化工原理課程設計--苯——甲苯二元物系篩板式精餾塔的設計

1、<p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p>　　設計題目：苯——甲苯二元物系篩板式精餾塔的設計</p><p><b>　　設計組組員：</b></p><p>　　指導老師： </p><p>　　生物與化學工程學院 制

2、藥工程專業(yè)</p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　目錄- 0 -</b></p><p><b>　　任務書- 2 -</b></p><p><b>　　摘要- 3 -</b></p><p>

3、;　　第1章.緒論- 4 -</p><p>　　第2章.塔板的設計計算- 5 -</p><p>　　2.1精餾流程的確定- 7 -</p><p>　　2.2塔的物料衡算- 7 -</p><p>　　2.3塔板數(shù)的確定- 7 -</p><p>　　2.4塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算- 9

4、-</p><p>　　2.5精餾段氣液負荷計算- 10 -</p><p>　　2.6塔和塔板主要工藝尺寸計算- 10 -</p><p>　　2.7篩板的流體力學驗算- 13 -</p><p>　　2.8塔板負荷性能圖- 15 -</p><p>　　2.9篩板塔工藝設計計算結(jié)果匯總表- 17

5、 -</p><p>　　主要符號說明- 18 -</p><p>　　參考文獻- 20 -</p><p>　　致 謝- 21 -</p><p><b>　　附錄- 22 -</b></p><p><b>　　任務書</b></p><

6、p>　　設計題目：苯—甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設計</p><p><b>　　原始數(shù)據(jù)及條件：</b></p><p>　　1、常壓 p=1atm;</p><p>　　2、進料組分0.45（摩爾分數(shù)），處理量95Kmol/h;</p><p>　　3、塔頂餾出液組成0.98（摩爾分數(shù)），塔底釜液組成0.0

7、3（摩爾分數(shù)）；</p><p>　　4、加料熱狀況q=0.96,塔頂全凝器為泡點回流，回流比R=(1.1-2.0)Rmin,單板壓降≤0.7KPa。</p><p><b>　　設計任務：</b></p><p>　　1. 完成該精餾塔的各工藝設計，包括物料衡算、熱量衡算及篩板塔的設計計算。</p><p>　　2.

8、畫出帶控制點的工藝流程圖、精餾塔設計條件圖。</p><p>　　3. 寫出該精餾塔的設計說明書。</p><p><b>　　摘要</b></p><p>　　本次設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設計過程。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算、工藝流程圖的制作、主要設備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過

9、對精餾塔的核算，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　本次設計結(jié)果為：理論板數(shù)為15塊，塔效率為52%，精餾段實際板數(shù)為14塊，提餾段實際板數(shù)為16塊，實際板數(shù)30塊。進料位置為第16塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設計計算中得出塔徑為1.4米，塔高19.1米，人孔有4個，通過篩板的流體力學驗算，證明各指標數(shù)據(jù)均符合標準。</p><p>　　關鍵詞：二元精餾、篩

10、板式精餾塔、物料衡算、流體力學驗算。</p><p><b>　　緒論</b></p><p>　　精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應用于物系的分離、提純、制備等領域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板

11、塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,本次課程設計是浮閥塔。</p><p>　　精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。精餾廣泛應用于石油,化

12、工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物分離中首選分離方法</p><p>　　本次課程設計是分離苯——甲苯二元物系。在此我選用精餾篩板塔。具有以下特點：</p><p>　?。ǎ保┙Y(jié)構(gòu)簡單、制造維修方便．</p><p>　　（２）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高．</p><p>　?。ǎ常┧鍓毫递^低，適宜于真空蒸餾．</p><

13、;p>　?。ǎ矗┧逍瘦^高，但比浮閥塔稍低．</p><p>　?。ǎ担┖侠碓O計的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔．</p><p>　?。ǎ叮┬】讖胶Y板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液．</p><p>　　本次設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設計過程。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備

