精餾塔-浮閥塔板課程設(shè)計(jì)--年產(chǎn)10萬噸環(huán)氧丙烷浮閥精餾塔設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　專業(yè)課程設(shè)計(jì)任務(wù)書</b></p><p>　　設(shè)計(jì)題目： 年產(chǎn)10萬噸環(huán)氧丙烷浮閥精餾塔設(shè)計(jì) </p><p>　　一、主要內(nèi)容及基本要求</p><p>　?。ㄒ唬┰O(shè)計(jì)任務(wù)： </p>

2、;<p>　　1、生產(chǎn)能力：年產(chǎn)環(huán)氧丙烷（PO）100000噸 </p><p>　　2 、質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)：純環(huán)氧丙烷含量 98.79％（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同） </p><p>　?。ǘ┰O(shè)計(jì)條件（均為質(zhì)量組成）： <

3、/p><p>　　1、料液組成：環(huán)氧丙烷：90.45％，甲醇：9.55％； 2、料液溫度：泡點(diǎn)； </p><p>　　3、加熱蒸汽：0 .4Mpa（表）飽和蒸氣； </p><p>　?。ㄈ┕に囈螅?

4、 </p><p>　　1、操作方式：常壓，連續(xù)； 2、年生產(chǎn)時(shí)間：8000小時(shí)； </p><p>　　3、環(huán)氧丙烷回收率：99％； 4、泡點(diǎn)回流； </p><p>　?。ㄋ模┰O(shè)計(jì)要求

5、 </p><p>　　1、精餾塔的物料衡算、（熱量衡算）； </p><p>　　2、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算； </p><p>　　3、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；

6、 </p><p>　　4、浮閥塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)； </p><p>　　5、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算、塔板負(fù)荷性能圖； </p><p>　　6、（確定精餾塔冷凝

7、器和再沸器的換熱面積，并選型；） </p><p>　　7、確定料液泵、回流泵和產(chǎn)品泵的型號(hào)、接管尺寸； </p><p>　　8、編寫設(shè)計(jì)說明書，繪制工藝流程圖與主體設(shè)備裝配圖，要求見院有關(guān)要求。 </p><p><b>　　二、進(jìn)度安排</b></p

8、><p>　　三、應(yīng)收集的資料及主要參考文獻(xiàn)</p><p>　　1. 姚玉英，陳常貴，柴誠敬. 化工原理（第二版）[M]. 天津：天津大學(xué)出版，2004.</p><p>　　2. 王靜康. 化工過程設(shè)計(jì)[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006 </p><p>　　3. 錢頌文. 換熱器設(shè)計(jì)手冊(cè)[S].

9、北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. </p><p>　　4. 王紅林，陳礪. 化工設(shè)計(jì)[M]. 廣州：華南理工大學(xué)出版社，2005. </p><p>　　5. 賈紹義，柴誠敬. 化工原理課程設(shè)計(jì)[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. </p><p>　　6. 王漢松. 石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè)[S

10、]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. </p><p>　　7. 楊基和，蔣培華 .化工工程設(shè)計(jì)概論[M]. 北京：中國石化出版社，2005. </p><p>　　8. 時(shí)均, 汪家鼎, 余國琮, 陳敏恒. 化學(xué)工程手冊(cè)[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社.1996.</p><p><b>　　目錄</b&g

11、t;</p><p><b>　　摘要IV</b></p><p><b>　　緒論V</b></p><p>　　第一章 流程及流程說明1</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)2</p><p>　　2.1產(chǎn)品的濃度2</p><p&g

12、t;　　2.2最小回流比確定2</p><p><b>　　2.3物料衡算2</b></p><p>　　2.4 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算3</p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算4</p><p>　　3.1 物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4</p><p>　　3.2精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算

