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

1、化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目： 苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)人： 班級(jí)： 學(xué)號(hào)： 指導(dǎo)老師： 設(shè)計(jì)時(shí)間： 目 錄設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)3前言4第一章 工藝流程設(shè)計(jì)5第二章 塔設(shè)備的工藝計(jì)算6第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算15第四章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算18第五章 塔板負(fù)荷性能圖21第六章 換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算與選型25第七章 主要工藝管道的計(jì)算與選擇28結(jié)束語(yǔ)30參考文獻(xiàn)32附錄33化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目：苯甲苯連續(xù)精餾塔（浮閥塔）的設(shè)計(jì)一、工藝設(shè)計(jì)部分（一）任務(wù)及操作條件1. 基本條件：含苯25(質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同)的原料液以泡點(diǎn)狀態(tài)進(jìn)入塔內(nèi)，回流比為最小回流比的1.25倍。2. 分離要求：塔頂產(chǎn)品

2、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(shí)處理9.4噸。4. 操作條件：頂壓強(qiáng)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：湘潭地區(qū)（年平均氣溫為17.4）（四）設(shè)計(jì)內(nèi)容1. 設(shè)計(jì)方案的確定、流程選擇及說(shuō)明。2. 塔及塔板的工藝計(jì)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(yàn)算；塔板的負(fù)荷性能圖；設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表。3. 輔助設(shè)備計(jì)算及選型（注意：結(jié)果要匯總）。4. 自控系統(tǒng)設(shè)計(jì)（針對(duì)關(guān)鍵參數(shù)）。5. 圖紙：工藝管道及控制流程圖；塔板布置圖；精餾塔的工藝條件圖。6. 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)

3、述或有關(guān)問(wèn)題的分析討論。二、按要求編制相應(yīng)的設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的裝訂順序及要求如下：1. 封面（設(shè)計(jì)題目，設(shè)計(jì)人的姓名、班級(jí)及學(xué)號(hào)等）2. 目錄3. 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)4. 前言（課程設(shè)計(jì)的目的及意義）5. 工藝流程設(shè)計(jì)6. 塔設(shè)備的工藝計(jì)算（計(jì)算完成后應(yīng)該有計(jì)算結(jié)果匯總表）7. 換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)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(jì)算與選擇（完成后應(yīng)該有結(jié)果匯總表）8. 結(jié)束語(yǔ)（主要是對(duì)自己設(shè)計(jì)結(jié)果的簡(jiǎn)單評(píng)價(jià)）9. 參考文獻(xiàn)（按在設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)中出現(xiàn)的先后順序編排，且序號(hào)在設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)引用時(shí)要求標(biāo)注）10. 設(shè)計(jì)圖紙三、主要參考資料1 化工原理；2 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)；3 化工原理課程設(shè)計(jì)

4、；4 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)四、指導(dǎo)教師安排 楊明平；胡忠于；陳東初；黃念東五、時(shí)間安排 第17周第18周前 言化工原理課程設(shè)計(jì)是化工原理教學(xué)的一個(gè)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(shí)，完成以單元操作為主的一次設(shè)計(jì)實(shí)踐。通過(guò)課程設(shè)計(jì)使學(xué)生掌握化工設(shè)計(jì)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(jiǎn)潔文字和圖表表達(dá)設(shè)計(jì)結(jié)果、制圖以及計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算等能力方面得到一次基本訓(xùn)練，在設(shè)計(jì)過(guò)程中還應(yīng)培養(yǎng)學(xué)生樹(shù)立正確的設(shè)計(jì)思想和實(shí)事求是、嚴(yán)肅負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，我們可以完全的掌握整個(gè)連續(xù)精餾過(guò)程的每一個(gè)細(xì)節(jié)，并且能夠綜合運(yùn)用所學(xué)的知識(shí)處理工業(yè)生產(chǎn)中的實(shí)際問(wèn)題。為不久的將來(lái)把知識(shí)轉(zhuǎn)化

