【正文】 課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)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)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過(guò)程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書(shū)本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。每個(gè)孔直徑為 ，厚 ，高 52mm。ins精餾段：?? slELws / 32min ?????????????????按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線，見(jiàn)圖中的線(5).提鎦段：?? smlELws / 3239。0 9d整理后便可得 與 的關(guān)系，即sL 322 ?? 39。所以owLh??L321084.???????wsowlEh板上 ???????????????3200.)(壓wswowLl lLh??液體表面張力所造成的靜壓頭 和液面落差 可忽略?h?液體經(jīng)過(guò)降液管的靜壓頭降可用式20223.???????lLwSd則 LdcdLcwT hhhH）（＋＋0)( ??????? ?????????????????? 3202020 wSwwSLv llgu）（?式中閥孔氣速 與體積流量有如下關(guān)系 0u NdVuS204??精餾段：式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即 。 ???????F及 %.39。39。.39。0u即 smFuv/.39。39。39。15 平均密度 mρ 液相平均密度 L, 表 41 組分的液相密度 （ kg/m3）ρ溫度， （℃） 80 90 100 110 120 130 140苯 817 805 793 782 770 757 745ρ氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算苯 ： 推薦：?? ??ρ氯苯 ： 推薦：BρB0574式中的 t 為溫度，℃塔頂： 3, kg/ ??????tALD?, 70405740574B 3, kg/.???mLDBLDAmLDa???進(jìn)料板： 3, / ??????tF, 3, /??mLFBLFAmLFa??? 塔底： 3, kg/??????tW, 3, kg/???mLWBLWAmLWa???精餾段： ??3kg/.8452/??提鎦段： 9339。故有：yx~1??Fe ?eDmxyR考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的 倍，即： . ???mR求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 kol/h ?? l/ )(51)(V???ml/ .， kol/h .81?，11 求理論塔板數(shù)精餾段操作線： ????xRxyD提餾段操作線： 8?????VWLw提餾段操作線為過(guò) 和 兩點(diǎn)的直線。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫～300℃范圍內(nèi)任意設(shè)定。 (3)回流比 R=（）R min。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。s 0.利用差值法求得： ， 。39。 出口堰高 woLwh??對(duì)平直堰 ??3/精餾段：由 及 ，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖/?Dl ??55 得 ，1E于是：（滿足要求）mhow .)28./64(1028. 3/????90.?oL驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)owwhh?.5.提鎦段：由 及， 查化工原理課程設(shè)8/?Dl ./3/.?lL計(jì)圖 55 得 ，于是：1E（滿足要求）??./39。 20N實(shí)際孔速 sNdVus /)039.(39。39。39。( ?????從而可知 ，符合防止液泛的要求hHwTd .129.39。 ????ss LV整理后得 839。206。 max3max TfsTfs HALsHAL ?????顯 然 由 式所得到的液相上限線是 一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3 ’)。取除沫器到第一塊板的距離為 。找資料其實(shí)不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時(shí)會(huì)找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。在此我向他/她們表示衷心的感謝！六 符號(hào)說(shuō)明：46Aa——塔板開(kāi)孔區(qū)面積，m 2Af——降液管截面積，m 2A0——閥孔總面積，m 2At——塔截面積，m 2c0——流量系數(shù)，無(wú)因次C——計(jì)算 umax 時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴(kuò)散系數(shù)，m 2/sDV——?dú)怏w擴(kuò)散系數(shù)，m 2/sev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無(wú)因次ET——總板效率，無(wú)因次F——?dú)庀鄤?dòng)能因子，kg 1/2/()F0——閥孔氣相動(dòng)能因子，g——重力加速度，h——填料層分段高度，mh1——進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，mhc——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 液柱hd——與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，mhf——塔板上鼓泡層高度，mhl——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m 液柱hL——板上清液層高度，mhmax——允許的最大填料層高度，mh0——降液管的低隙高度，mhOW——堰上液層高度，mhW——出口堰高度，mh’W——進(jìn)口堰高度，mhδ ——與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m 液柱H——板式塔高度，mHB——塔底空間高度，mHd——降液管內(nèi)清液層高度，mHD——塔頂空間高度，mHF——進(jìn)料板處塔板間距，mHOG——?dú)庀嗫倐髻|(zhì)單元高度，mHP——人孔處塔板間距，mHT——塔板間距，mH1——封頭高度，H2——裙座高度，lW——堰長(zhǎng)，mLh——液體體積流量，m 3/hLs——液體體積流量，m 3/hLw——潤(rùn)濕速率，m 3/（m?h）m——相平衡常數(shù)，無(wú)因次n——閥孔數(shù)目NT——理論板層數(shù)P——操作壓力，Pa△P——壓力降，Pa△P