14、的工藝設計計算——物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設備的結(jié)構(gòu)設計和工藝尺寸的設計計算、輔助設備的選型、工藝流程圖的制作、主要設備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　理工科大學生應具有較高的綜合能力，解決實際生產(chǎn)問題的能力，課程設計是一次讓我們接觸實際生產(chǎn)的良好機會，我

15、們應充分利用這樣的時機認真去對待每一項任務，為將來打下一個穩(wěn)固的基礎。而先進的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持的設計方向和追求的目標。</p><p><b>　　塔板的設計計算</b></p><p><b>　　主要基礎數(shù)據(jù)：</b></p><p>　?。?）苯和甲苯的物理性質(zhì)</p>

16、;<p>　?。?）常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　（3）飽和蒸汽壓p0</p><p>　　苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即：</p><p>　　lg p0=A-B/（t+C）</p><p>　　式中 t——物系溫度，℃；</p><p>　　p0——飽和蒸汽

17、壓，kPa；</p><p>　　A，B，C——Antoine常數(shù)</p><p>　　苯-甲苯的Antoine常數(shù)</p><p>　　（4）苯和甲苯的液相密度ρL</p><p>　　(5)液體的表面張力σ</p><p>　?。?）液體的粘度μL</p><p>　?。?）液體氣化潛熱γ&

18、lt;/p><p>　?。?）液體的粘度常數(shù)</p><p>　　lgμL=（A/T-A/B）</p><p>　　μL---液體溫度為T時的黏度，mPa*s；</p><p><b>　　T---溫度，K;</b></p><p>　　A、B---液體粘度常數(shù)</p><p>

19、;<b>　　精餾流程的確定</b></p><p>　　苯-甲苯混合液經(jīng)原料預熱氣加熱器加熱后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲槽。塔釜采用簡潔蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲槽。</p><p><b>　　塔的物料衡算</b></p><p>　　1.料

20、液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù)</p><p>　　F=95 xF=0.45 xD=0.98 xW=0.03</p><p><b>　　2.物料衡算</b></p><p>　　總物料衡算 </p><p><b>　　D+W=95</b></p&

21、gt;<p>　　易揮發(fā)組分物料衡算 0.98D+0.03W=0.45*95</p><p><b>　　聯(lián)立得到</b></p><p>　　D=42kmol/h</p><p>　　W=53kmol/h</p><p><b>　　塔板數(shù)的確定</b></p&g

22、t;<p>　　1.理論塔板數(shù)NT的求取</p><p>　　苯-甲苯屬于理想物系，可采用M.T.圖解法求取NT。</p><p>　　1）根據(jù)苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做y-x圖及t-x-y圖</p><p>　　2）求最小回流比Rmin及操作回流比R。</p><p><b>　　q=0.96</b><

23、;/p><p><b>　　q錢方程為：</b></p><p>　　y=qx/(q-1)-xF*(q-1)</p><p>　　即 y=-24x+11.25</p><p>　　q線方程與苯、甲苯氣液平衡圖的交點由圖可知為（0.435,0.655）因此最小回流比&

24、lt;/p><p>　　Rmin=（xD –yq）/（ yq -xq）=（0.98-0.0.655）/（0.5988-0.435）=1.48</p><p>　　取操作回流比R=2Rmin=1.7*1.48=2.52</p><p><b>　　3）求理論板數(shù)NT</b></p><p><b>　　精餾段操作線為

25、：</b></p><p>　　y=（R*x+ xD ）/（R+1）=0.715x+0.284</p><p>　　如圖所示，按照常規(guī)作M.T.圖解法解得：NT=（16-1）層（不包括塔釜）。其中精餾段理論板數(shù)為7層，提餾段理論板數(shù)為8層（不包括塔釜），第8層為進料板。</p><p><b>　　2.全塔效率ET</b></

26、p><p>　　依式 ET=0.17-0.616lgμm</p><p>　　根據(jù)塔頂、塔底液相組成圖，求得塔平均溫度為94.875℃，該溫度下進料液相平均黏度為：</p><p>　　μL=10^（A/T-A/B） (T為塔平均溫度)</p><p>　　μA=10^(545.64/(94.875+273.15

