化工原理課程設(shè)計之苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計

1、湖南科技大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目：苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計設(shè)計人：班級：學(xué)號：指導(dǎo)老師: 設(shè)計時間:目錄設(shè)計任務(wù)書 3前言 4第一章工藝流程設(shè)計 5第二章塔設(shè)備的工藝計算 6第三章塔和塔板主要工藝尺寸計算 15第四章塔板的流體力學(xué)驗算 18第五章塔板負荷性能圖 21第六章?lián)Q熱器的設(shè)計計算與選型 25第七章主要工藝管道的計算與選擇 28結(jié)束語 30參考文獻 32附錄 33化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：苯甲苯連續(xù)精餾塔（浮閥塔）的設(shè)計一、工藝設(shè)計部分（一）任務(wù)及操作條件1. 基本條件： 含苯 25 （質(zhì)量分數(shù)，下同 ）的原料液以泡點狀態(tài)進入塔， 回流比為最小回流比的 1.2

2、5 倍。2. 分離要求：塔頂產(chǎn)品中苯含量不低于 95 ，塔底甲苯中苯含量不高于2。3. 生產(chǎn)能力：每小時處理 9.4 噸。4. 操作條件：頂壓強為 4 KPa （表壓），單板壓降0.7KPa，采用表壓0.6 MPa的飽和蒸汽加熱。（二）塔設(shè)備類型 浮閥塔。（三）廠址：地區(qū)（年平均氣溫為17.4 C）（四）設(shè)計容1. 設(shè)計方案的確定、流程選擇及說明。2. 塔及塔板的工藝計算 塔高（含裙座） 、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸；塔板流體力學(xué)驗算；塔板的負荷 性能圖；設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表。3. 輔助設(shè)備計算及選型（注意：結(jié)果要匯總） 。4. 自控系統(tǒng)設(shè)計（針對關(guān)鍵參數(shù)） 。5. 圖紙：工藝管道及控制流程圖；塔

3、板布置圖；精餾塔的工藝條件圖。6. 對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論。二、按要求編制相應(yīng)的設(shè)計說明書設(shè)計說明書的裝訂順序及要求如下：1. 封面（設(shè)計題目，設(shè)計人的姓名、班級及學(xué)號等）2. 目錄3. 設(shè)計任務(wù)書4. 前言（課程設(shè)計的目的及意義）5. 工藝流程設(shè)計6. 塔設(shè)備的工藝計算（計算完成后應(yīng)該有計算結(jié)果匯總表）7. 換熱器的設(shè)計計算與選型（完成后應(yīng)該有結(jié)果匯總表）8. 主要工藝管道的計算與選擇（完成后應(yīng)該有結(jié)果匯總表）8. 結(jié)束語（主要是對自己設(shè)計結(jié)果的簡單評價）9. 參考文獻（按在設(shè)計說明書中出現(xiàn)的先后順序編排，且序號在設(shè)計說明書引用時要求標注）10. 設(shè)計圖紙三、主要參考資料1 化工

4、原理； 2 化工設(shè)備機械基礎(chǔ)； 3 化工原理課程設(shè)計； 4 化工工藝設(shè)計手冊四、指導(dǎo)教師安排明平；忠于；東初；黃念東五、 時間安排第17周第18周化工原理課程設(shè)計是化工原理教學(xué)的一個重要環(huán)節(jié)，是綜合應(yīng)用本門課程和有關(guān)其他 課程所學(xué)知識，完成以單元操作為主的一次設(shè)計實踐。通過課程設(shè)計使學(xué)生掌握化工設(shè)計 的基本程序和方法，并在查閱技術(shù)資料、選用公式和數(shù)據(jù)、用簡潔文字和圖表表達設(shè)計結(jié) 果、制圖以及計算機輔助計算等能力方面得到一次基本訓(xùn)練，在設(shè)計過程中還應(yīng)培養(yǎng)學(xué)生 樹立正確的設(shè)計思想和實事、嚴肅負責的工作作風。通過課程設(shè)計，我們可以完全的掌握整個連續(xù)精餾過程的每一個細節(jié)，并且能夠綜合 運用所學(xué)的知識處