13、5</p><p>　　第四章 能量衡算13</p><p>　　第五章 塔附加組件的確定15</p><p>　　5.1 料液泵的確定15</p><p>　　5.2 智能選泵結(jié)果16</p><p>　　5.3 泵選型一覽表16</p><p>　　課程設(shè)計(jì)心得體會(huì)18<

14、/p><p><b>　　主要符號(hào)說明19</b></p><p><b>　　摘要</b></p><p>　　在此篩板精餾塔分離環(huán)氧丙烷-甲醇的設(shè)計(jì)中，給定的條件為：</p><p><b>　　進(jìn)料量為 </b></p><p><b>　

15、　塔頂組成為：</b></p><p><b>　　進(jìn)料餾出液組成為：</b></p><p><b>　　塔釜組成: </b></p><p>　　加料熱狀態(tài):q=1 </p><p>　　塔頂操作壓強(qiáng):(表壓)</p><p>　　首先利用Aspen Plus

16、 V7.2，根據(jù)精餾塔的物料衡算，求得D和W，并通過優(yōu)化確定最小回流比；再根據(jù)軟件內(nèi)置算法，求得精餾塔理論板數(shù)。最后，根據(jù)相對(duì)揮發(fā)度以及奧康奈爾公式求的板效率，繼而求得實(shí)際板數(shù)，確定加料位置。</p><p>　　然后進(jìn)行精餾段和提餾段的設(shè)計(jì)工藝計(jì)算，求得各工藝尺寸，確定精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)。繼而對(duì)浮閥的流體力學(xué)進(jìn)行驗(yàn)算，檢驗(yàn)是否符合精餾塔設(shè)備的要求，作出塔板負(fù)荷性能圖，對(duì)精餾塔的工藝條件進(jìn)行適當(dāng)?shù)恼{(diào)整，使其處于最佳的

17、工作狀態(tài)。</p><p>　　第二步進(jìn)行塔頂泵的設(shè)計(jì)計(jì)算。</p><p><b>　　關(guān)鍵詞：</b></p><p>　　環(huán)氧丙烷-甲醇 精餾 負(fù)荷性能圖 精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu) 塔附屬設(shè)備</p><p>　　下圖為連續(xù)精餾過程簡(jiǎn)圖：</p><p><b>　　回流</b>

18、</p><p><b>　　出料</b></p><p><b>　　進(jìn)料</b></p><p><b>　　塔底</b></p><p><b>　　緒論</b></p><p>　　在本設(shè)計(jì)中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)

19、點(diǎn)是浮閥塔有處理能力大、操作彈性大、塔板液面易于控制、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單安裝方便，易于調(diào)整、霧沫夾帶量小。</p><p>　　浮閥與泡罩板的差別在于取消了泡罩與升氣管，而直接在板上開很多帶浮閥的孔。操作時(shí)氣體以高速通過小孔上升，液體則通過降液管流到下一層板，而浮閥能很好地控制氣速，給塔以很大的操作彈性。并且分散成泡的氣體使板上液層成為強(qiáng)烈湍動(dòng)的泡沫層，有利于氣液相充分接觸。</p><p>　　相

20、同條件下，浮閥塔生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦約高10%—15%，適用于加壓及常壓下的氣液傳質(zhì)過程；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是費(fèi)用較高，安裝較困難。</p><p>　　第一章 流程及流程說明</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離環(huán)氧丙烷—甲醇混合物。對(duì)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

21、加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，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)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p>　　任務(wù)書上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長(zhǎng)期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機(jī)泵加入精餾塔；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

22、分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。具體流程如下圖所示：</p><p><b>　　環(huán)氧丙烷回流</b></p><p>　　環(huán)氧丙烷環(huán)氧丙烷產(chǎn)品</p><p><b>　　與甲醇混合物</b></p><p><b>　　甲醇</b></p><