27、)-545.64/265.34) ≈0.2668</p><p>　　μB=10^(467.33/(94.875+273.15)-467.33/255.34) ≈0.2747</p><p>　　μm=0.45μA +（1-0.45）μB =0.45*0.2668+（1-0.45）*0.2747=0.2711mPa·s</p><p>　　故

28、 ET=0.17-0.616lg0.2711=0.519≈52%</p><p><b>　　3.實際塔板數(shù)</b></p><p>　　精餾段：N1=7/0.52=13.46≈14層</p><p>　　提餾段：N2=8/0.52=15.38≈16層</p><p>　　塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計

29、算</p><p><b>　　操作壓強pm</b></p><p>　　塔頂壓強pD=101.3kpa，取每層塔板降壓△p=0.7kpa，則進料板壓強：</p><p>　　pF=101.3+14*0.7=111.1kpa</p><p>　　精餾段平均操作壓強：</p><p>　　pm=（1

30、01.3+111.1）/2=106.2kpa</p><p><b>　　2溫度tm</b></p><p>　　根據(jù)操作壓強，試差計算操作溫度：p=p0AxA+p0BxB</p><p>　　利用苯-甲苯相平衡表利用數(shù)值差值法確定進料溫度tF塔頂溫度tD塔底溫度tW</p><p>　　得到tF=96.7℃ tD=

31、80. 5℃ </p><p><b>　　則精餾段平均溫度</b></p><p>　　tm,1=（96.7+80.5）/2=88.6℃</p><p>　　3.平均相對分子質(zhì)量Mm</p><p>　　塔頂xD=y1=0.98，x1=0.95，則</p><p>　　MVDm=0.98*78.

32、11+（1-0.98）*92.13=78.39kg/mol</p><p>　　MLDm=0.95*78.11+（1-0.95）*92.13=78.81kg/mol</p><p>　　進料板xF=0.156，yF=0.542，則</p><p>　　MVFm=0.542*78.11+（1-0.542）*92.13=84.53kg/mol</p>&l

33、t;p>　　MLFm=0.156*78.11+（1-0.156）*92.13=89.94kg/mol</p><p>　　則精餾段平均相對分子質(zhì)量為：</p><p>　　MVm（1）=（78.39+84.53）/2=81.46kg/mol</p><p>　　MLm（2）=（78.81+89.94）/2=84.38 kg/mol</p><

34、;p><b>　　4.平均密度ρm</b></p><p>　?。?）液相，密度ρLm</p><p>　　依式1/ρLm=αA/ρLA+αB/ρLB（α為質(zhì)量分數(shù)）</p><p>　　塔頂 αDA=0.976 αDB=0.024</p><p>　　1/ρLmD=0.976/814.4+0.

35、024/809.5——→ρLmD=814.3kg/m³</p><p>　　進料板 αFA=0.135 αDB=0.865</p><p>　　1/ρLmF=0.135/796.3+0.865/793.6——→ρLmF=794.0kg/m³</p><p>　　故精餾段平均液相密度：</p><p>　　ρ

36、Lm（1）=（814.3+794.0）/2=804.2kg/m³</p><p>　?。?）氣相密度ρmV</p><p>　　ρmV（1）=pMm，1/RT=106.2*81. 46/（8.314*（88.6+273.1））=2.9588kg/m³</p><p>　　5.液體表面張力σm</p><p><b&g

37、t;　　σ=Σxiσi</b></p><p>　　σmD=0.98*21.24+0.02*21.64=21.25mN/m</p><p>　　σmF=0.156*19.25+0.844*20.25=20.01 mN/m</p><p>　　則精餾段平均表面張力為：</p><p>　　σm（1）=（21.22+20.01）/2=

38、20.63mN/m</p><p><b>　　6.液體黏度μLm</b></p><p><b>　　μLm=Σxiμi</b></p><p>　　μLD=0.98*0.307+0.02*0.310=0.307 Pa·s</p><p>　　μLF=0.156*0.263+0.884*