5、理工業(yè)生產(chǎn)中的實際問題。為不久的將來把知識轉(zhuǎn)化為生產(chǎn)力打下了堅 實的基礎(chǔ)。本次課程設(shè)計主要是從以下四個方面進行的：工藝流程設(shè)計；塔設(shè)備的工藝計算；換 熱器的設(shè)計計算與選型；主要工藝管道的計算與選擇。 課程設(shè)計還會有各種設(shè)計圖紙和 參考文獻等。特別感謝明平老師、忠于老師、東初老師、黃念東老師、周珊同學(xué)（生科院 09 微生 物）。在他們的支持下我的課程設(shè)計才順利完成。第一章 工藝流程設(shè)計本設(shè)計任務(wù)為分離苯 -甲苯混合物。對于該二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。 設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用 全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)

6、品冷卻器冷卻后送至儲罐。 該物系屬易分離物系， 最小回流比較小， 故操作回流比取最小回流比的 1.25 倍。塔釜采用 間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的流程的組成包括原料貯槽、原料泵、甲苯貯槽、甲苯泵、 甲苯冷凝器、原料液預(yù)熱器、再沸器、原料加熱器、全凝器、苯冷卻器、精餾塔、事故槽、 蒸汽分配缸、回流罐、苯中間貯槽、苯貯槽、苯泵等附屬設(shè)備第二章塔設(shè)備的工藝計算2.1操作條件、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)及相關(guān)參數(shù)操作條件塔頂壓力4KPA進料熱狀態(tài)泡點進料回流比為最小回流比的1.25倍塔底加熱蒸氣壓力 0.6Mpa （表壓）單板壓降0.7kPa?；A(chǔ)數(shù)據(jù)進料中苯含量（質(zhì)量分數(shù)）25%

7、塔頂苯含量（質(zhì)量分數(shù)）95%塔釜苯含量（質(zhì)量分數(shù)）2%生產(chǎn)能力（噸/小時）9.4相關(guān)物性參數(shù)苯和甲苯的物理參數(shù)見下表 :分子式相對分子質(zhì)量沸點c臨界溫度c臨界壓力KPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.56833.4甲苯（B）C7H892.13g/mol110.6318.574107.7ABC苯6.1206.35220.34甲苯6.0781343.94219.58苯、甲苯的相對密度見下表:溫度C)8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0液體表面力見下表:溫度C)8090100110120苯21

8、.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31苯甲苯液體粘度見下表:mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2282.2精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量Ma=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量Mb=92.13 kg/kmol0.25/78.11xF= 0.25/78.11 0.75/92.13 =0.2810.95/78.11xD= 0.95/78.11 0.05/92.13=0.9570.02/78.11xW= 0

9、.02/78.11 0.98/92.13=0.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf= 0.281 X 78.11+ (1-0.281 ) x 92.13=88.19kg/kmolMd= 0.957 x 78.11+ (1-0.957 ) x 92.13=78.71 kg/kmolMw= 0. x 78.11+ (1-0. )x 92.13=91.79kg/kmol223物料衡算生產(chǎn)能力9400kg/h9400塔頂產(chǎn)量D= 78.71 =11.943kmol/h總物料衡算F=119.43+W苯物料衡算0.25F=0.95 x 11.943+0.02W聯(lián)立解得F =36.348 kmol/hW

10、=24. kmol/h2.3全塔效率Et依據(jù)4-18Et=0.17-0.616錯誤!未找到引用源根據(jù)塔頂、塔底液相組成查 4-231，求得塔平均溫度為95.15 C,該溫度下料液相平均粘度為:m=0.281 苯+(1-0.281 )甲苯=0.281 x 0.267+0.719 x 故 ET=0.17-0.616錯誤!未找到引用源。=0.51752%2.4塔板數(shù)的確定理論塔板層數(shù)NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。2.4.1.1. 繪 t-x-y 圖和 x-y 圖由手冊查的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一苯(101.3KPa ) /% (mol )溫度tc液相中苯的摩爾分率x氣

11、相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.7915.0029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.0