5、為生產(chǎn)力打下了堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。本次課程設(shè)計(jì)主要是從以下四個(gè)方面進(jìn)行的：工藝流程設(shè)計(jì)；塔設(shè)備的工藝計(jì)算；換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算與選型；主要工藝管道的計(jì)算與選擇。 課程設(shè)計(jì)還會(huì)有各種設(shè)計(jì)圖紙和參考文獻(xiàn)等。特別感謝楊明平老師、胡忠于老師、陳東初老師、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(jì)才順利完成。第一章 工藝流程設(shè)計(jì)本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于該二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。該物系屬易分離物系，最小回流比

6、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(chǔ)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(jì)算2.1 操作條件、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)及相關(guān)參數(shù)2.1.1 操作條件塔頂壓力4KPA進(jìn)料熱狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)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。2.1.2 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）25%塔頂苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）95%塔釜苯

7、含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）2%生產(chǎn)能力（噸/小時(shí)）9.42.1.3相關(guān)物性參數(shù)苯和甲苯的物理參數(shù)見(jiàn)下表1：分子式相對(duì)分子質(zhì)量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓力KPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.56833.4甲苯（B）C7H892.13g/mol110.6318.574107.7飽和蒸汽壓：苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程計(jì)算1：ABC苯6.0231206.35220.34甲苯6.0781343.94219.58苯、甲苯的相對(duì)密度見(jiàn)下表1：溫度（）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0液體表面張力見(jiàn)下

8、表1：溫度（）8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31苯甲苯液體粘度見(jiàn)下表1：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2.2.1 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/kmolxF=0.281xD=0.957xW=0.0242.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF= 0.281×78

9、.11+（1-0.281）×92.13=88.19kg/kmolMD= 0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kg/kmol2.2.3 物料衡算生產(chǎn)能力 9400kg/h塔頂產(chǎn)量 D=11.943kmol/h總物料衡算 F=119.43+W苯物料衡算 0.25F=0.95×11.943+0.02W聯(lián)立解得 F =36.348 kmol/h W=24.045 kmol/h2.3全塔效率ET依據(jù)4-181 ET=根據(jù)塔頂、

10、塔底液相組成查4-231,求得塔平均溫度為95.15，該溫度下料液相平均粘度為：m=0.281苯+（1-0.281）甲苯=0.281×0.267+0.719×=0.51752%2.4 塔板數(shù)的確定2.4.1 理論塔板層數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，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(cè)1查的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一 苯（101.3KPa）/%（mol）溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.

11、8102.7915.0029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x-y圖。圖一圖二2.4.1.2.最

12、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?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，則xF =xq，在圖二中對(duì)角線上，自點(diǎn)（0.281,0.281）作垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq = 0.486 xq=0.281故最小回流比為Rmin=2.298則操作回流比為 R= 1.25Rmin =1.25×2.298=2.8732.4.1.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定L=RD=2.873×119.43=343.12kmol/hV=(R+1)D=（2.873+1）×119.43=462.55 kmol/hL=L+F=343.12+363.48=706.60kmol/hV=

13、V=462.55kmol/h2.4.1.4.求操作線方程精餾段操作線方程為0.742x+0.247 提餾段操作線方程為 1.561x+0.0132.4.1.5.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(jìn)料板位置 NF=82.4.2.實(shí)際塔板數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=7/0.52=13.4614提餾段實(shí)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(jì)算2.5.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 PD=4+101.3=105.3kPa每層塔板壓降 P=0.70 kPa進(jìn)料板壓力 PF=105.3+0.7

14、0×14=115.1kPa精餾段平均壓力 Pm=（105.3+115.1）/2=110.2 kPa2.5.2. 操作溫度計(jì)算由圖二得出塔頂溫度 tD=81.10 ºC進(jìn)料板溫度 tF=97.56 ºC精餾段平均溫度 tm=（81.10+97.56）/2=89.32 ºC2.5.3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=0.957，查圖二得 x1=0.90MVDm=0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.90×78.11+（1-0.90）×92.