39、0.271=0.270 Pa·s</p><p>　　則精餾段平均液相黏度</p><p>　　μLm（1）=（0.307+0.270）/2=0.2885Pa·s</p><p><b>　　精餾段氣液負荷計算</b></p><p>　　V=(R+1)D=(2.52+1)*42=147.84kmol

40、/h</p><p>　　Vs=VMvm(1)/(3600ρVm(1))=147.84*81.46/(3600*2.88)=1.16m³/s</p><p>　　L=RD=2.52*42=105.84m³/h</p><p>　　Ls=LMLm（1）/（3600ρLm（1））=105.84*84.38/（3600*804.2）=0.0031m&#

41、179;/s</p><p>　　Lh=11.16m³/h</p><p>　　塔和塔板主要工藝尺寸計算</p><p><b>　　塔徑D</b></p><p>　　初選板間距HT=0.40m，取板上液層高度hL=0.06m，故</p><p>　　HT-hL=0.40-0.06=0

42、.34m</p><p>　?。↙s/Vs）*（ρL/ρV）^0.5=（0.0031/1.16）*（804.2/2.88）^0.5=0.0447</p><p>　　查圖得C20=0.073，依式計算</p><p>　　C=C20（σ/20）^0.2=0.073*(20.6/20)^0.2=0.0734</p><p>　　μmax=C√（

43、（ρL-ρV）/ρV）=0.0734*√（（804.2-2.88）/2.88）=1.224m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70，則</p><p>　　μ=0.70μmax=0.70*1.224=0.857m/s</p><p>　　故 D=√4Vs/（πμ）=√4*1.16/（π*0.857）=1.1313m</p>

44、<p>　　按標準，塔徑圓整為1.4m，則空氣塔速為0.75m/s</p><p><b>　　2溢流裝置</b></p><p>　　采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰，各計算如下。</p><p><b>　?。?）溢流堰長lw</b></p><p>　　取

45、堰長lw為0.66D，即</p><p>　　lw=0.66*1.4=0.92</p><p><b>　?。?）出口堰高hw</b></p><p><b>　　hw=hl-how</b></p><p>　　由lw/D=0.92/1.4=0.66，Lh/lw2.5=(3600*0.0031)/0

46、.922.5=13.7m，查圖知E為1.03， </p><p><b>　　依式得</b></p><p>　　how=2.84*10-3E（Lh/lw）2/3=2.84*0.001*1.03*（3600*0.0031/0.92）2/3=0.015</p><p>　　故 hw=0.06-0.015

47、=0.045m</p><p>　?。?）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af</p><p>　　由lw/D=0.92/1.4=0.66，查圖得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722，故</p><p>　　Wd=0.124D=0.124*1.4=0.174m</p><p>　　Af=0.0722*πD2/4=0.0722*0.78

48、5*1.42=0.1111</p><p>　　由式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即</p><p>　　τ=Af*HT/Ls=0.1111*0.4/0.0031=14.34（＞5s符合要求）</p><p>　　（4）降液管底隙高度h0</p><p>　　取液體通過降液管底隙的流蘇μ′0為0.09m/s依式計算降液管底隙高度

49、h0，</p><p>　　μ′0 =Ls/（lw*h0）—→h0=Ls/（lw*μ′0）=0.0031/（0.92*0.09）=0.037m</p><p>　　μ′0一般取0.07-0.25m/s，不宜大于0.3-0.5m/s，h0取30-40mm（液流收縮系數(shù)圖）</p><p><b>　　3.塔板布置</b></p>&

50、lt;p>　　1）取邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m、安定區(qū)寬度Ws=0.065m。</p><p>　　注： 30<Wc<50，60<Ws<75</p><p>　　2）依式計算開孔區(qū)面積。</p><p>　　Aa=2[x√（r2-x2）+πr2sin-1（x/r）/180]</p><p>　　=2[0.461

51、*√（0.6652-0.4612）+π0.6652sin-1（0.461/0.665）/180]=1.119㎡</p><p>　　其中 x=D/2-（Wd+Ws）=1.4/2-(0.174+0.065)=0.461</p><p>　　r=D/2-Wc=0.7-0.035=0.665</p><p><b>　　以上各參