12、98.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x-y圖圖一萃一甲崗*系t-x-yS圖o曲 L A x ILJIIIII IU 心 Hl Of03a斗0U6OJH82412最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，貝UXF =Xq，在圖二中對角線上，自點(0.281,0.281 )作垂線即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為yq = 0.486xq=0.281故最小回流比為XD_0.957 0.486Rmin=yq Xq = 0.486 0.281 =2.298則操作回流比為R= 1.25

13、Rmin =1.25 X 2.298=2.873241.3精餾塔氣、液相負荷的確定L=RD=2.873 X 119.43=343.12kmol/hV=(R+1)D= (2.873+1 ) X 119.43=462.55 kmol/hL =L+F=343.12+363.48=706.60kmol/hV =V=462.55kmol/h2.4.1.4. 求操作線方程精餾段操作線方程為DVxD343.12x462.55119.43462.550.9570.742x+0.247提餾段操作線方程為y匕XV706.60 , 244.05x462.55462.550.0241.561x+0.0132.4.1.

14、5. 圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示。求解結(jié)果為總理論塔板數(shù)Nt=17 （包括再沸器）進料板位置Nf=8實際塔板數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)N精=7/0.52=13.4614提餾段實際板層數(shù)N提=10/0.52=19.23202.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算操作壓力計算塔頂操作壓力PD=4+101.3=105.3kPa每層塔板壓降A(chǔ)P=0.70 kPa進料板壓力PF=105.3+0.70 x14=115.1kPa精餾段平均壓力Pm=(105.3+115.1 )/2=110.2 kPa操作溫度計算由圖二得出塔頂溫度tD=81.10 oC進料板溫度tF=97.56 oC精餾

15、段平均溫度tm=(81.10+97.56 )/2=89.32 oC平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 xD =y 1=0.957 ，查圖二得x1=0.90MVDm=0.957 x 78.11+ (1-0.957 )x 92.13=78.71 kg/kmol MLDm = 0.90 x 78.11+ (1-0.90 ) x 92.13=79.51 kg/kmol 進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖二解理論板，得MVFm=0.4282x78.11+(1-0.4282 )x92.13=86.13 kg/kmolMLFm=0.2665 X 78.11+ (1-0.2665 ) X 92.13=88.25k

16、g/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量Mvm= (78.71+86.13 ) /2=82.42 kg/kmolMLm= (79.51+88.25 ) /2=83.88 kg/kmol平均密度計算2.5.4.1. 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即VmPmMVmRTm105.15 82.428.314 ( 89.32273.15)2.88 kg/m32.5.4.2.液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/ Lm=ai / i塔頂液相平均密度的計算有tD=81.10 oC，查手冊得a=812 kg/m3b=809 kg/m3_ 1LDm =0.957/8120.043/809883.55kg

17、/m3進料板液相平均密度計算有tF=97.46 oC，查手冊得A=789kg/m3B=797kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率OCA=0.2665 78.110.2665 78.110.7335 92.130.238LFm 10.238/7890.762/797794.91kg/m3精餾段液相平均密度為Lm= (883.55+794.91 ) /2=839.23kg/m3液體平均表面力計算 液相平均表面力依下式計算，即Lmx i塔頂液相平均表面力的計算有tD=81.10 oC，查手冊得a=21.10 mN/mB=21.30 mN/mLDm =0.957 X 21.10+0.043 X 21.30=

18、21.11 mN/m進料板液相平均表面力的計算有tF=97.46 oC，查手冊得a=19.10 mN/mB=19.60 mN/mLFm=0.323 X 19.10+0.677 X 19.60=19.44 mN/m 精餾段液相平均表面力為Lm=(21.11+19.44 ) /2=20.28 mN/m液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度的計算由tD=81.10oC，查得a =0.302b=0.304LDm =0.957 X 0.302+0.043 X 0.304=0.302 mPa ?s進料板液相平均粘度的計算由tF=97.46oC，查手冊得a =0.26b=0.29LFm