23、;p>　　第二章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　根據(jù)Aspen Plus V7.2模擬的結(jié)果可得環(huán)氧丙烷精制塔各塔板參數(shù)，各塔板參數(shù)詳見表2-1。本設(shè)計(jì)的主要物料為含有部分甲醇的環(huán)氧丙烷，具有物料潔凈、腐蝕性小，粘度小，且無懸浮物，整套裝置產(chǎn)量及氣液相負(fù)荷較大的特點(diǎn)。</p><p>　　由軟件模擬的結(jié)果可知：</p><p><b>　　2

24、.1產(chǎn)品的濃度</b></p><p>　　2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　環(huán)氧丙烷的摩爾質(zhì)量=44kg/mol，甲醇的摩爾質(zhì)量=32kg/mol</p><p>　　產(chǎn)品中環(huán)氧丙烷的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.9879</p><p>　　進(jìn)料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.8999</p><p>

25、;　　塔釜中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.0131</p><p>　　2.1.2原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　kg/mol</b></p><p><b>　　kg/mol</b></p><p><b>　　kg/mol</b></p>&

26、lt;p>　　2.2最小回流比確定</p><p>　　最小回流比為0.46，則實(shí)際回流比為:0.461.9=0.874</p><p><b>　　2.3物料衡算</b></p><p><b>　　總物料衡算：</b></p><p><b>　　，272.72=</b&g

27、t;</p><p><b>　　環(huán)氧丙烷物料衡算：</b></p><p>　　，272.70.8999=0.9879+0.0131</p><p><b>　　聯(lián)立得：，</b></p><p>　　2.4 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算</p><p><b>　　=0.66

28、20</b></p><p><b>　　=0.5189</b></p><p><b>　　=0.4490</b></p><p>　　則三段的實(shí)際塔板數(shù)為</p><p><b>　　=12</b></p><p><b>　　

29、72</b></p><p><b>　　20</b></p><p>　　所以，總板數(shù)104，實(shí)際加料版位置為第13塊與第85塊.</p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　3.1 物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　由Aspen模擬可得下列參數(shù)的

30、結(jié)果：</p><p><b>　　3.1.1操作溫度</b></p><p>　　34.4℃，59.1℃，34.3℃，65.8℃</p><p>　　3.1.2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　?。?）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　==0.984，=0.9599</p>

31、;<p>　　=+（1-）=0.984×44+（1-0.984）×32=43.81 kg/Kmol</p><p>　　=+（1-）=0.9599×44+（1-0.9599）×32=43.52kg/Kmol</p><p>　　（2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　=0.763，=0.562</

32、p><p>　　=+（1-）=0.763×44+（1-0.748）×32=41.64kg/Kmol</p><p>　　=+（1-）=0.562×44+（1-0.562）×32=38.74kg/Kmol</p><p>　?。?）精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　=（+）/2=（43.81+41.

33、64）/2=42.73kg/Kmol</p><p>　　=（+）/2=（43.52+38.74）/2=41.13kg/Kmol</p><p>　?。?）塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　=0.035，=0..91</p><p>　　=+（1-）=0.035×44+（1-0.035）×32=32.42kg/Km

34、ol</p><p>　　=+（1-）=0.091×44+（1-0.091）×32=33.09kg/Kmol</p><p>　?。?）提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　=（+）/2=（42.73+32.42）/2=37.58kg/Kmol</p><p>　　=（+）/2=（41.13+33.09）/2=37.

35、11kg/Kmol</p><p>　　3.1.3液相平均密度</p><p>　?。?）塔頂液相平均密度：810.07kg/m3</p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均密度:810.86 kg/m3</p><p>　?。?）精餾段液相平均密度:810.465 kg/m3</p><p>　?。?）塔底液相平均密度

36、: 751.03 kg/m3</p><p>　?。?）提餾段液相平均密度:780.75 kg/m3</p><p>　　3.1.4液體平均表面張力</p><p>　?。?）塔頂液相平均表面張力：21.66mN/m</p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均表面張力: 22.17mN/m</p><p>　?。?）精餾