52、數(shù)見圖</b></p><p>　　4.篩孔數(shù)n與開孔率φ</p><p>　　取篩孔的孔徑d0為5mm（d0一般為4-6mm），正三角形排列，一般碳鋼的板厚δ為3.0mm，取t/d0=3，故：</p><p>　　孔中心距t=3.0*5.0=15mm</p><p>　　依式計算塔板上的篩孔數(shù)n，即</p><

53、;p>　　n=（1158*1000/t²）Aa=1158*1000/15²*1.119=5759個</p><p>　　依式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率φ，即</p><p>　　φ=A0/Aa=0.907/（3.0）²=10. 1%</p><p>　　每層塔板上的開孔面積A0為：A0=φAa=0.101*1.119=0.113m&

54、#178;</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速：μ0=Vs/ A0=1.16/0.113=10.27m/s</p><p><b>　　5.塔有效高度Z</b></p><p>　　Z=（14-1）*0.4=5.2m</p><p><b>　　6.塔高計算</b></p><

55、;p>　　H=（n-nF-np-1）*HT+nF*HF+ np*Hp+ HD+H1+ H2</p><p>　　=(30-1-4-1)*0.4+1*0.8+4*0.8+1.2+1.4+0.4+2.5</p><p><b>　　=19.1</b></p><p><b>　　篩板的流體力學驗算</b></p&g

56、t;<p>　　1.氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　hp=hc+h1+hσ</p><p>　?。?）干板壓降相當?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　依d0/σ=5/3=1.67，查圖C0=0.84由式</p><p>　　hc=0.51（u0/C0）²（ρV/ρL）=0.051*（10.27/0.84

57、）²*（2.88/804.2）=0.0273m</p><p>　　（2）氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮l</p><p>　　ua=Vs/（AT-Af）=1.16/（1.537-0.111）=0.812m/s</p><p>　　Fa=ua√ρV=0.812*√2.88=1.38</p><p>　　由上圖查取板上液層充氣系

58、數(shù)ε0為0.63</p><p>　　依式 hl=ε0*hL=ε0（hw+how）=0.63*0.06=0.0378m</p><p>　?。?）克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮σ</p><p>　　依式 hσ=4σ/（ρLgd0）=4*20.63*0.001/（804.2*9.81*0.005）=0.00209m&

59、lt;/p><p>　　故 hp=0.0273+0.0378+0.00209=0.067m</p><p>　　單板壓降△pp=hpρLg=0.067*804.2*9.81=529. Pa＜0.7kPa（設計值允許）</p><p>　　2.霧沫夾帶量eV的驗算</p><p>　　依式 eV=5.7*10-

60、6*（ua/（HT-hf））3.2/σ</p><p>　　=5.7*10-3（0.81/（0.4-2.5*0.06））3.2/20.63</p><p>　　=0.012kg液/kg氣＜0.1kg液/kg氣</p><p>　　故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶</p><p><b>　　3.漏液的驗算</b><

61、;/p><p>　　由式uow=4.4C0√（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρV）</p><p>　　=4.4*0.84√（（0.0056+0.13*0.06-0.00209）*804.2/2.88）=6.568m/s</p><p>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：K=u0/uow=10.27/6.518=1.56（＞1.5）</p><p&g

62、t;　　故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p><b>　　4.液泛驗算</b></p><p>　　為防止降液管的發(fā)生，應使降液管中清液層高度Hd≤Φ（HT+hw）。</p><p>　　Hd=hp+hL+hd</p><p>　　hd=0.153(Ls/(lwh0))2 =0.153*(0.0031/(0.