19、=0.2665 X 0.26+0.7225 X 0.29=0.280 mPa ?s精餾段液相平均粘度為m= (0.302+0.280 ) /2=0.291 mPa ?s2.6精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=(2.873+1) X 11.943=46.255 kmol/h精餾段的氣、液相體積流率為VsVMVm3600 Vm462.55 82.4236002.880.368 m3/sLsLMLm3600 Lm331283880.00095m3/s3600 839.233/s第三章塔和塔板主要工藝尺寸計算3.1塔徑D參考表4-1初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度hl=0.06m。故HT-

20、hl=0.40-0.06=0.34mLh（ l）i/2 = O.O。095 3600（839.23）i /2 =0 0441Vh（ v 0.368 3600（ 2.88）查圖4-5得C20=0.072，依是4-23校正到物系表面力為20.4mN/m 時的C,即C=C20（）0.2=0.072 （錯誤!未找到引用源。）0.2=0.072320Umax = CLV =0.0723錯誤!未找到引用源。=1.232m/s取安全系數(shù)為0.70，則u= 0.7u max =0.70 X 1.232=0.862m/s4VS4 0.368故 d= s = .=0.731mV u 3.14 0.862按標準塔徑

21、圓整后為2 2-171頁D=0.8m塔截面積為A訐 D20.82 0.5024 m244實際空塔氣速為u=0.368 =0.733m/s錯誤!未找到引用源。0.50243.2溢流裝置 采用但溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下3.2.1. 溢流堰 lw 區(qū)堰長 lw 為 0.66D ，即Lw=0.66 0.8=0.528m3.2.2. 出口堰高 hwHw=hl-how由 lw/D=0.528/0.8=0.66, Lh/lw 2.5=3.42/0.528 2.5=17.1m, 查圖 4-9 1 ，知 E 為 1.05，依式 4-25 1 ，即How=錯誤!未找到引用

22、源。E（錯誤!未找到引用源。）2/3=錯誤!未找到引用源。 1.05（錯誤!未找到引用源。 ）2/3 =0.013m故 hw=0.06-0.013=0.047m3.2.3. 降液管的寬度 Wd 與降液管的面積 Af由 lw/D=0.66 查圖 4-11 1 ，得 Wd/D=0.124 ，Af/A T=0.0722故 Wd=0.124D=0.125 0.8=0.1mAf=0.0722 錯誤!未找到引用源。 D2=0.0722 0.758 0.82=0.035m 2 由式 4-29 1計算液體在降液管中停留時間以檢測降液管面積，即LS錯誤!未找到引用源。=錯誤!未找到引用源。=14.74（ 5S符

23、合要求）3.2.4. 降液管底隙高度 ho取液體通過降液管底隙的流速 u0=0.08m/s ，依式 4-30 1計算降液管底隙高度 ho, 即h。36001 wuo則 h3.42=0.020m03600 0.582 0.08h w-h 0=0.047-0.020=0027m3.3塔板的布置因D=0.8=0.80m，所以采用分塊式3.3.1. 邊緣區(qū)寬度確定取ws Ws 0.065m，Wc=0.035m。開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按4-31計算, 2Aa2(x . r2x2- sin180其中 x=D (Wd WS)08-(0.10+0.065)=0.235m2 2r=D Wc -0.=0.3

24、65m2 2Aa=0.308m3.4篩孔數(shù)n與開孔率d=5mm。苯一甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用S =3mm碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角排列，取孔中心距t為t=3.0 d 0=3.0 x 5.0=15.0mm依式4-331篩孔數(shù)目n為n=1.155A=1581.1 個依式4-321計算塔板上開孔區(qū)的開孔率為，即卩=0.907 （蟲）2=0.907（）2=10.1% （在 5%-15%圍）t0.015每層塔板上的開孔面積Ao為Ao= Aa=0.101 X 0.308=0.0311m 2氣體通過閥孔的氣速為Aq0.31111.83 m/s3.5塔有效高度Z （精餾段）Z= (14-1) X

