化工原理課程設(shè)計(jì)苯-甲苯二元物系板式精餾塔的設(shè)計(jì)-畢業(yè)論文

⑦液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從公式的關(guān)系取，則且，板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式計(jì)算，即由于，故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。6.2.4塔板負(fù)荷性能圖6.2.4.1精餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算（1）漏液線由，，得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表15。表150.00060.00150.00300.00450.13400.14700.16370.1776由上表15數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。（2）液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表16表160.00060.00150.00300.00450.3000.2780.2500.226由上表16數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得取,則整理得,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。（4）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由得據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。（5）液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表17。表170.00060.00150.00300.00450.3160.2990.2650.219由上表17數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖18所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖18可求得：故操作彈性為112P543Vs,m3/sLs，m2P543Vs,m3/sLs，m3/s411-漏液線2-液沫夾帶線3-液相負(fù)荷下限線4-液相負(fù)荷上限線5-液泛線圖18精餾段篩板負(fù)荷性能圖6.2.4.2提餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算（1）漏液線由，得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表19表190.00060.00150.00300.00450.10290.11280.12570.1364由上表19數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。（2）液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由，故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表20表200.00060.00150.00300.00450.3000.2780.2500.226由上表20數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得取,則整理得,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。（4）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由得據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。（5）液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表21表210.00060.00150.00300.00450.3050.2880.2560.212由上表21數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖22所示。P21345Ls，m3/sVs,m3/s2P21345Ls，m3/sVs,m3/s213漏液線液沫夾帶線液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線液泛線45圖22提餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由上圖查得故操作彈性為6.2.5塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型6.2.5.1接管管徑計(jì)算與選型（1）進(jìn)料管計(jì)算為了維檢修方便進(jìn)料管應(yīng)采用帶外套管的可拆結(jié)構(gòu)。料液質(zhì)量流速體積流速取管內(nèi)流速為所以，進(jìn)料管管徑為由上述數(shù)據(jù)，查標(biāo)準(zhǔn)化參數(shù)[15]可得，原料進(jìn)口管管徑選取為（DN=80mm）的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。（2）塔頂回流管管徑計(jì)算同上，取管內(nèi)流速為回流液質(zhì)量流量體積流速所以，回流管管徑由上，塔頂回流管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。（3）塔頂蒸氣出口管徑計(jì)算蒸氣出口管的允許氣速應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可下表表23蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力（絕壓）常壓1400～6000Pa＞6000Pa蒸汽速度，12～2030～5050～70因，故取出口氣速故由上，塔頂蒸氣出口管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。（4）塔釜出料管徑計(jì)算取，則出料液質(zhì)量流速體積流速所以，塔釜出料管管徑由上，塔釜出料管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。6.2.5.2塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距，取。6.2.5.3塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層踏板與塔底的間距，其值由如下因素確定：（1）塔底液面到最下層塔板間要有1～2m的間距，本設(shè)計(jì)為1.5m。