15、13=79.51 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖二解理論板，得 MVFm=0.4282×78.11+（1-0.4282）×92.13=86.13 kg/kmol MLFm=0.2665×78.11+（1-0.2665）×92.13=88.25kg/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/kmol2.5.4.平均密度計(jì)算2.5.4.1. 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 Vm= kg/m32.5.4.2. 液相平均密度計(jì)算液相平

16、均密度依下式計(jì)算，即1/ Lm= 塔頂液相平均密度的計(jì)算有tD=81.10 ºC，查手冊(cè)1得 A=812 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm= kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算有tF=97.46 ºC，查手冊(cè)1得A=789kg/m3 B=797kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A= LFm= kg/m3 精餾段液相平均密度為 Lm=（883.55+794.91）/2=839.23kg/m32.5.5 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算有tD=81.10 ºC，查手冊(cè)1得A=21.10 mN/m B=21.30 mN

17、/mLDm=0.957×21.10+0.043×21.30=21.11 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算有tF=97.46 ºC，查手冊(cè)1得 A=19.10 mN/m B=19.60 mN/mLFm=0.323×19.10+0.677×19.60=19.44 mN/m精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m= （21.11+19.44）/2=20.28 mN/m2.5.6.液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=81.10ºC，查1得 A=0.302 B=0.304=0.957×0.302+0.04

18、3×0.304=0.302 mPas進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF=97.46ºC，查手冊(cè)1得 A=0.26 B=0.29 =0.2665×0.26+0.7225×0.29=0.280 mPas精餾段液相平均粘度為 m=（0.302+0.280）/2=0.291 mPas2.6 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算V=(R+1)D=(2.873+1) ×11.943=46.255 kmol/h精餾段的氣、液相體積流率為m3/sm3/sLh=3.4.2 m3/s第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.1 塔徑D參考表4-11初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度h

19、l=0.06m。故HT-hl=0.40-0.06=0.34m=0.0441查圖4-51得C20=0.072，依是4-23校正到物系表面張力為20.4mN/m時(shí)的C，即C=0.2=0.072（）0.2=0.0723umax=0.0723=1.232m/s取安全系數(shù)為0.70，則u= 0.7umax=0.70×1.232=0.862m/s故 D=0.731m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為2 2-171 頁(yè)D=0.8m塔截面積為AT=m2實(shí)際空塔氣速為u=0.733m/s3.2 溢流裝置采用但溢流、弓形降液管、平行受液盤(pán)及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下。3.2.1.溢流堰lw區(qū)堰長(zhǎng)lw為0.66

20、D，即Lw=0.66 0.8=0.528m3.2.2.出口堰高h(yuǎn)wHw=hl-how由lw/D=0.528/0.8=0.66, Lh/lw2.5=3.42/0.5282.5=17.1m,查圖4-91，知E為1.05，依式4-251，即How=E()2/3= 1.05 ()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4-111，得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722故 Wd=0.124D=0.125 0.8=0.1m Af=0.0722D2=0.07220.7580.82=0.035m2由式4-2

21、91計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢測(cè)降液管面積，即LS=14.74(5S符合要求)3.2.4.降液管底隙高度ho取液體通過(guò)降液管底隙的流速u0=0.08m/s，依式4-301計(jì)算降液管底隙高度ho,即則 =0.020m hW-h0=0.047-0.020=0.027m3.3 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0.065m，Wc=0.035m。3.3.2.開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa按4-311計(jì)算， 其中 x=-(0.10+0.065)=0.235m r=-0.035=0.365m則 Aa=0.308m23.4 篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率苯甲苯體系處理的物系

22、無(wú)腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角排列，取孔中心距t為 t=3.0 d0=3.0×5.0=15.0mm依式4-331篩孔數(shù)目n為n=1581.1個(gè)依式4-321計(jì)算塔板上開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率為，即=0.907（）2=0.907=10.1%（在5%-15%范圍內(nèi)）每層塔板上的開(kāi)孔面積Ao為Ao=Aa=0.101×0.308=0.0311m2氣體通過(guò)閥孔的氣速為u0=m/s3.5 塔有效高度Z（精餾段）Z=（14-1）×0.4=3.6m第四章 浮閥的流體力學(xué)驗(yàn)算4.1浮閥塔的布置選用十字架型圓盤(pán)浮閥，閥徑為50mm。閥重30-32克。塔板上孔