25、0.4=3.6m第四章 浮閥的流體力學(xué)驗算4.1 浮閥塔的布置選用十字架型圓盤浮閥，閥徑為 50mm。閥重30-32克。塔板上孔徑為 40mm, 最大開度 8mm 。4.1.1. 開孔速度由公式 Wo kp =( )0.51 求閥孔的臨界速度。精餾段 Wo kp =( )0.51 =6.92 m/s提留段 Wo kp =( )0.51 =6.61m/s 上下兩段相應(yīng)的閥孔動能因數(shù)為：Fo=6.29 X =11.33Fo1=6.61 X =11.32均屬于正常操作圍。4.1.2. 開孔率由公式=X 100%求得：精餾段 =X 100%=13.3%提留段 =X 100%=11.9%考慮到塔板加工方

26、面起見，上下兩段的開孔率均采用二13%4.1.3. 閥孔總面積 由公式Ao=A TX%求得:4.1.4. 浮閥總數(shù)由公式 No=Ao/(0.785 X (do) 2)求得：No=0.275/(0.785 X (0.04)2)=218.94.1.5. 塔板上布置浮閥的有效操作面積已知 Wd=0.204取 WF=0.070 ；Wc=0.05;由公式可求：x=D/2-(Wd+WF)=1.7/2-(0.204+0.070)=0.576m=D/2-Wc=1.7/2-0.050=0.80m由公式 A=2x X 可得塔板上布置浮閥的有效操作面積為：A=20.576 X =1.53m塔板有效操作面積為：=X

27、100%=72.2%4.1.6. 浮閥的排列t，與此相應(yīng)的每排浮閥采用等腰三角形叉排排列。設(shè)垂直于液流方向的閥孔中心間距為浮閥中心線之間間距t仁75mm，由公式t=求得：t=0. 取 t=90mm4.2 霧沫夾帶量 ev 的驗算液沫夾帶量由 4-41 1 計算5.7 103.2Ht hfhf=2.5hL=2.5 X 0.06=0.156則ev0.013 kg 液/kg 氣0.1 kg 液/kg 氣5.7 10（0.82嚴20.28 10 3（ _）所以本設(shè)計中液沫夾帶ev在允許圍。故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶 4.3漏液的驗算對篩板塔，漏液點氣速U0，min由下式算得u0,min 4.4

28、C0J 0.0056 0.13hL h0 L / v/839.234.4 0.78 0.00560.13 0.060.00197=6.7m/s 2.88實際孔速 U0=11.83m/s U0, min穩(wěn)定系數(shù)為KU0u 0,min11.831.73 1.56.7故在本設(shè)計中無明顯漏液。4.4液泛驗算為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層 Hd高應(yīng)服從下式H dH T hw板上不設(shè)計進口堰，hd可由4-45算得hd 0.153 u0 20.153 0.072 20.00124 m 液柱Hd可由4-44算得Hd=h p+ hL+ hdHd = 0.+0.060+0.00124=0.112m 液柱苯甲苯物系屬

29、一般物系，取 =0.5 ，則( HT +h w)=0.5 (0.4+0.047 )=0.223mH dH T hw則本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算?？梢哉J為精餾段塔徑及工藝尺寸是合適的第五章塔板負荷性能圖5.1霧沫夾帶線依據(jù)式4-41以 ev=0.1 kg 液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下:Ua =5.7 10 6UaHt hfVs3.2ATAf0.2828 0.0352.22Vshf=2.5h l=2.5 (how +hw)hW=0.047mlw=0.528mhoW=2.8400(3600s)2/30,528 丿故 hf=0.118+5.5 L2/35.7 10

30、620.28 10 32.22Vs2 /30.4 0.118 5.5Ls3.2=0.1(1)整理得 Vs 1.29 25.16Ls2/3在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如附表1附表1Ls，m 3/s0.000030.000060.00050.001Vs，m3/s1.111.050.970.26由上表可作出液沫夾帶線（1），如附錄四：設(shè)計圖紙4.塔板的負荷性能圖所示5.2液泛線聯(lián)立式4-44及式4-46得(Hthw) hphwhowhd近似取E 1.0lw 0.528m2/333600 Lshow 2.84 10 El whw2/32.2ls由式 4-341,hp hchL

31、 h由式4-3522UovVs2.882hc 0.0510.0510.0860VsCoL0.840.0537839.23由式4-37等得hc0 ( hwhw)0.61(0.0472/32 /32.2Ls )0.0284 1.342Lsh 0.00207m22/3hp0.086Vs 0.0284 1.342 Ls0.0020722/30.303 0.086Vs1.342Ls由式 4-451, hd0.153Lslw * ho0.153(Ls0.528 0.0201372Ls20.5等代入4-44及式4-46的聯(lián)立式得:將 Ht 為 0.3m , hw 0.047m ,22/322/30.5(0.