37、段液相平均表面張力:21.92 mN/m</p><p>　?。?）塔底液相平均表面張力: 23.54 mN/m</p><p>　　（5）提餾段液相平均表面張力:22.86 mN/m</p><p>　　3.1.5液體平均粘度</p><p>　?。?）塔頂液相平均粘度：0.2740cP</p><p>　?。?）進(jìn)

38、料板液相平均粘度: 0.2704 cP</p><p>　?。?）精餾段液相平均粘度:0.2722 cP</p><p>　?。?）塔底液相平均粘度: 0.3492 cP</p><p>　?。?）提餾段液相平均粘度:0.3098 cP</p><p>　　3.2精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　3.2.1

39、 塔徑D的計(jì)算</p><p>　　因精餾段氣相流量較大，故以精餾段數(shù)據(jù)確定全塔塔徑更為安全可靠，本設(shè)計(jì)以精餾段數(shù)據(jù)為設(shè)計(jì)依據(jù)。 </p><p>　　設(shè)板間距=0.45m，板上清液層高度為=0.06m計(jì)算兩相流動(dòng)參數(shù)</p><p><b>　　=0.0346</b></p><p>　　由（）及FLV查Smith關(guān)聯(lián)

40、圖得=0.0795m/s，故</p><p><b>　　=0.0808</b></p><p><b>　　液泛氣速</b></p><p>　　=1.5321m/s</p><p>　　對(duì)于一般液體，泛點(diǎn)率為0.6～0.8，此處泛點(diǎn)率取0.8，則表觀空塔氣速</p><p&g

41、t;　　=1.2257m/s</p><p><b>　　故塔徑</b></p><p>　　2.13m，圓整為2.2m。</p><p>　　3.2.2 塔高的計(jì)算</p><p><b>　　實(shí)際塔板數(shù)的確定：</b></p><p>　　由于本塔三段的相對(duì)揮發(fā)度相差比較

42、大，則分三段計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)。由關(guān)聯(lián)圖聯(lián)立方程得總板數(shù)104</p><p><b>　　釜液高度的計(jì)算：</b></p><p><b>　　3.79</b></p><p>　　取釜液停留時(shí)間t=10min，則</p><p><b>　　1.24m</b></p>

43、;<p>　　塔頂空間高度取1.2m</p><p>　　塔板間距：每隔10塊塔板開一人孔，共需人孔9個(gè)（不包括塔頂和塔底的）,開設(shè)人孔處的塔板間距改為0.60m，進(jìn)料口處離上板高度為0.60m.</p><p><b>　　塔筒體高度的計(jì)算：</b></p><p>　　其中：——塔高（不包括裙座），m</p>&

44、lt;p><b>　　——塔頂空間，m</b></p><p><b>　　——塔板間距，m</b></p><p>　　——開有人孔的塔板間距，m</p><p><b>　　——進(jìn)料段高度，m</b></p><p><b>　　——塔底空間，m</b

45、></p><p><b>　　——實(shí)際塔板數(shù)</b></p><p><b>　　——人孔數(shù)目</b></p><p>　　則H=1.2+（104-2-9）×0.45+9×0.6+0.6+1.24=50.3m</p><p>　　裙座高度為2.0+1.5D/2=3.65m

46、</p><p><b>　　封頭高度取0.6m</b></p><p><b>　　塔的總高為：</b></p><p>　　Z=50.3+3.65+0.6=54.6m</p><p>　　3.2.3 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)</p><p>　　由于液體流量為31.45m3/h，塔徑

47、為2.2m，根據(jù)表5-4，塔板溢流形式應(yīng)該選擇單流型</p><p><b>　　溢流堰尺寸</b></p><p><b>　　堰長(zhǎng)lw</b></p><p>　　溢流堰選擇平直堰，取堰長(zhǎng) </p><p>　　lw=0.65D=1.43m</p><p><b&

