【正文】 期間不 能太粗心，做錯了也得認真的返回去改過來，爭取下一次不再出錯。 停工步驟： 1）降負荷，停止產(chǎn)品采出，全回流操作； 2）降溫； 3）退油； 4）置換，吹掃； 5）蒸塔。即 owdwlcowdwpwThhhhhhhhhhhhhH ??????????????? ?? )( 式中， gUh Lvc ?? 干板靜 壓 板 靜20? ，板上液層靜壓頭降Ll hh 0?? 從式owwL hhh ??知， Lh表示 板上液層高度，32 ????????? wsow lLE。 )(52)(/ 2200 ???? DdNAA T? 此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。039。 ??? 提餾段： 氣相體積流量smMVVmvmVS / 3,39。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 目錄 二、設(shè)計方案的確定 處理量確定 依設(shè)計任務(wù)書可知，處理量為 : 2100kg/h,生產(chǎn)時間為 7920h 設(shè)計 題目與設(shè)計進程 該次設(shè)計題目： 萬噸 /年苯 — 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計。 浮閥塔廣泛用于 精餾、吸收和解吸等過程。塔里的混合物不 斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。 塔總高度（不包括裙座） mH )( ??????? 塔和塔板的工藝尺寸設(shè)計 溢流裝置 因塔徑為 ，所 以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。 ?。202 39。取5s??為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量maxsL,即液相負荷上限，于是可得 提鎦段：smHAL Tfs / 3m ax, ???? 顯 然 由 式ax 5s AHL ??所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線 (y3)。 穩(wěn)定運行階段：進入穩(wěn)定運行后，多觀察各控制點的變化，作相應(yīng)的調(diào)整，這是經(jīng)驗的逐步積累了。同時通過這次課程設(shè)計，我深深地體會到與人合作的重要性。 一是查找資料。 010 Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)y1y2y3Y5Y4OA線 在操作性能圖上，作出操作點 A，連接 OA，即為操作線。 塔板負荷性能圖 霧沫夾帶上限線 對于苯 甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值干氣）（液） /kg( kge V ?所對應(yīng)的泛點率1F (亦為上限值 ),利用式 %1001 ????pFLsvLvsAKcZLVF ???和% ???TFvLvsAKcVF ??? 便可作出此線。 ?，按t 75，mmt 5039。39。 理論塔板數(shù)TN的求取 010 1系列1系列2系列3系列4系列5 求精餾塔的汽、液相負荷 L=RD= X = Kmol/h V=(R+1)D=(+1)= kmol/h L’ =L+F=+= Kmol/h V’ =V= Kmol/h 求理論塔板數(shù) 精餾段操作線： ,即得 y=+ 提留段操作線： ，即得 y=+ NT圖解法得到：總的理論塔板層數(shù) NT=16 塊（包括再沸器，冷凝器） 進料板位置 NF=9 N 精 =8 N 提 =7 平均塔效率 ET 7075808590951001051101151200 1x(y)溫度t/℃組分X組分y a e d b f f 塔頂與塔底的平均溫度： tm=(*)=℃ 分別算出 t=℃下得相對揮發(fā)度 ? 和 μ L如下： 由 Dx = Wx = 查得塔頂及塔釜溫度分別為： tD =℃ Wt =℃， 全塔平均溫度： mt =(tD +Wt )/2=(+)/2=℃ ? =POA/POB =,有 t x y 圖查得該溫度下 XA= μ L=xAμ 苯 +（ 1xA）μ 甲苯 =*+*= .mpas 故 ? *μ L= ∧ ET=(ɑμ L) = 實際層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) ： N 精 =8/≈ 15塊 ； 提餾段實際板層數(shù) ： N 提 =8/≈ 15塊 總塔板數(shù)：塊精提 30p ??? NN 操作壓力的計算 取 每層塔板壓降為△ P= 計算 。 塔設(shè)備的工業(yè)要求 總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。 成績 化工原理課程設(shè)計 設(shè)計說明書 設(shè)計題目 ： 萬噸 /年苯 — 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計 姓 名 xxx 班 級 應(yīng) 化 103 學(xué) 號 xxxxxxxx 完成日期 20xx0706 指導(dǎo)教師 梁伯行 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 一、設(shè)計說明書題目 (萬噸 /年 ) 苯 — 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計說明書 二、設(shè)計任務(wù) （ 1）處理量 :3 班 (1500 + 學(xué)號 200)kg/h（每年生產(chǎn)時間按 330 天計算）；本人學(xué)號 03，則處理量為 2100kg/h,生產(chǎn)時間為 7920h。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作 。 同理， xD=， xw= 查 txy 圖可得， tD=℃ ,tW=℃ ,tF=℃ 精餾段平均溫度 tm=（ ） 1/2=℃ 操作壓力選定 最低操作壓力：取回流罐物料的溫度為 45℃，查手冊得 POA =，POB = XD=(PminPOB)/(POA POB)=,可得 Pmin=塔頂操作壓 力 P= 精餾塔物料恒算 摩爾分數(shù) 由以上可知，摩爾分數(shù)為 xf=， xD=， xw= 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量 MF=xFMA+(1xF)MB= +（ ） = kg/kmol ， MD=xDMA+(1xD)MB= +() =， MW=xWMA+(1xW)MB= +() = kg/kmol 質(zhì)量物料恒算與負荷計算及其結(jié)果表 總物料衡算 D+W=2100 kg/h 易揮發(fā)組分物料衡算 += 2100 聯(lián)立（ 1）、（ 2）解得： F=2100 kg/h = kg/s = 萬噸 /年 F=2100/ = kmol/h = W=1174 kg/h= , W=1174/= kmol/h= D=926kg/h = kg/s = 萬噸 /年 , D=926/= 表 38 物料恒算表 物料 kg/h kg/s 萬噸 /年 kmol/h kmol/s F 2100 W 1174 D 926 塔 板數(shù)計算 、確定最小回流比 R 理論塔板數(shù) XY曲線 由表 31 相平衡數(shù)據(jù)繪制苯 — 甲苯混合液的 x— y圖 010 1系列1系列2系列3系列4系列5 得出 f（ ,），即 Xq=， Yq= Rmin=（ XDYq） /(YqXq)= R== 精餾段操作線的截距 b=XD/（ R+1） ,b= 連接 ab 兩點，直線 ab即為精餾段操作線。 ??? 驗證：39。1 ???? 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，故取mmt 5039。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足干氣）（液） /kg( kge V ?的要求。由精餾段負荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。但在這之中，有 三點是設(shè)計過程中比較深刻的。因為通過與同學(xué)或者是老師的交流看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。精餾過程中任一個參數(shù)的變化都可能引起其它工藝參數(shù)的不穩(wěn)定，嚴重時會破壞整個塔平衡。 氣體負荷下限線（漏液線） 對于 F1 型重閥，因0F5 時，會發(fā)生嚴重漏液，故取0 5F?計算相應(yīng)的氣相流量min)( sV 精餾段：smFNdVVS/ )( 32020m in ?????? ???即負荷性能圖中的線 (y4)。Lvcc gUh ??????算干板靜壓頭降