23、徑為40mm,最大開(kāi)度8mm。4.1.1.開(kāi)孔速度由公式Wokp=()0.51求閥孔的臨界速度。精餾段Wokp=()0.51=6.92m/s提留段Wokp=()0.51=6.61m/s上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因數(shù)為：Fo=6.29×=11.33Fo1=6.61×=11.32均屬于正常操作范圍。4.1.2.開(kāi)孔率由公式×100%求得：精餾段×100%=13.3%提留段×100%=11.9%考慮到塔板加工方面起見(jiàn)，上下兩段的開(kāi)孔率均采用13%4.1.3.閥孔總面積由公式Ao=AT×%求得：Ao=2.12×13%=0.275m24.

24、1.4.浮閥總數(shù)由公式No=Ao/(0.785×(do)2)求得：No=0.275/(0.785×(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×可得塔板上布置浮閥的有效操作面積為：A=20.576×=1.53m塔板有效操作面積為：=×100%=72.2%4.1.6.浮閥的排列浮閥采用等腰三角形叉排排列。設(shè)垂直于液

25、流方向的閥孔中心間距為t，與此相應(yīng)的每排浮閥中心線之間間距t1=75mm，由公式t=求得：t=0.093 取t=90mm4.2 霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算液沫夾帶量由4-411計(jì)算hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣所以本設(shè)計(jì)中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶4.3 漏液的驗(yàn)算對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0，min由下式算得 =6.7m/s實(shí)際孔速u0=11.83m/s>u0，min穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。4.4 液泛驗(yàn)算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應(yīng)服從下式 板上不設(shè)計(jì)進(jìn)口堰，hd可由

26、4-451算得 m液柱Hd可由4-441算得Hd=hp+ hL+ hdHd = 0.073+0.060+0.00124=0.112m液柱苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則 =0.5（0.4+0.047）=0.223m 則本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算?？梢哉J(rèn)為精餾段塔徑及工藝尺寸是合適的。第五章 塔板負(fù)荷性能圖5.1 霧沫夾帶線依據(jù)式4-411以ev=0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.047m lw=0.528mhOW=故 hf=0.118+5.5Ls2/3 =0.1整理得 （1）在操作范

27、圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果如附表1。附表1Ls，m3/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(jì)圖紙4. 塔板的負(fù)荷性能圖所示。5.2 液泛線聯(lián)立式4-441及式4-461得近似取 由式4-341， 由式4-351 由式4-371等得 由式4-451，將為0.3m， 等代入4-441及式4-461的聯(lián)立式得： （2）在操作范圍內(nèi)取若干個(gè)值，依（2）式計(jì)算值，列于附表2，依表中數(shù)據(jù)做液泛線附表2Ls，m3/s0.000030.000060.00050.001Vs，m3/s1

28、.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(jì)圖紙4. 塔板的負(fù)荷性能圖所示：.5.3 液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由式4-291 0.0035m2/s （3）液相負(fù)荷上限線（3）在-坐標(biāo)圖上為與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直線。如下圖三所示：（四） 漏液線(氣相負(fù)荷下限線)（4）由 前面已算出為0.0311 代入上式整理得： （4）此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個(gè)值，依（4）式計(jì)算相應(yīng)的值，列于附表3，附表3Ls，m3/s0.00010.00050.0010.005Vs，m3/s0.33790.34090.34790.3621依據(jù)附表3

29、中的數(shù)據(jù)做氣相負(fù)荷下限線（4），如附錄四：設(shè)計(jì)圖紙4. 塔板的負(fù)荷性能圖所示：（五）液相負(fù)荷下限線（5）取平堰，堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件依式4-45 1 取 則 整理上式得 （5）依此值在-圖上做線（5）即為液相負(fù)荷下限線。如附錄四：設(shè)計(jì)圖紙4. 塔板的負(fù)荷性能圖所示：第六章 換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算與選型6.1 原料預(yù)熱器的計(jì)算6.1.1 含25%的苯和75%的甲苯混合物在進(jìn)料前經(jīng)過(guò)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(guò)殼程。6.1.2 混合物料的初始溫度為湘潭市地區(qū)平均氣溫17.4，出口溫度為40，故混合物料的定性溫度tm=（17.4+40）/2=28