32、3 0.039) 0.303 0.0860Vs1.342Ls0.047 1372Ls 2.2Ls222/3Vs 1.6 15953.5 Ls29.56Ls(2)在操作圍取若干個Ls值，依(2)式計算Vs值，列于附表2，依表中數(shù)據(jù)做液泛線附表2Ls，m 3/s0.000030.000060.00050.001Vs，m3/s1.4211.3161.1450.927由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線（2），如附錄四：設(shè)計圖紙4.塔板的負荷性能圖所示:5.3液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為4秒，由式4-29Lsmax H1：Al 0.4 0.035 0.0035m 2/s(3)4液相負荷上限線（3）在V

33、s-Ls坐標圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線。 如下圖三所示:（四）漏液線（氣相負荷下限線）（4）九hwgw 0-047 22Ls2/3Uow 器uow 4.43C。、0.0056 0.13hL h L/ VAo4.4 0.84 0.0056 0.0130.039 0.8462Ls2 0.0020 839.232.88A前面已算出為0.0311m2代入上式整理得:2/3Vs,min 3.14、：0.01003 0.122Ls（4）此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作圍任取n個Ls值，依（4）式計算相應(yīng)的Vs值,列于附表3，附表3Ls，m 3/s0.00010.00050.0010.005Vs，m3/s0

34、.33790.34090.34790.3621依據(jù)附表3中的數(shù)據(jù)做氣相負荷下限線（4），如附錄四：設(shè)計圖紙4.塔板的負荷性 能圖所示：（五）液相負荷下限線（5）取平堰，堰上液層高度how 0.006m作為液相負荷下限條件依式4-45取E 1.0貝U2.841000E(3600 Ls,min)2/30.0062.84 (3600Ls,min 嚴31000(0.70(5)整理上式得 Ls,min5.62 10 4m3 /s依此值在Vs-Ls圖上做線（5）即為液相負荷下限線。如附錄四：設(shè)計圖紙4.塔板的負荷性能圖所示:第六章 換熱器的設(shè)計計算與選型6.1 原料預(yù)熱器的計算含 25%的苯和 75%的甲

35、苯混合物在進料前經(jīng)過初步的預(yù)熱，加熱介質(zhì)用塔釜留出產(chǎn) 品的余熱加熱，混合物料通入管程，塔釜產(chǎn)品通過殼程?；旌衔锪系某跏紲囟葹槭械貐^(qū)平均氣溫 17.4 C,出口溫度為40 C,故混合物料的定 性溫度 tm= ( 17.4+40)/2=28.7 C,塔釜產(chǎn)品的初始溫即為塔釜溫度，根據(jù)試差法計算得塔釜溫度為82.1 C .其出口溫度為40 C,則產(chǎn)品的定性溫度為 Tm= (81.1+40 ) /2=60.05 C .兩流體的溫差為 Tm-tm=60.05-28.7=31.35 Cv 50 C 因此,選用固定板式列管換熱器。計算熱負荷 Q 按照管釜殘液計算,即Q=WhCph(T1-T2)=錯誤!未找到

36、引用源。=1.034 X 106W計算平均溫度,并確定殼程數(shù)。逆流溫度蟲m =(也-2)/錯誤!未找到引用源。二錯誤!未找到引用源。=30.8 CAtm =30.8 CR=錯誤!未找到引用源。=錯誤!未找到引用源。=1.82P=錯誤!未找到引用源。=錯誤!未找到引用源。=0.355由R和P插圖2-13 (a)得 a=1，所以Atm=壯 /tm =1 x 30.8=30.8 C又機=0.8，故可選用單殼程的列管換熱器。6.1.5. 初選換熱器規(guī)格根據(jù)管為有機液體，管外為水，K值圍為280-850W/(m 2. C),初選Ko=500 W/(m 2. C)故初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸如下 3 ：

