【正文】 m 空塔氣速 u m/s 塔板液流形式 單流型 單流型 溢流裝置 溢流管形式 弓形 弓形 堰長 lW m 堰高 hW m 溢流堰寬度 Wd m 管底 與受液盤距離 hC m 板上清液層高度 hL m 孔徑 d0 mm 孔間距 t mm 孔數(shù) n 個 2430 1582 開孔面積 A0 m2 篩孔氣速 u0 m/s 塔板壓降 hP kPa 液體在降液管停留時間 τ s 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 霧沫夾帶 ev kg液 /kg氣 負(fù)荷上限 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏夜控制 氣相最大負(fù)荷 Vs， max m3/s 氣相最小負(fù)荷 Vs， min m3/s 操作彈性 37 主要符號說明 符號 意義 計(jì)量單位 M 摩爾質(zhì)量 kg/kmol F 進(jìn)料率 kmol/h D 塔頂采出率 kmol/h W 塔底采出率 kmol/h q 進(jìn)料熱狀況 x 液相摩爾分率 y 氣相摩爾分率 R 回流比 L 液相負(fù)荷 kmol/h V 氣相負(fù)荷 kmol/h N 塔板數(shù) P 操作壓力 Pa t 溫度 ℃ ? 密度 kg/m3 ? 表面張力 mN/m ? 粘度 mPa} main() {float T1,e=,Td。break。 str=_T()。 xw=_wtof(str)。 FD = (xd xw) / (xf xw)。 Y%d= %.5f\r\n),n1,x,n1,y)。 (_T(X%d= %.5f),n1+n2,x)。 return 。 y = R * xn / (R + 1) + xd / (R + 1)。 } 。 } float CDistillationDlg::TiLiu(float xn) { float y=0。 43 (_T(%d),n1)。 (_T(。 if(xxq)break。 float y,x 。 GetDlgItemText(IDC_EDIT8,str)。 xd=_wtof(str)。 } } 由逐板法計(jì)算塔板數(shù)程序如下： void CDistillationDlg::OnBnClickedButton1() { m_Result=_T()。 for(k=0。 課程設(shè)計(jì)是對以往學(xué)過的知識加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入的對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們邏輯思維能力?！妫? MF= +（ ） = kg /kmol QF=70 = 106 kJ/h 3．回流帶入的熱量 QR CP,R= )/( kkgkg ? QR=Rm in, SS LV ?? 此即氣相負(fù)荷下限線關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個 LS值，依式計(jì)算相應(yīng) VS列于表 ，據(jù)此做提餾段氣相負(fù)荷下限線。 漏液的驗(yàn)算 2,2,02, )( mvLmLow hhCu ?????? ??? sm 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) ,2,0 ??? OWuuK 該值大于 ，符合設(shè)計(jì)要求。) ()())(( 21212,2, ?????mvLmSSVL ?? 根據(jù) Fair 文獻(xiàn) [2]關(guān)聯(lián)式得， C20= )()20( ???? mCC ? 液泛速度 12,2,2, ?????? smCumvmvLmF ? ?? 取安全系數(shù)為 u= uF= = 塔徑 mD 702 ???? 圓整為 D= 空塔氣速 12239。 液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 )( WTd hHH ??? Hd=hP+hL+hd mhL Lh W Sd ) ()( 220 ????? Hd=hP1+hL+hd=++= 取Ф =， Ф（ HT+hW） =（ +） = )( WTd hHH ??? ∴在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。 )()20( ???? mCC ? 20 液泛速度 11,1,1, 50.. ????????? smCumvmvLmF ? ?? 取安全系數(shù)為 u = max ?? =塔徑 mD ???? 圓整為 D= 空塔氣速 122 )4( ????????? smDVu S? 由 D=，根據(jù)教材表 101，塔的板間距 HT可以為 450mm。 m1 對于塔底： tW=100℃，σ A= m3 則 ??????? mkgl m Fl m F ?? 對于塔底： tW=100℃，ρ L， A= Kmol1 液相 ： 1, ???mLM Kg A,B,C―― Antoine 常數(shù)， 式中 A、 B、 C 為常系數(shù)，對于乙醇－水物系，其值見表 23 表 23 組分 A B C 乙醇 水 1 * 1 0 1 . 3 1 0 1 . 31d a tmP k p a k p aa tm?? 16 注：表中乙醇以 A表示；水以 B表示。從減少固定投資，提高經(jīng)濟(jì)效益的角度出發(fā)，選用強(qiáng)制進(jìn)料的加料方式。 11 二、 其他方法 1乙醛加氫法：3 2 2 5CH CH O H C H O H? 催 化 劑 2 粗醇精制的目的 利用乙烯直接水合法合成的乙醇溶液中大部分是水，乙 醇濃度僅為 10～ 15％ 左右，其中還含有少量的乙醚、乙醛、丁醇及其他有機(jī)化合物。 6 12 5 2 12 22 1112 22 11 2 6 12 66 12 6 2 5 211( ) (22222m C H O mH O m C H OC H O H O C H OC H O C H OH C O??????糖 化 酶 ）麥 芽 糖 酶酒 化 酶 10 為了 制備乙醇，要用硫酸或鹽酸處理（水解）木材，將纖維變成葡萄糖。 (3) 輔助設(shè)備的選型：典型輔助設(shè)備主要工藝尺寸的計(jì)算；設(shè)備規(guī)格型號的選定。塔頂濃度為含乙醇 %（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的酒精，產(chǎn)量為 25噸 /天； 蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是 組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。精餾過程在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離 ，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。 缺點(diǎn)是： ①小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液； ②操作彈性較?。s 2～ 3）。原料來自粗餾塔，為 95℃～ 96℃飽和蒸汽，由于沿途熱損 失， 進(jìn)精餾塔時，原料溫度約為 90℃； 6 (2) 主要的設(shè)備工藝設(shè)計(jì)的計(jì)算：物料衡算、熱量衡算、工藝常數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算。此外 ,最近美國、日本、意大利等國家正在開發(fā)一種用一氧化碳、氫氣（或甲烷）進(jìn)行羰基合成制 糧食發(fā)酵法是最早發(fā)明的乙醇生產(chǎn)方法，該法至今仍被采用，特別是飲用酒均采用此法，其基本原理是將葡萄糖（ 6126 OHC ） 在有能引發(fā)發(fā)酵的物質(zhì)的物質(zhì)存在的情況下，經(jīng)蒸餾、糖化等階段而轉(zhuǎn)化成乙醇。催 化 解～ ， ～ 大 氣 壓 該法又稱為一步法。 加料方式的選擇： 設(shè)計(jì)任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時 的進(jìn)料量，為維持生產(chǎn)穩(wěn)定，如采用高位槽進(jìn)料，就需要一個約 4～ 5 3m 的高位槽，這是不太常見的。 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 塔頂壓強(qiáng) 取每層塔板壓降為Δ p=,則 進(jìn)料板壓強(qiáng) PF=+?5= 塔底壓強(qiáng) PW=+?18= 精餾段平均操作壓強(qiáng) : k paPm ??? 提餾段平均操作壓強(qiáng) : k paPm ??? 操作溫度 T 乙醇－水的飽和蒸汽壓可用 Antoine 方程求算，即： CT BA ???ln 式中 T――物系 溫度， K； P＊ ――飽和蒸汽壓， mmHg。 Kmol1 精餾段平均分子量： 氣相 ： 1, ???mVM Kg m3，ρ L， B= m1 σ M， F= + = 02 ) () 093 ())(( 21211,1, ???mvLmSSVL ?? 查教材圖 1042 ，可得到表面張力為 20mN/m 時的負(fù)荷因子 C20=。 ∴精餾段在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 圖 21精餾段負(fù)荷性能圖 27 提餾段工藝設(shè)計(jì) 提餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 塔徑 D 初選所設(shè)計(jì)的精餾塔為中型塔，采用單流型塔板，板間距 450mm 。 霧沫夾帶量 ev 的驗(yàn)算 塔板上鼓泡層的高度 hf== = ,0262, ) ( )( ???????? ???fTmv hHue ? 11 1 5 ?? ???? 氣液氣液 kgkgkgkg ∴精餾段在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 經(jīng)計(jì)算整理得 : 3239。 tF tF=℃ = PFAC = )/( kkgkg ? PFBC = )/( kkgkg ? 34 CP， F= ???????? P F BP F A CC kJ/（ kg s VS 氣相體積流率 m3/s LS 液相體積流率 m3/s umax 最大空塔氣速 m/s HT 板間距 m hL 板上清液高度 m C20 負(fù)荷系數(shù) C 負(fù)荷因子 m/s u 空 塔氣速 m/s D 塔徑 m AT 塔截面積 m2 Z 有效高度 m lW 堰長 m hW 溢流堰高度 m hOW 堰上液層高度 m Wd 降液管寬度 m Af 截面積 m2 ? 降液管中停留時間 s h0 降液管底隙高度 m WS 邊緣區(qū)寬度 m Aa 開孔區(qū)面積 m2 t 孔中心距 mm 38 n 篩孔數(shù)目 個 ? 開孔率 h 阻力 Pa eV 液沫夾帶量 kg液 /kg氣 K 穩(wěn)定系數(shù) Hd 降液管內(nèi)液層高 m CP 比熱容 kJ/(kmol? ℃ ) Q 熱量 kJ/h r 潛化熱 kJ/kg G 流量 kg/h ? 導(dǎo)熱系數(shù) W/(m? ℃ ) ? 修正系數(shù) K 傳熱系數(shù) W/(m2? ℃ ) NP 管 程數(shù) Re 雷諾數(shù) nS 單程傳管數(shù) de 當(dāng)量直徑 m Pr 普蘭特數(shù) ? 對流傳熱系數(shù) W/(m2? ℃ ) 下標(biāo) A 輕組分 B 重組分 D 餾出液 e 平衡 F 加料 m 平均值 W 釜液 L 液相 V 氣相 39 結(jié) 束 語 通過對這次化工原理的課程設(shè)計(jì)是我們知道如何去靈活地運(yùn)用課本上的公式解決實(shí)際問 題，也增長了不少實(shí)際的知識，同時也在我們的大腦中確立了一個關(guān)于化工生產(chǎn)的一個輪廓。int N=100,k。} T0=T1。 GetDlgItemText(IDC_EDIT5,str)。 str=_T()。 xq = ((R + 1) * xf + (q 1) * xd) / (R + q)。 m_Result+=result。 m_Result+=result。 } str=_T()。 retu