30、.7，塔釜產(chǎn)品的初始溫即為塔釜溫度，根據(jù)試差法計(jì)算得塔釜溫度為82.1.其出口溫度為40，則產(chǎn)品的定性溫度為Tm=（81.1+40）/2=60.05.兩流體的溫差為Tm-tm=60.05-28.7=31.3550因此，選用固定板式列管換熱器。6.1.3 計(jì)算熱負(fù)荷Q按照管內(nèi)釜?dú)堃河?jì)算，即Q=Whcph(T1-T2)=1.034×106W6.1.4.計(jì)算平均溫度，并確定殼程數(shù)。逆流溫度tm=(t1-t2)/=30.8tm=30.8R=1.82P=0.355由R和P插圖2-13（a）得t=1，所以tm=ttm=1×30.8=30.8又t=0.8，故可選用單殼程的列管換熱器。6.

31、1.5.初選換熱器規(guī)格根據(jù)管內(nèi)為有機(jī)液體，管外為水，K值范圍為280-850W/(m2.),初選Ko=500 W/(m2.)。故初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸如下3：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(zhǎng)度 3000mm管子直徑 25×2.5mm管子排列方法 正方形旋轉(zhuǎn)45°So=ndo(L-0.1)=3.14×32×0020×2.999=6.03m26.2.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而t2=120，t1=tw=97.6則

32、t1=T-t1= 67.2 .t2=T-t2=44.8tm=55.31由于塔釜幾乎為甲苯，則可用純甲苯含計(jì)算釜?dú)堃旱暮＜矗篒vm-Ilm=r甲苯=363×92.13=33443.20kJ/kmol而被加熱量qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s故加熱量Qw=qmr=33443.2×0.0164=549.5kJ/s由于t=t2-t1=22.4溫度差很小，可選用固定管板式換熱器3，傳熱面積A=Qw/Ktm=459.5×1000/(500×55.31)=11.62m2可選用換熱器規(guī)格如下：公稱面積 12.2m2公稱直徑 400m

33、m管程 4管子總根數(shù) 146中心排管數(shù) 14管程流通面積 0.0065m2列管長(zhǎng)度 1500mm管子直徑 25×3mm管子排列方法 正三角形6.3.塔頂全凝器塔頂溫度tD=81.1,冷凝水溫度t1=17.4，t2=30.4所以t1=tD-t1=81.1-17.4=63.7t2=tD-t2=81.1-30.4=50.7tm=57.04由于tD=81.1，查液體比汽化熱共線圖1可得r苯=392kJ/kg即r苯=30619.12kJ/kmol塔頂被冷凝量qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s則冷凝熱為QD=qmr苯=30619.12×0.0128=3

34、93.24kJ/s取傳熱系數(shù)K=500w/cm2k.則傳熱面積A=QD/Ktm=393.24×1000/(500×57.04)=13.8m2由于t=t2-t1=13溫度差較小，可選用固定管板式換熱器3。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(zhǎng)度2000mm管子直徑25×2.5mm管子排列方法正三角形第七章 主要工藝管道的計(jì)算與選擇7.1 塔頂蒸氣出口管的直徑dV塔頂蒸汽流量V=0.2823m3/S取管內(nèi)蒸汽流速u=15m/s則管徑 m =155mm故選取回流管規(guī)格3外徑×厚度

35、168×5mm，則管內(nèi)徑d=158mm.所以塔頂蒸汽接管內(nèi)實(shí)際流量u=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，平均=2.88kg/m3。則液體流量Vl=(LM)/=(59.15×88.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503取管內(nèi)流速2.0m/s則管徑0.566m=566mm故選取回流管規(guī)格3外徑×厚度600×15mm .則管內(nèi)直徑d=570mm回流管內(nèi)實(shí)際流量u=(4v)/(d2)=1.972m/s7.3.進(jìn)料管的直徑dF采用直管進(jìn)料F=36.