37、公稱面積12.2m2公稱直徑325mm管程2管子總根數(shù)32中心排管數(shù)14管程流通面積0.0050m2列管長度3000mm管子直徑25X 2.5mm管子排列方法形旋轉(zhuǎn) 45So=錯誤!未找到引用源。ndo(L-0.1)=3.14 x 32x 0020x 2.999=6.03m 26.2. 塔釜再沸器塔釜采用0.6mpa(表壓)飽和水蒸汽加熱，溫度 T=164.8 C而t2=120 , t仁tw=97.6則 /仁T-t1= 67.2 C. /2=T-t2=44.8 C/tm= 錯誤!未找到引用源。 =55.31 C由于塔釜幾乎為甲苯，則可用純甲苯含計算釜殘液的含。即：lvm-llm=r 甲苯=36

38、3 x 92.13=33443.20kJ/kmol而被加熱量 qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s故加熱量 Qw=qmr=33443.2 x0.0164=549.5kJ/s由于At=t2-t1=22.4 C溫度差很小，可選用固定管板式換熱器 傳熱面積 A=Qw/K Am=459.5 x 1000/(500 x 55.31)=11.62m 2 由于tD=81.1 C,查液體比汽化熱共線圖1可得r苯=392kJ/kg可選用換熱器規(guī)格如下：公稱面積公稱直徑管程管子總根數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積列管長度管子直徑管子排列方法6.3. 塔頂全凝器12.2m2400mm4146

39、140.0065m21500mm25 x 3mm正三角形t2=30.4C塔頂溫度tD=81.1 C ,冷凝水溫度t1=17.4 C 所以At仁 tD-t1=81.1-17.4=63.7 C At2=tD-t2=81.1-30.4=50.7CAtm= 錯誤!未找到引用源。 =57.04C即 r 苯=3061 9. 1 2kJ/kmol塔頂被冷凝量 qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s則冷凝熱為 QD=qmr苯=30619.12 x0.0128=393.24kJ/s取傳熱系數(shù) K=500w/cm2k.則傳熱面積 A=Q d/K Atm=393.24 x 1000/(

40、500 x 57.04)=13.8m由于At=t2-t1=13 C溫度差較小，可選用固定管板式換熱器 o 可選用規(guī)格如下：公稱面積14.0m2公稱直徑400mm管程2管子總根數(shù)94中心排管數(shù)11流通面積0.0148m2列管長度2000mm管子直徑25 x 2.5mm管子排列方法正三角形第七章主要工藝管道的計算與選擇7.1塔頂蒸氣出口管的直徑dv塔頂蒸汽流量V=錯誤!未找到引用源。=錯誤!未找到引用源。=0.2823m3/S取管蒸汽流速u=15m/sdv4 0.28233.14 15則管徑dv0.155m =155mm故選取回流管規(guī)格外徑X厚度 168 x 5mm，則管徑d=158mm.所以塔頂

41、蒸汽接管實際流量u=錯誤!未找到引用源。=14.405m/s7.2.回流管的直徑dR回流流量L=59.15kmol/h。塔頂液相平均摩爾質(zhì)量 M=88.19kg/kmol ,錯誤!未找到引用源。平均=2.88kg/m3。則液體流量 Vl=(LM)/錯誤！未找到引用源。=(59.15 X 88.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503取管流速2.0m/s則管徑4Ls4 0.503 0.566m=566mmuv3.14 2.0故選取回流管規(guī)格外徑X厚度 600 x 15m m.則管直徑d=570mm回流管實際流量u=(4v)/(錯誤味找到引用源。d2)=1.972m/s7.3. 進料管