（2）塔底貯液空間依貯存液停留時(shí)間而定，停留時(shí)間一般為3～5min。本設(shè)計(jì)取塔底貯液停留時(shí)間為4s；則貯液高度△Z為：則6.2.5.4裙座取。6.2.5.5人孔一般每隔10～12層塔板設(shè)一人孔（安裝，檢修用），經(jīng)常情況下每隔5～8塊踏板設(shè)一人孔，人孔直徑為800mm，其伸出塔體的管體長為200mm，設(shè)計(jì)3個(gè)人孔，則塔高為：6.2.6輔助設(shè)備選型選型與計(jì)算6.2.6.1泵的計(jì)算及選型進(jìn)料溫度已知進(jìn)料量取管內(nèi)流速則故可采用GB3091-93Φ60×3.5的油泵則內(nèi)徑代入得取絕對粗糙度為，則相對粗糙度為摩擦系數(shù)λ由，得：揚(yáng)程可選擇泵為IS50—321606.2.6.2冷凝器塔頂溫度℃冷凝水t1=20℃t2=30℃由℃查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量塔頂被冷凝量冷凝的熱量取傳熱系數(shù)則傳熱面積冷凝水流量6.2.6.3再沸器塔底溫度℃用℃的蒸汽，由℃查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量密度則取傳熱系數(shù)，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量6.2.6.4流體流徑的選擇根據(jù)流體流徑的選擇規(guī)則以得出結(jié)論：冷凝水走管間，物料走管內(nèi)，逆流操作。七結(jié)果評價(jià)精餾設(shè)計(jì)方案從整體上看，設(shè)計(jì)趨于準(zhǔn)確，一般情況下操作安全，操作彈性也比較大，可以完成生產(chǎn)任務(wù)的要求，保證一定的塔效率，輔助設(shè)備充分滿足要求。7.1數(shù)據(jù)要求在計(jì)算過程中，數(shù)據(jù)比較精確，大多數(shù)據(jù)經(jīng)過反復(fù)驗(yàn)算，其中以精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板及進(jìn)料溫度為代表的計(jì)算以及逐板求取、塔釜物料流量等重要數(shù)據(jù)的求取。7.2存在的問題在設(shè)計(jì)中，由于設(shè)計(jì)時(shí)間較短，只計(jì)算了全凝器、再沸器、部分接管。其他的輔助設(shè)備都只是估算。八設(shè)計(jì)總結(jié)課程設(shè)計(jì)對于我們是一次嚴(yán)峻的考驗(yàn)，綜合檢驗(yàn)了學(xué)過的知識，培養(yǎng)了我們理論聯(lián)系實(shí)際的能力。幫助我們更加深入的理解了化工生產(chǎn)單元操作以及設(shè)計(jì)要求，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，鍛煉了我們工程設(shè)計(jì)思維能力。通過對這次化工原理的課程設(shè)計(jì)使我增長了許多實(shí)際的知識，也在大腦中確立了一個(gè)關(guān)于化工生產(chǎn)的一個(gè)輪廓。在本次設(shè)計(jì)中將以前學(xué)過的知識加以綜合運(yùn)用，不僅培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，也提高了我對復(fù)雜問題的分析能力。通過這次學(xué)習(xí)與設(shè)計(jì)實(shí)踐，加深了我對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，而且也鞏固了所學(xué)的的化工原理知識,更極大拓寬了我的知識面，讓我認(rèn)識了實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)將起到重要的作用。但因自己學(xué)識有限，設(shè)計(jì)中一定有很多疏漏和錯(cuò)誤之處，希望老師多多指教,我愿意接受你的批評與指正，并將繼續(xù)努力改正。附件1設(shè)計(jì)結(jié)果一覽項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)Pm109.15118.95各段平均溫度℃83.2295.27氣相流量VS1.6381.551液相流量LS0.004790.00905實(shí)際塔板數(shù)N塊1115板間距HTm0.600.60塔的有效高度Zm68.4塔徑Dm22塔截面積AT0.3510.351空塔氣速um/s0.520.494堰長m1.41.4堰高m0.0460.050堰上液層高度m0.0090.015弓形降液管截面積Af0.02630.0263弓形降液管寬度Wdm0.09060.0750降液管底隙高度hom0.00980.017板上清液層高度m0.0550.065孔徑domm44孔間距tmm1212孔數(shù)n個(gè)11641164開孔率Φ10.07%10.07%開孔區(qū)面積Aam22.762.76篩孔氣速m/s5.895.58塔板壓降0.8060.785干板阻力m液柱0.0690.068氣體通過液層阻力hlm液柱0.03080.031液體表面張力hσ0.00240.0024液體在降液管中停留時(shí)間θs44液沫夾帶kg液/kg氣0.010.01液相負(fù)荷上限Ls，maxm3/s0.00940.0094液相負(fù)荷下限Ls，minm3/s3.18×10-43.18×10-4氣相最大負(fù)荷VS·maxm3/s0.2930.209氣相最小負(fù)荷VS·minm3/s0.1330.103操作彈性K2.2061.953參考文獻(xiàn)[1]陳敏恒,從得滋,方圖南等.化工原理（下冊）第三版.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006.[2]陳敏恒,從得滋,方圖南等.化工原理（下冊）第三版.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006.[3]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002.[4]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002.[5]陳敏恒,從得滋,方圖南等.化工原理（下冊）第三版.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006.[6]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002.[7]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002.[8]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002.[9]中國石化集團(tuán)上海工程有限公司編.化工工藝設(shè)計(jì)手冊（上冊）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2009,6.[10