【正文】 更希望各位老師能幫助指出我設(shè)計(jì)中的錯(cuò)誤與不足之處，使我能不斷提高進(jìn)步。當(dāng)設(shè)計(jì)終 于做完的時(shí)候，其中必定充滿了很多很多的錯(cuò)誤，但我完全可以坦然面對(duì)這些錯(cuò)誤，因?yàn)檫M(jìn)步正是在錯(cuò)了再改，一改再改的前提下產(chǎn)生的。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。 qmDs =8623kg/h 設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為 ，填充系數(shù)φ = 則回流罐的容積 取 V= m3 塔頂產(chǎn)品罐 質(zhì)量流量 qmDh=3600qmDs =3600*=2160 kg/h； 產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為 72h，填充系數(shù)φ = 則產(chǎn)品罐的容積 ?? kxqV LmLh1?PP fD ???? kxqV Lmfh??? kqV L mDh128? 取 V=460m3 取 停 留 時(shí) 間 為 80h, 質(zhì)量流量 qmWh=3600qmWs =3600*=則釜液罐的容積 m3 取 V=273m3 傳熱設(shè)備 進(jìn)料預(yù)熱器 用 25℃水為熱源，出口約為 15℃走殼程 料液由 20℃加熱至 45℃，走管程傳熱溫差： 管程液體流率： qmfh=3600 qmfs=3600*=4018kg/h 管程液體比熱容： Cp=1840J/ 傳熱量： Q= qmfsCp（ tbta） = 殼程水比熱： Cp= 殼程水流量： q= 假設(shè)傳熱系數(shù)： K=700w/(m2?K) 則傳熱面積： 塔頂冷凝器 擬用液氨 為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為 50℃， 20℃。 ??? ?1212 ??? XX X ttttR ttL? ? RR LbLvtp ??? ??? 139。ye= = R== 逐板計(jì)算過程： y1=xD= =+ iiii CT BAp ???0lnPPK ii 0?xxy )1(1 ??? ??｛ eeeD xy yxR ???minB A K K ? ?? yn yn xn ) 1 ( ? ? ? ? 111 ????? R xxR Ry Dnn｛ 直至 xi xf 理論進(jìn)料位置：第 i塊板 進(jìn)入提餾段： = 直至 xn xW 計(jì)算結(jié)束。 F。 Xf D=。 2． 2． 2必要的檢 測(cè)手段 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 第二章 方案流程簡(jiǎn)介 2． 1 精餾裝置流程 精餾就是通過多級(jí)蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。 1． 2 再沸器 作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！ 第一章 概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。 1． 1 精餾塔 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。 本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。 流程如下： 原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。 另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)維修。 W=塔內(nèi)氣、液相流量： 1）精餾段： L =R L’ =V’ +W。理論板數(shù)： Nt=n（含釜） 由 C 語言程WnWnFnL nWnnWnFnL nFnLn xqqqq qxqqqq qqqy ????? ??? 1yn yn xn ) 1 ( ? ? ? ? ? ｛ 序算得 理論塔板數(shù)精餾段 板數(shù)量為 19 總板 為 38（不含釜 ） 則進(jìn)料板 Nf=19/ =32, 實(shí)際板數(shù) Np=(Nt1)/=64 則塔底壓力 Pb=Pt+ Np= 塔底溫度 Tb= α = 誤差值為 %5%,滿足精度要求。_gl tptpbCDD LP ???????? ????????? ??? ??? _ Re=Di/μ b=1660268 進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)： λ i =0 .01227+進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度： = 管程進(jìn)出口阻力 : = ① 傳熱管顯熱段阻力△ P2 : di=。走殼程。由于檢測(cè)上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。經(jīng)過這次課程設(shè)計(jì)，我深刻的體會(huì)到：從書本上的理論知識(shí)到真正的生產(chǎn)實(shí)踐，期間的距離真是差了很遠(yuǎn)。 參考文獻(xiàn) 1.《化工原理課程設(shè)計(jì)》，王國勝主編 大連理工大學(xué)出版社 2.《化工傳遞與單元操作課程設(shè)計(jì)》 柴誠敬主編 天津大學(xué)出版社 3.《化工原理》（上，下冊(cè)）第二版 大連理工大學(xué) 編 4.《化工物性算圖手冊(cè)》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社， 2021 年 附錄一 主要符號(hào)說明 符號(hào) 意義與單位 符號(hào) 意義與單位 A 塔板上方氣體通道截面積 m2 e 單位時(shí)間夾帶的液沫量 kg/h Aa 塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2 ev 單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量 Ad 降液管截面積 m2 Fo 閥孔的動(dòng)能因子 kg1/2/(s*m1/2) Ao 板孔總截面積 m2 Nt 理論塔板數(shù) AT 塔截面積 m2 Np 實(shí)際塔板數(shù) B 液體橫過塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度 m n 閥孔個(gè)數(shù) Bc 塔板上邊緣寬度 m P PA, PB 系統(tǒng)總壓力 kPa 組分分壓 kPa Bd 降液管寬度 m Δ pf 塔板阻力降 N/ m2 Bs 塔板上入口安定區(qū)寬度 m Q 熱負(fù)荷 w(kw) b’s 塔板上出口安定區(qū)寬度 m qnD 餾出液摩爾流量 kmol/h C 計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子 qnF 進(jìn)料摩爾流量 kmol/h C20 液體表面張力 20mN/m 時(shí)的負(fù)荷因子 qm 質(zhì)量流量 kmol/h Co 孔流系數(shù) qnL 液相摩爾流量 kmol/h D 塔徑 m qnv 氣相摩爾流量 kmol/h Do 閥孔直徑 m qnW 釜液摩爾流量 kmol/h ET 塔板效率 液流收縮系數(shù) qVLh 液相體積流量 m3 /h qVLs 液相體積流量 m3 /s h? 克服液體表面張力的阻力 m qVVh 氣相體積流量 m3 /h how 堰上方液頭高度 m qVVs 氣相體積流量 m3 /s hw 堰高 m R 回流比 K 相平衡常數(shù) R 摩爾汽化潛熱 kj/kmol k 塔板的穩(wěn)定性系數(shù) T 熱力學(xué)溫度 K lw 堰長 m T 攝氏溫度 ℃ M 摩爾質(zhì)量 kg/kmol FLV 兩相流動(dòng)參數(shù) ρ 密度 kg/m3 F 汽化分?jǐn)?shù) ? 液體表面張力 mN/m Hd 氣相摩爾焓 kj/kmol σ 時(shí)間 s H’d 降液管內(nèi)清液層高度 m φ 降液管中泡沫層的相對(duì)密度 Hf 降液管內(nèi)泡沫層高度 m ? 塔板的開孔率 HT 塔板間距 m φ 1 餾出液中易揮發(fā)組分的回收率 Hb 降液管底隙 m φ 2 釜液中難揮發(fā)組分的回收率 Hd 液體流過降液管底隙的阻力 m t 閥孔中心距 m Hf 塔板阻力（以清液層高度表示 m） u 設(shè)計(jì)或操作氣速 m/s Ht 塔板上的液層阻力（以清液層高度表示 ） m ua 通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/s Ho 干板阻力 （以清液層高度表示） m uf 液泛氣速 m/s H′ o 嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力 m uo 閥孔氣速 m/s u’o 嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的篩孔氣速 zf 進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù) m/s X 液相摩爾分?jǐn)?shù) α 相對(duì)揮發(fā)度 Y 氣相摩爾分?jǐn)?shù) 0? 塔板上液層的充氣系數(shù) Z 塔高 m 下 標(biāo)