48、gt;　　堰高h(yuǎn)w</b></p><p><b>　　堰上液層高度</b></p><p>　　近似取E=1，則可由列線圖查出值。因31.45m3/h,lw=1.43,由該圖查得</p><p><b>　　=0.024m</b></p><p>　　堰高h(yuǎn)w由選取清液層高度hL確定&

49、lt;/p><p>　　hw=hL-how=0.06-0.024=0.036m</p><p><b>　　降液管底隙高度ho</b></p><p>　　選取凹形受液盤，考慮降液管阻力和液封，即一般ho<how，因此可選取底隙高度</p><p><b>　　ho=30mm</b></p&

50、gt;<p>　　降液管寬度Wd和面積Af</p><p>　　查降液管寬度與面積圖，lw/D=0.65,得：</p><p>　　Af/AT=0.07 </p><p><b>　　Wd/D=0.14</b></p><p>　　由以上設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降所占面積</p><p&

51、gt;　　Af=3.79×0.07=0.27m2</p><p><b>　　降液管寬度</b></p><p><b>　　Wd=0.31m</b></p><p>　　液體在降液管中的停留時(shí)間，即</p><p>　　=14s >3～5s</p><p>

52、;　　故降液管尺寸滿足要求。</p><p>　　3.2.4 塔板布置及浮閥數(shù)目排列</p><p>　　取閥孔動(dòng)能因子Fo=10，求得孔速：</p><p><b>　　uo=m/s</b></p><p>　　求每層板上的浮閥數(shù)：采用F1型浮閥，取孔直徑do=40mm，則浮閥數(shù)</p><p>

53、;<b>　　573</b></p><p>　　取塔板邊緣區(qū)寬度Wc=0.04m，溢流堰前的安定區(qū)寬度Ws=0.08m</p><p>　　對(duì)單流型塔板，開孔區(qū)面積如下，即：</p><p><b>　　Aa=</b></p><p>　　其中：X=0.71m;</p><p&

54、gt;<b>　　R=1.06m;</b></p><p><b>　　則鼓泡區(qū)面積</b></p><p><b>　　Aa=2.80m2</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。三角形的底邊固定為75mm，則估算三角形的高h(yuǎn)（排間距）， </p><p>

55、;<b>　　65 mm</b></p><p>　　3.2.5 塔板流體力學(xué)校核</p><p><b>　?。?）壓降</b></p><p>　　氣相通過浮閥塔的壓強(qiáng)降</p><p>　　hp=hc+h1+h</p><p><b>　　干板阻力</b

56、></p><p><b>　　6.74m/s</b></p><p>　　因uo 小于uoc，故</p><p><b>　　0.034m液柱</b></p><p>　　板上充氣液層阻力：本設(shè)備分離環(huán)氧丙烷和甲醇等的混合物，取充氣系數(shù)β=0.5，則</p><p>

57、　　h1=β（hw+how）=0.03m液柱</p><p><b>　　液體表面引力的阻力</b></p><p>　　h=2.84×10-4m液柱</p><p>　　此阻力很小，可以忽略不計(jì)。</p><p>　　因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相應(yīng)的液柱高度為： </p><p

58、>　　hp=0.034+0.03=0.064m</p><p><b>　　則單板壓降</b></p><p>　　0.064×810.46×9.81=508.84Pa</p><p><b>　?。?）液泛</b></p><p>　　為防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管

59、中清液層的高度，即要求<，而，</p><p>　　hp為氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?，前已算出hp=0.064m液柱</p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失</p><p><b>　　因不設(shè)進(jìn)口堰，則</b></p><p><b>　　= </b></p>&

60、lt;p>　　=0.0635m液柱</p><p>　　板上清液層高度hL=0.06m</p><p>　　則Hd=0.064+0.0635+0.06=0.1875m</p><p>　　取=0.6，又已選定HT=0.45m，hw=0.036m，</p><p>　　則 =0.6×（0.45+0.036）=0.2916m<

