(guò)程課程設(shè)計(jì)[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002、6</p><p>　　[6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊(cè)）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2005、1</p><p>　　[

110、7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊(cè)）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2005、1</p><p>　　[8]《化學(xué)工程手冊(cè)》編輯委員會(huì).化學(xué)工程手冊(cè)—?dú)庖簜髻|(zhì)設(shè)備[M]。北京：</p><p>　　化學(xué)工業(yè)出版社，1989、7</p><p>　　[9]劉兵主編《化工單元操作課程設(shè)計(jì)》北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2009.8</p><p>　　[10