【正文】 35 參考文獻(xiàn) [1] 賈紹義、柴誠敬主編 .《 化工原理課程設(shè)計(jì)》 .天津： 天津工業(yè)出版社； 2021. [2] 柴誠敬、劉國維、李阿娜 .《 化工原理課程設(shè)計(jì) 》 .天津：田徑工業(yè)出版社， 1995 [3] 王志魁、劉麗英、劉偉 主編 .《化工原理（第四版）》 .化學(xué)工業(yè)出版社 [4] 馬沛生 .《化工數(shù)據(jù)》北京： 中國石化出版社 ， 2021 [5] 劉雪暖、湯景凝主編 .《化工原理課程設(shè)計(jì)》 .北京：石油大學(xué)出版社， 2021 。 總體而言 本次設(shè)計(jì) 心得有以下幾點(diǎn)： （ 1） 數(shù)據(jù)的查?。罕M可能保證數(shù)據(jù)的來源具有一定的可靠性； （ 2）數(shù)據(jù)的單位：各公式計(jì)算時(shí)單位的要求及加和時(shí)單位的一致性； （ 3）數(shù)據(jù)的計(jì)算：需計(jì)算數(shù)據(jù)多、計(jì)算的繁瑣都需要有一定的耐心和細(xì)心； （ 4）清晰的思路：計(jì)算的公式特別多，各符號(hào)代表的意義及對(duì)應(yīng)的數(shù)據(jù)一定得很清楚。 另外，在這次的課程設(shè)計(jì)中不僅檢驗(yàn)了我所學(xué)習(xí)的知識(shí)，也讓我們?nèi)酥缊F(tuán)隊(duì)協(xié)作的力量，學(xué)會(huì)了與同學(xué)分工設(shè)計(jì)、相互探討、相互學(xué)習(xí)、相互監(jiān)督。在計(jì)算過程中需及其的認(rèn)真，某個(gè)地方錯(cuò)了可能就得全部重來算一遍。設(shè)計(jì)的 正戊烷 正己烷 溶液 浮閥 精餾塔，使自己對(duì) 浮閥 塔的精餾有了一定的認(rèn)識(shí)，至少對(duì)于 浮閥 塔精餾設(shè)備有了基礎(chǔ)的了解，對(duì)于溶液精餾 的工藝流程有了一定認(rèn)識(shí)。要做好課程設(shè)計(jì)，不僅要了解工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握設(shè)計(jì)的程序和方法，還要求有縫隙和解決工程實(shí)際問題的能力。 計(jì)算結(jié)果一覽表 項(xiàng) 目 符 號(hào) 單 位 計(jì) 算 數(shù) 據(jù) 精餾段 提餾段 各段平均壓強(qiáng) mP Kpa （絕壓） （絕壓） 各段平均溫度 mt ℃ 平均流量 液相 SL /sm3 氣相 SV /sm3 實(shí)際塔板數(shù) N 塊 8 13 板間距 TH m 塔的有效高度 Z m 塔徑 D m 空塔氣速 u m/s 塔板溢流型式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 溢 流 裝 置 溢流管型式 弓型 堰高 wh mm 堰長 wl m 溢流堰寬度 dW m 板上清液層高度 Lh mm 50 50 孔徑 0d mm 39 39 孔心 距 t mm 75 75 浮閥 數(shù)目 n 個(gè) 194 194 開孔率 ? % 開孔面積 aA 2m 33 塔板壓降 P? aP 液體在降液管停留時(shí)間 ? s 降液管內(nèi)液層高度 dH mm 液相負(fù)荷下限線 Lmin m3/s 液相負(fù)荷上限線 Lmax m3/s 操作彈性 34 設(shè)計(jì)感想 化工原理課程設(shè)計(jì)是一個(gè)綜合性和實(shí)踐性很強(qiáng)的學(xué)習(xí)環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，同時(shí)也是我們?cè)趯W(xué)習(xí)化工設(shè)計(jì)基礎(chǔ)只是過程的初次嘗試。 ②塔板的氣液負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。 ③按照固定的液氣比，由上圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限 ，氣相負(fù)荷下限 。 ? ? 32m inh ???????WlE 取 E=1，則 根據(jù)以上計(jì)算作出 精餾段 塔板負(fù)荷性能圖 圖 44 精餾段 塔板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。 以 ? =5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 漏液線 對(duì)于 F1 型重閥，依 00 5VFu???計(jì)算，則0 5Vu ?? 又知0204Vs Nud??，即 VNd ?? 54Vs 20? 式中 0d 、 N、 V? 均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷 Vs 的下限 值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。因此，可將上式簡化，得 = + 29 即 + = 同理，提餾段 + = 液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于 3~5s。 提餾段 又 均小于 80%，故也可以滿足要求 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶 線 28 按式子 % ????bFLhVLVAKCZLsF ???做出 對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中 V? 、 L? 、 bA 、 K、 FC 及 LZ 均為已知值，相應(yīng)于 Ve = 的泛點(diǎn)率上限值亦可確定 精餾 段 , 按泛點(diǎn)率 =80%計(jì)算如下 整理得 += 同理，對(duì)于提餾段 液泛線 由 ? ?TwHh? ? = P L dh h h?? = 1c L dh h h h h?? ? ? ?確定液泛線。 精餾段 %100 h1 ????bFLVLVAKCZF ??? dL WDZ 2?? fTb AAA 2?? 其中， 1F 為泛點(diǎn)率且應(yīng)小于 80％， dW 為降液管寬度（ m）， LZ 為板上液體流徑長（ m）， T A 為塔截面積（ 2m ）， b A 為板上液流面積（ 2m ）， f A 為弓形降液管截面積（ 2m ）， D 為塔徑（ m）， FC 為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)且查圖得， K 為物性系數(shù)且查表（正常系統(tǒng)取 1）。 Hd 可用下式計(jì)算，即 d P L dH h h h? ? ? 精餾段：（ 1）與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?Ph = （ 2） 液體通過降液管的壓頭損失 dh ，因不設(shè)進(jìn)口堰，故 = (3)板上液層高度，取 = 因 此 d P L dH h h h? ? ? Hd=++= 取 ? =， HT=， hw= 則 可見 ? ?TwHh? ? ,符合防止淹塔的要求。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? 單板壓降 滿足 設(shè)計(jì) 要求 25 提餾段 干板阻力 因?yàn)?即按下式計(jì)算干板阻力 （ 2） 板上充液層阻力 可取 0? = ’= 0? = 則 ’ = ’ ’ 因本設(shè) 計(jì)采用浮閥塔，其 h? 很小，可忽略不計(jì)。計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即 2 2 2 102 s in180a xA x R x R R? ??? ??? ? ? ???? ???? X= 開孔區(qū)面 積 精餾段孔速 提餾段孔速 孔直徑 計(jì)算得到精餾段的浮閥數(shù) N= 提餾段的浮閥數(shù) 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 閥孔氣速（ m/s）： vFu oo ?? 計(jì)算閥孔數(shù)： 0204VsudN ?? 精餾段： 取邊緣區(qū)寬度 =，泡沫區(qū)寬度 Ws=。 （ 3）降液管底隙高度 0h 計(jì)算公式 取 039。但是對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時(shí)間應(yīng)更長些。 20 I、 J 為由橫坐標(biāo) K 值在圖中查得的縱坐標(biāo)值， TA 為塔截面積（ 2m ）， f A 為降液管面積（ 2m ）， dW 為降液管寬（ m ）。 s 40 50 60 70 80 90 100 9 圖 32正戊烷粘度?與溫度 t關(guān)系 圖 33正己烷粘度?與溫度 t關(guān)系