P——?dú)怏w通過(guò)每層篩板的壓降，Par——鼓泡區(qū)半徑，mu——空塔氣速，m/suF——泛點(diǎn)氣速，m/su0——?dú)怏w通過(guò)閥孔的速度，m/su0， min——漏液點(diǎn)氣速，m/su’0——液體通過(guò)降液管底隙的速度，m/sVh——?dú)怏w體積流量，m 3/hVs——?dú)怏w體積流量，m 3/hwL——液體質(zhì)量流量，㎏/hwV——?dú)怏w質(zhì)量流量，㎏/hWc——邊緣無(wú)效區(qū)寬度，mWd——弓形降液管寬度，mx——液相摩爾分?jǐn)?shù)X——液相摩爾比y——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)Y——?dú)怏w摩爾比Z——填料層高度 ，mβ——充氣系數(shù)，無(wú)因次；ε——空隙率，無(wú)因次θ——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，sμ——粘度，Pa?sρ——密度，kg/m 3σ——表面張力，N/mφ——開(kāi)孔率或孔流系數(shù)，無(wú)因次Φ——填料因子，l/mψ——液體密度校正系數(shù)，無(wú)因次下標(biāo)max——最大的min——最小的L——液相V——?dú)庀?7 。 ????KJQ6392?甲 苯?取傳熱系數(shù) kmWK2/6則傳熱面積 2????加熱蒸汽的質(zhì)量流量 skgtCQp /)(30??選用熱虹吸式再沸器( ) G600Ⅱ.??DN mm PN MPa 換熱面積 m2600 44四 計(jì)算結(jié)果總匯序號(hào) 精餾段項(xiàng)目 數(shù)值 序號(hào) 提餾段項(xiàng)目 數(shù)值1 平均溫度 tm/℃ 1 平均溫度 tm/℃ 2 平均壓力 pm/kPa 2 平均壓力 pm/kPa 3 氣相流量 Vs/(m3/s) 3 氣相流量 Vs/(m3/s) 4 液相流量 Ls/(m3/s) 4 液相流量 Ls/(m3/s) 5汽相平均密度（kg/m 3）L? 5汽相平均密度（kg/m 3）L?6 實(shí)際總塔板數(shù) 6 6 實(shí)際塔板數(shù) 147 塔徑/m 7 塔徑/m 8 板間距/m 8 板間距/m 9 溢流形式 單溢流 9 溢流形式 單溢流10 降液管形式 弓形 10 降液管形式 弓形11 堰長(zhǎng)/m 11 堰長(zhǎng)/m 12 堰高/m 12 堰高/m 13 板上液層高度/m 13 板上液層高度/m 14 堰上液層高度/m 14 堰上液層高度/m 15 降液管底隙高度/m 15 降液管底隙高度/m 16 安定區(qū)寬度/m 16 安定區(qū)寬度/m 17 邊緣區(qū)寬度/m 17 邊緣區(qū)寬度/m 18 開(kāi)孔區(qū)面積/m 2 18 開(kāi)孔區(qū)面積/m 2 19 閥孔直徑/m 19 閥孔直徑/m 20 閥孔數(shù)目 206 20 閥孔數(shù)目 20621 孔中心距/m 21 孔中心距/m 22 開(kāi)孔率/% 22 開(kāi)孔率/% 23 空塔氣速/(m/s) 23 空塔氣速/(m/s) 24 閥孔氣速/(m/s) 24 閥孔氣速/(m/s) 26 單板壓降/KPa 26 單板壓降/KPa 27 負(fù)荷上限霧沫夾帶控制 27負(fù)荷上限霧沫夾帶控制4528 負(fù)荷下限 漏液控制 28 負(fù)荷下限 漏液控制29 泛點(diǎn)率（%） 29 泛點(diǎn)率（%） 30 氣相負(fù)荷上限/(m 3/s) 30 氣相負(fù)荷上限/(m 3/s) 31 氣相負(fù)荷下限/(m 3/s) 31 氣相負(fù)荷下限/(m 3/s) 32 操作彈性 32 操作彈性 五 結(jié)束語(yǔ)對(duì)于設(shè)計(jì)過(guò)程我們通過(guò)查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過(guò)給出的設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)進(jìn)行計(jì)算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。3ax? 作 彈 性三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備1 塔頂空間塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。提鎦段： 539。在操作范圍內(nèi)任取若干 值，依s3222 L???32 0 sL sV用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在 負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。 s s提鎦段： .39。 ??為了防止液泛，按式： ，取安全系數(shù) ，選定板間距)(wTdh????,60.?THmw34.39。??(3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。 239。 ???NtAa考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 ,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取 ，按mt6539。提鎦段堰上溢流強(qiáng)度 ,//.39。 ???mVsM?汽相體積流量 /h2/39。 查圖一，由 = = 查得塔頂及塔釜溫度分別為：DxW=℃ =℃，tDt全塔平均溫度 =( + )/2=(+)/2=℃mtD根據(jù)表 34表 34 苯氯苯溫度粘度關(guān)系表13溫度℃ 20 40 60 80 100 120 140苯 粘度 mPa對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)程。(3)年產(chǎn)純度為 ％的氯苯噸 1200 噸操作條件 (1)塔頂壓強(qiáng) 4KPa(表壓 )，單板壓降小于 。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。從 開(kāi)始，在精餾段操作線與平衡線之)96.,(?Dx間繪由水平線和鉛垂線構(gòu)成的梯級(jí)。,39。max ???VLu?取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 ms8039。 ????owsulLhoh要求） 故合理w ..0364.39。??F1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 2365.)039.(471202 ???udVNs浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。0cU?39。 ???????hLhws式中 mlsLws 68.39。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。/。sV用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2 ’)。由圖 81 可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。