61、;/p><p>　　可見 <，符合防止淹塔要求。</p><p><b>　　霧沫夾帶</b></p><p>　　按下列式計(jì)算泛點(diǎn)率，即</p><p><b>　　F=</b></p><p>　　其中Z=D-2Wd=1.580m</p><p>

62、;　　Ab=AT-2Af=3.25m2</p><p><b>　　CF=0.05</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)得F=</b></p><p><b>　　=19.99%</b></p><p>　　泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能滿足<0.1Kg（

63、液）/Kg（氣）的要求。</p><p>　　3.2.6 塔板的負(fù)荷曲線計(jì)算</p><p>　?。?） 過量霧沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線） </p><p>　　由泛點(diǎn)率整理得出過量霧沫夾帶線</p><p>　　0.18889VS+0.09445LS=0.8500</p><p>　　則VS=4.052-0.519L

64、S</p><p><b>　　液泛線</b></p><p>　　由式 ==?確定液泛線。忽略式中的，將式</p><p><b>　　， ，</b></p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　F=</b&

65、gt;</p><p><b>　　代入上式得：</b></p><p><b>　　=++</b></p><p>　　因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、、、、及等均為定值，而uo與VS有如下關(guān)系，即</p><p>　　其中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值，因此可將上式簡(jiǎn)化成VS與LS的關(guān)系如下：&l

66、t;/p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　即</b></p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　降液管的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時(shí)間不低于3～5s，以5秒作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則</p>&l

67、t;p>　　0.0243m3/s</p><p><b>　　漏液線</b></p><p>　　對(duì)于F1型重閥，依式計(jì)算，則</p><p>　　又知，以=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　=&

68、lt;/b></p><p>　　=0.240m3/s</p><p><b>　　液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取堰上液層高度how=0.006m作為液體負(fù)荷下限條件，依how的計(jì)算式計(jì)算出LS的下限值，該線為與氣量流量無關(guān)的豎直線，將所求值代入上式可得嚴(yán)重漏液線曲線為</p><p><b&

69、gt;　　取E=1，則</b></p><p>　　=0.001220m3/s</p><p><b>　　操作線</b></p><p><b>　　操作線斜率為</b></p><p><b>　?。?）負(fù)荷性能圖</b></p><p>

70、;　　根據(jù)上述六個(gè)方程，可以利用Excel辦公軟件做出該塔的負(fù)荷性能圖，如下所示：</p><p>　　圖3-1 PO精餾塔負(fù)荷性能圖</p><p>　　從圖中可以看出，設(shè)計(jì)點(diǎn)位于正常操作區(qū)的內(nèi)部，表明該塔板對(duì)氣液負(fù)荷的波動(dòng)有較好的適應(yīng)能力。在給定的氣液負(fù)荷比條件下，塔板的氣液相負(fù)荷的上、下 限分別由降液管液泛和嚴(yán)重 漏液所限制。由圖查得上限為3.6m3/s,下限為0.4 m3/s，得該

71、塔的操作彈性==12.3?？梢?，設(shè)計(jì)比較合理、適宜。</p><p><b>　　第四章 能量衡算</b></p><p>　　系統(tǒng)的能量衡算能量守恒為理論基礎(chǔ)，研究某一系統(tǒng)內(nèi)各類型的能量的變化，即： 輸入系統(tǒng)的能量=輸出系統(tǒng)的能量+系統(tǒng)積累的能量。 </p><p>　　本設(shè)計(jì)借助于計(jì)算機(jī)輔助模擬的流程設(shè)計(jì)文件（ASPEN PLUS V7.2

72、），因而計(jì)算基準(zhǔn)溫度及熱力學(xué)數(shù)據(jù)直接采用軟件內(nèi)嵌的物性數(shù)據(jù)庫對(duì)各工段進(jìn)行熱量進(jìn)行衡算。該塔的熱負(fù)荷如下表所示：</p><p><b>　　表1-2熱負(fù)荷表</b></p><p>　　流股焓變計(jì)算結(jié)果如下表所示：</p><p>　　表1-3流股焓變計(jì)算表</p><p>　　熱量平衡計(jì)算結(jié)果如下表所示：</p&