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/pF=0.00113m3/s取管內(nèi)流速為u=0.6m/s則管徑=49mm故可選取進(jìn)料管規(guī)格357×3.5，則管內(nèi)徑d=50mm.進(jìn)管實(shí)際流速u=(4V)/(d2) =0.576m/s  7.4.塔底出料管的直徑dW塔釜w=24.45kmpl/h,m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol故體積流量V=(24.45×91.91)/776.8=2.89m3/h=0.00080m3/s取管內(nèi)流速u=0.5m/s則d=0.0447m=45mm可取排

37、出管規(guī)格354×3，則管內(nèi)徑d=48mm,接管內(nèi)實(shí)際流速u=0.442m/s7.5.塔頂產(chǎn)品的出口管徑D=11.943kmol/h。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=1.16m3/h=0.00032m3/s取管內(nèi)流速u=1.5m/s則d=0.0164m=16.4mm故可取產(chǎn)品出口管規(guī)格3外徑×厚度18×0.5.則：實(shí)際管徑d=17mm塔頂產(chǎn)品實(shí)際出口流速u=1.412m/s結(jié)束語(yǔ)在為期將近兩個(gè)禮拜的時(shí)間，我終于在老師的引導(dǎo)下，自行圖書(shū)館借書(shū)、上網(wǎng)搜尋資料，最終完成了此次課程設(shè)計(jì)。本次課程設(shè)計(jì)通過(guò)給定的生產(chǎn)操作工

38、藝條件自行設(shè)計(jì)的一套苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計(jì)。通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識(shí)，熟悉了大量課程內(nèi)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做全做好。 萬(wàn)事開(kāi)頭難，出了最小回流我從最簡(jiǎn)單的物料衡算開(kāi)始，把設(shè)計(jì)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(jì)算出來(lái)。然后是回流比的確定，應(yīng)用分離工程中的計(jì)算式出了最小回流比，然后通過(guò)分析確定了放大倍數(shù)求出了實(shí)際回流比。同樣理論塔板數(shù)的計(jì)算也是通過(guò)復(fù)雜但有序的計(jì)算得出。接下來(lái)塔的工藝尺寸計(jì)算，篩板流體力學(xué)驗(yàn)算，塔板負(fù)荷性能

39、圖計(jì)算等一個(gè)接一個(gè)的被我們拿下，當(dāng)然這一路下來(lái)并不是一帆風(fēng)順的。在驗(yàn)算漏液時(shí)我們發(fā)現(xiàn)得出的驗(yàn)算值小于規(guī)定值，這一下打亂了行進(jìn)步驟。在重新取了一個(gè)稍大的孔心距后通過(guò)驗(yàn)算漏液?jiǎn)栴}得到順利解決。這次歷時(shí)近兩周的的課程設(shè)計(jì)把平時(shí)所學(xué)的理論知識(shí)運(yùn)用到實(shí)踐中，使我們對(duì)書(shū)本上所學(xué)理論知識(shí)有了進(jìn)一步的理解，也使我們自主學(xué)習(xí)了新的知識(shí)并在設(shè)計(jì)中加以應(yīng)用。此次課程設(shè)計(jì)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(dòng)性獨(dú)立地去通過(guò)書(shū)籍、網(wǎng)絡(luò)等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)，確定設(shè)計(jì)方案。通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)提高了我的認(rèn)識(shí)問(wèn)題、分析問(wèn)題、解決問(wèn)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(lái)看一件事情，不少人會(huì)覺(jué)得我們的課程設(shè)計(jì)很簡(jiǎn)單，特別是用電子稿的會(huì)更簡(jiǎn)單。我想說(shuō)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(gè)符號(hào)都是十分的不容易的。用電子稿的時(shí)候，你不能夠很方便的看到自己前面編寫(xiě)的設(shè)計(jì)，有時(shí)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(shí)候，我們必須自己翻到前面去看，而且這次的設(shè)計(jì)，里面有好多的數(shù)據(jù)，好多的計(jì)算，我不得不一下子就要找到前面的數(shù)據(jù)。這樣的工作讓人枯燥、窒息。在這次設(shè)計(jì)中我學(xué)會(huì)了忍受，學(xué)會(huì)了從總體考慮問(wèn)題，學(xué)會(huì)了其他的種種。