63、92*0.037)) 2=0.00127m</p><p>　　Hd=0.067+0.06+0.00127=0.128m</p><p>　　取Φ=0.5（一般液體），則</p><p>　　Φ(HT+hw)=0.5*（0.4+0.0458）=0.223m</p><p>　　故Hd≤Φ(HT+hw)，在設計負荷下不會發(fā)生液泛。</p&

64、gt;<p>　　根據(jù)以上塔板的各項流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。</p><p><b>　　塔板負荷性能圖</b></p><p>　　1.霧沫夾帶線（1）</p><p>　　eV=5.7*10-6*（ua/（HT-hf））3.2/σ</p><p>　　式中

65、 ua=Vs/（AT-Af）= Vs /（1.537-0.111）=0.7Vs</p><p>　　hf=2.5（hw+how）=2.5[hw+2.84*0.001E(3600Ls/lw)2/3]</p><p>　　近似取E≈1.0，hw=0.045，lw=0.92，故</p><p>　　hf=2.5[hw+2.84*0.001E(3600Ls/l

66、w)2/3]=0.1125+0.7025 Ls 2/3</p><p>　　取霧沫夾帶極限值eV為0.1kg液/kg氣。已知σ=20.63*10-3N/m，HT=0.4，并將（a）、式（b）代入式eV=5.7*10-6*（ua/（HT-hf））3.2/σ中，得：</p><p>　　0.1=5.7*10-3（0.7 Vs /（0.4-0.1125-0.7052 Ls 2/3））3.2/20

67、.63</p><p>　　整理得： Vs =2.59-6.35 Ls 2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出相應的Vs值得下表</p><p><b>　　2.液泛線（2）</b></p><p><b>　　聯(lián)立方程式</b></p>&l

68、t;p>　　Φ(HT+hw)=hp+hw+how+hd</p><p>　　近似取E≈1.0，lw=0.92m，則</p><p>　　how=2.84*10-3*E（Lh/lw）2/3=2.84*10-3*1.0*（3600Ls/0.92）2/3</p><p>　　故 how=0.71 Ls2/3&l

69、t;/p><p>　　由式 hp=hc+hl+hσ</p><p>　　hc=0.051（u0/C0）2（ρV/ρL）=0.051（Vs/（0.84*0.113））2*2.88/804.2=0.0203Vs2</p><p>　　則 hl =ε0hL=ε0（hw+how）=0.6（0.045+0.71

70、 Ls2/3）=0.027+0.426 Ls2/3</p><p>　　故 hp=0.0203Vs2+0.027+0.426 Ls2/3+0.00209</p><p>　　=0.0291+0.0203Vs2+0.43 Ls2/3</p><p>　　由式 hd=0.153（Ls/（lwh0））2=0.153（Ls/（0

71、.92*0.037））2=132Ls2</p><p>　　將HT=0.4m，hw=0.045m，Φ=0.5及式（c）、（d）、（e）代入Hd=hp+hL+hd ，hL =hw+how</p><p><b>　　可得到：</b></p><p>　　0.5*（0.4+0.045）=0.0291+0.0203 Vs2+0.43 Ls2/3+0.

72、045+0.71Ls2/3+132 Ls2</p><p>　　整理得: Vs2=7.3-56.2 Ls2/3 -6502.5 Ls2</p><p>　　在操作范圍內(nèi)取若干Ls值，依上式算出相應的Ls值得下表,依表中數(shù)據(jù)作出液泛線。</p><p>　　3.液相負荷上線限（3）</p><p>　　取液體在降液管中停留時間為4

73、s，則</p><p>　　Ls，max=HT*Af/τ=0.4*0.111/4=0.0111m3/s</p><p>　　液相負荷上線限（3）在Vs-Ls坐標圖上為氣體流量Vs無關的垂直線。</p><p>　　4.漏液線（汽相負荷下限線）（4）</p><p>　　由 hL=hW+hOW=0.045+0.71 Ls2/3,uOW=Vs,m

74、in/A0代入漏液點氣速式：</p><p>　　uOW=4.43*C0√（（0.0056+0.13hc-hσ）*ρL/ρV）</p><p>　　Vs,min/A0=4.4*0.84√（（0.0056+0.13(0.045+0.71* Ls2/3)-0.00209）*804.2/2.88）</p><p>　　A0在前面已經(jīng)算出為0.113m3，代入上式并整理，得