73、gt;<p>　　表1-4熱量平衡計(jì)算一覽表</p><p>　　4.1.1 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果</p><p>　　所設(shè)計(jì)的單溢流浮閥塔的主要設(shè)計(jì)結(jié)果如表3-2所示：</p><p>　　表3-2 環(huán)氧丙烷精餾塔結(jié)果匯總</p><p>　　第五章 塔附加組件的確定</p><p>　　

74、5.1 料液泵的確定</p><p>　　進(jìn)料為甲醇和環(huán)氧丙烷，腐蝕性不強(qiáng)，對(duì)泵的選用無特殊要求</p><p>　　物性參數(shù)：密度=1043 kg/m3，黏度 0.9570 cP</p><p>　　為確定進(jìn)料泵所需的揚(yáng)程H，對(duì)原料泵內(nèi)的液面與混合器進(jìn)口處的管截面建立機(jī)械能衡算式</p><p>　　其中，為兩截面處位頭差，為兩截面處靜壓

75、頭之差，為兩截面處動(dòng)靜壓頭之差，為直管阻力，為管件、閥門局部阻力，為流體流經(jīng)設(shè)備的阻力。</p><p>　　取流速為1.8m/s，則管徑為：</p><p><b>　　m/s</b></p><p>　　選用規(guī)格為Φ80×4的無縫鋼管。</p><p><b>　　雷諾數(shù)為</b>&l

76、t;/p><p>　　取無縫鋼管的絕對(duì)粗糙度為=0.15mm，相對(duì)粗糙度為</p><p>　　查莫狄圖得摩擦系數(shù)為。</p><p>　　取兩截面處位頭差10m，</p><p>　　由進(jìn)料管與反應(yīng)器內(nèi)壓力可知</p><p><b>　　=29.35m</b></p><p&g

77、t;　　泵進(jìn)口與出口速度相等，則</p><p>　　取直管長(zhǎng)度為100m，則直管阻力</p><p><b>　　=5.11m</b></p><p>　　設(shè)進(jìn)料管上有4個(gè)截止閥、4個(gè)閘閥、1個(gè)止回閥、4個(gè)彎頭，故</p><p><b>　　=12.56m</b></p><

78、p>　　流體流經(jīng)設(shè)備的阻力=0，</p><p>　　將上述結(jié)果相加，得泵的揚(yáng)程為H=57m,考慮汽蝕余量后：</p><p>　　實(shí)際揚(yáng)程為59m，流量為32.40m3/h=9L/s。</p><p>　　5.2 智能選泵結(jié)果</p><p>　　根據(jù)揚(yáng)程和流量，利用智能選泵軟件（化學(xué)工業(yè)出版社）進(jìn)行選型，經(jīng)過對(duì)比后選擇泵的型號(hào)IS8

79、0-50-250B，功率為15kW，效率60-47%。</p><p>　　圖4-1軟件使用界面圖</p><p>　　5.3 泵選型一覽表</p><p>　　按照原料泵的計(jì)算方法與智能選泵軟件，選出產(chǎn)品泵與回流泵的型號(hào)，如表4-1所示。</p><p>　　表4-1 泵的選型一覽表</p><p><b>

80、;　　課程設(shè)計(jì)心得體會(huì)</b></p><p>　　通過本次課程設(shè)計(jì)，不僅使我加深了對(duì)化工原理課程中的一些精餾知識(shí)的理解，也讓我懂得了學(xué)以致用，同時(shí)，在查閱資料的同時(shí)也豐富了我的課外知識(shí)，為以后的畢業(yè)設(shè)計(jì)和工作打下了堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。在設(shè)計(jì)的過程中，我遇到了很多困難，感謝老師的幫助與指導(dǎo)，還有同學(xué)們的支持使我盡快找到了解決難題的辦法。這次設(shè)計(jì)讓我明白了，一種嚴(yán)謹(jǐn)求實(shí)的態(tài)度，是做好一切工作的前提，這個(gè)過程，也