42、的直徑dF采用直管進料F=36.34kg/h 平均密度pF=788.5kg/m3.平均摩爾質(zhì)量 MF=88.19kg/mol ，則體積流量 V=FMf/p F=0.00113m3/s取管流速為u=0.6m/s則管徑-4LTU 0.00113 sc “dF f j 0.049m=49mmUf , 3.14 0.6故可選取進料管規(guī)格57 X 3.5，貝U管徑d=50mm.進管實際流速u=(4V)/(錯誤!未找到引用源。d2)=0.576m/s7.4. 塔底出料管的直徑dW塔釜 w=24.45kmpl/h, 錯誤!未找到引用源。m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol故體積流量 V=

43、錯誤!未找到引用源。=(24.45 X 91.91)/776.8=2.89m3/h=0.00080m3/s取管流速u=0.5m/s則d=錯誤!未找到引用源。=錯誤!未找到引用源。=0.0447m=45mm可取排出管規(guī)格54 X 3，則管徑d=48mm,接管實際流速u=錯誤!未找到引用源。=0.442m/s7.5. 塔頂產(chǎn)品的出口管徑D=11.943kmol/h。 錯誤！未找到引 用源。m=810.3kg/m3, 平均摩爾質(zhì)量M=78.71kg/kmol故塔頂產(chǎn)品體積流量V=錯誤！未找到引用源。=錯誤！未找到引用源。=1.16m3/h=0.00032m3/s取管流速 u=1.5m/s則 d= 錯

44、誤 !未找到引用源。 =錯誤!未找到引用源。故可取產(chǎn)品出口管規(guī)格外徑X厚度 18 X 0.5.則:=0.0164m=16.4mm實際管徑 d=17mm=1.412m/s塔頂產(chǎn)品實際出口流速u=錯誤!未找到引用源結(jié)束語在為期將近兩個禮拜的時間，我終于在老師的引導(dǎo)下，自行圖書館借書、上網(wǎng)搜尋資 料，最終完成了此次課程設(shè)計。本次課程設(shè)計通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計的一 套苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計。通過這次課程設(shè)計我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識，熟悉了大量課程容，懂得了許多做事方 法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門課程的最初本意。從接到課題的那一刻 起我就想著要盡最大努力把完全靠自己把它

45、做全做好。萬事開頭難，出了最小回流我從最簡單的物料衡算開始，把設(shè)計題目中的操作條件轉(zhuǎn) 化為化工原理課程物料衡算相關(guān)的變量最終把物料衡算正確的計算出來。然后是回流比的 確定，應(yīng)用分離工程中的計算式出了最小回流比，然后通過分析確定了放大倍數(shù)求出了實 際回流比。同樣理論塔板數(shù)的計算也是通過復(fù)雜但有序的計算得出。接下來塔的工藝尺寸計算，篩板流體力學(xué)驗算，塔板負荷性能圖計算等一個接一個的 被我們拿下，當然這一路下來并不是一帆風順的。在驗算漏液時我們發(fā)現(xiàn)得出的驗算值小 于規(guī)定值，這一下打亂了行進步驟。在重新取了一個稍大的孔心距后通過驗算漏液問題得 到順利解決。這次歷時近兩周的的課程設(shè)計把平時所學(xué)的理論知識

46、運用到實踐中，使我們對書本上 所學(xué)理論知識有了進一步的理解，也使我們自主學(xué)習(xí)了新的知識并在設(shè)計中加以應(yīng)用。此 次課程設(shè)計也給我們提供了很大的發(fā)揮空間，我積極發(fā)揮主觀能動性獨立地去通過書籍、 網(wǎng)絡(luò)等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)和標準，確定設(shè)計方案。通過這次課程設(shè)計提高了我 的認識問題、分析問題、解決問題的能力。每做一件事情都是十分不容易的，如果要做好更是不容易。表面上來看一件事情，不 少人會覺得我們的課程設(shè)計很簡單，特別是用電子稿的會更簡單。我想說的是，用電子檔 的十分的不容易，里面有好多的公式編輯，在 word 里面找到一個符號都是十分的不容易 的。用電子稿的時候，你不能夠很方便的看到自己前面編寫的設(shè)計，有時候我們不一定就 能夠記住我們自己前面編輯好和算好了的數(shù)據(jù)，后面要用到的時候，我們必須自己翻到前 面去看，而且這次的設(shè)計，里面有好多的