75、：</p><p>　　Vs,min=6.98√（0.00936+0.0923 Ls2/3）</p><p>　　此即為汽相負荷下限線的關系式，在操作范圍內(nèi)任取n個Ls值，依式計算相應的Vs值，列表，依表中數(shù)據(jù)作汽相負荷下限線</p><p>　　5.液相負荷下限線（5）</p><p>　　取平堰、堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負

76、荷下限線條件，取E≈1.0</p><p>　　依式hOW=2.84*0.001*E（Lh/lW）2/3=2.84*0.001* E（3600Ls,min/lW）2/3</p><p>　　整理得： Ls,min=1.23*10-4m3/s</p><p>　　此值在Vs-Ls坐標圖上作線（5）即為液相負荷下限線。</p&

77、gt;<p>　　將以上5條線標繪于圖中，即精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與霧沫夾帶線的交點相應汽相負荷為Vs,max,線與汽相負荷下限線的交點相應汽相負荷為Vs,min。</p><p>　　可知本設計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。</p><p>　　臨界點的操作線彈性=Vs,max/Vs,min=2.38/

78、0.75=3.17</p><p>　　篩板塔工藝設計計算結(jié)果匯總表 </p><p><b>　　主要符號說明</b></p><p><b>　　下標的說明</b></p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1]劉光啟,

79、馬連湘,劉杰.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷).北京:化學工業(yè)出版社,2002</p><p>　　[2]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(無機卷).北京:化學工業(yè)出版社,2002</p><p>　　[3]賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設計.天津:天津大學出版社,2002</p><p>　　[4]張受謙.化工手冊(上卷).濟南:山東科學技術出版社,1986

80、</p><p>　　[5]AutoCAD 2002培訓教程.北京:電子工業(yè)出版社,2003</p><p>　　[6]方利國,董新法.化工制圖Auto CAD實戰(zhàn)教程與開發(fā).北京:化學工業(yè)出版社,2004</p><p><b>　　致 謝</b></p><p>　　經(jīng)過一個多月的查閱文獻、咨詢老師、和同學商討

81、、計算數(shù)據(jù)、繪制圖表和上機調(diào)試，設計工作已基本完成，并得出了可行的設計方案。</p><p>　　通過對篩板式精餾塔流體力學性能的學習，我理解和掌握塔設備的操作調(diào)控方法。其是對我以往所學知識的檢驗，進一步培養(yǎng)和鍛煉了我理論聯(lián)系實際和邏輯思維能力的能力，使我對化工生產(chǎn)工程中的塔設備的構(gòu)造、操作原理、設備類型有了更深刻的了解和認識</p><p>　　對于我們這些一般本科的大學生來說，課程設計

82、給了我們很大的一個難度，它告訴我們什么叫做實踐，什么叫做動手能力，通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識，更極大的拓寬了我們的知識面，讓我們認識了實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系與差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用。</p><p>　　這次課程設計是一次對我們所學知識的檢驗，是一次自己運用所學知識，解決實際問題的能力的一次非常好的機會。使我初步掌握了化工設計的基本方法和步驟，為今后從事實

83、際設計工作打下了基礎。過對這次化工原理的課程設計使我增長了不少設計基本知識，也對化工生產(chǎn)有了一個初步了解，不再是“紙上談兵”。在這一個多月中,使我對《化工原理》這門課程有了更深一步的了解,掌握的知識水平有了很大的提高，同時對一些具體問題有了進一步的掌握,擴展了知識面，已經(jīng)能將書本上的知識運用于實際問題中。而且還提高了我的計算機應用能力，特別是windows操作系統(tǒng)和word軟件以及AutoCAD制圖等軟件的應用。培養(yǎng)了我們勤奮思考、努力

84、鉆研、艱苦奮斗、持之以恒等許多優(yōu)秀的品質(zhì)，從而為我們畢業(yè)后將來參加工作得心應手、獨擋一面打下了堅實的基礎。</p><p>　　設計過程中也培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。</p><p>　　通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大拓寬了我的知識面，讓我認識了實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計無疑