81、為我以后的日常生活和工作留下了寶貴的經(jīng)驗(yàn)。</p><p>　　在本次設(shè)計(jì)中我也發(fā)現(xiàn)了自己的很多不足之處，知道了自己學(xué)習(xí)中的薄弱環(huán)節(jié)在哪里，對(duì)知識(shí)的掌握還存在盲點(diǎn)，總而言之，本次課程設(shè)計(jì)讓我獲益匪淺，我相信在以后的專業(yè)設(shè)計(jì)中我能做的更好。</p><p><b>　　主要符號(hào)說明</b></p><p>　　A組分A的量Kmol</p&

82、gt;<p>　　B組分B的量Kmol</p><p>　　D塔頂產(chǎn)品流率Kmol/s</p><p><b>　　總板效率</b></p><p>　　X液相組分中摩爾分率</p><p>　　y氣相組分中摩爾分率</p><p><b>　　α相對(duì)揮

83、發(fā)度</b></p><p><b>　　μ粘度Pas</b></p><p>　　F原料進(jìn)量或流率Kmol/s</p><p><b>　　K相平衡常數(shù)</b></p><p>　　L下降液體流率Kmol/s</p><p><b>

84、　　N理論塔板數(shù)</b></p><p>　　P系統(tǒng)的總壓Pa</p><p>　　q進(jìn)料中液相所占分率</p><p>　　r汽化潛熱KJ/Kmol</p><p><b>　　t溫度K</b></p><p>　　V上升蒸氣流率Kmol/s</p>

85、;<p>　　W蒸餾釜的液體量Kmol</p><p>　　hc與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴</p><p>　　hd液體流出降液管的壓頭損失m</p><p>　　hL板上液層高度m</p><p>　　Wc邊緣區(qū)高度m</p><p>　　Wd弓形降壓管寬度m</p>

86、;<p>　　Ws泡沫區(qū)寬度m</p><p>　　Z塔的有效段高度m</p><p>　　ε0板上液層無孔系數(shù)</p><p>　　θ液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間s</p><p>　　ρL液體密度Kg/m3</p><p>　　ρV氣體密度Kg/m3</p><p&

87、gt;　　AT基截面積m2</p><p><b>　　C氣相負(fù)荷參數(shù)</b></p><p>　　C20液體表面張力為20dny.cm-1 時(shí)的氣相負(fù)荷參數(shù)</p><p>　　Cf泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)</p><p>　　d0篩板直徑m

88、 </p><p>　　σ液體表面張力dyn/cm</p><p>　　Wd`降液管寬度m</p><p>　　ρ密度Kg/m3</p><p>　　Aa基板鼓泡區(qū)面積m2</p><p>　　Af總降壓管截面積m2</p><p>

89、<b>　　符號(hào)意義SI</b></p><p><b>　　D塔徑m</b></p><p>　　EV霧沫夾帶量Kg液/Kg氣</p><p>　　F0篩孔動(dòng)能因數(shù)</p><p>　　H0降液管底隙高度m</p><p>　　hp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩?/p>

90、高度m</p><p><b>　　hw出口堰高m</b></p><p>　　hσ與克服表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴</p><p>　　hd降液管壓強(qiáng)降相當(dāng)液柱高度m</p><p><b>　　HT板間距m</b></p><p><b>

91、　　LW堰長(zhǎng)m</b></p><p>　　Lh塔內(nèi)液體流量m3/h</p><p>　　Ls塔內(nèi)液體流量m3/s</p><p>　　N一層塔板上的篩孔總數(shù)</p><p><b>　　T孔心距m</b></p><p>　　U空塔氣速m/s</p>