綠色環(huán)保酒店發(fā)展的必要性及苯-甲苯精餾塔課程設(shè)計

太原旅游職業(yè)學(xué)院大專畢業(yè)論文論綠色環(huán)保酒店發(fā)展的必要性作者姓名：指導(dǎo)老師:系部班級:酒店管理系學(xué)習(xí)年限：個人聯(lián)系：二零年十一月綠色環(huán)保酒店發(fā)展的研究論綠色研究酒店發(fā)展的必要性

摘

要：隨著全球經(jīng)濟的突飛猛進，人們價值理念的轉(zhuǎn)變，技術(shù)取得進步，在全球“綠色浪潮”的推動下，環(huán)境保護意識逐漸融入到現(xiàn)代酒店的生產(chǎn)、經(jīng)營、管理、服務(wù)、消費中，由于全球生態(tài)環(huán)境的日益惡化，保護環(huán)境、保障人類健康已受到全世界的關(guān)注。在綠色成為時代主題，環(huán)保逐漸深入人心，有效保護環(huán)境和合理利用資源關(guān)系到酒店的未來的健康發(fā)展，并影響到社會的可持續(xù)發(fā)展。因此，發(fā)展綠色環(huán)保酒店成為可能和趨勢。

關(guān)鍵詞：綠色酒店

環(huán)保健康

可持

續(xù)發(fā)展

社會效益

價值觀

引言：隨著人們消費層次的提高，由生存消費向享受消費的轉(zhuǎn)變，人們更加注重健康、安全、環(huán)保、可持續(xù)化發(fā)展，特別是人們的環(huán)保意識普遍增強，綠色環(huán)保酒店適應(yīng)消費者的要求應(yīng)運而生，符合可持續(xù)發(fā)展的綠色環(huán)保觀，解決了酒店發(fā)展與資源消耗、環(huán)境污染的矛盾，實現(xiàn)人與自然和諧相處。

一、綠色環(huán)保酒店的定義：

綠色環(huán)保酒店是指以可持續(xù)發(fā)展

為理念，將環(huán)境管理融入飯店經(jīng)營管

理之中，運用環(huán)保、健康、安全理

念，堅持綠色管理和清潔生產(chǎn)，倡導(dǎo)

綠色消費，保護生態(tài)環(huán)境和合理使用

資源的酒店。其核心是為顧客提供符

合環(huán)保、有利于人體健康要求的綠色

客房和綠色餐飲，在生產(chǎn)論發(fā)展綠色酒店的趨勢過程中加強對環(huán)境的保護和資源的合

理利用。綠色環(huán)保賓館酒店是國際通

用的“生態(tài)標(biāo)志”和環(huán)境品牌。

二、綠色環(huán)保酒店發(fā)展的背景

當(dāng)今社會，人們不斷追求經(jīng)濟的發(fā)展和生活質(zhì)量的提高，但在這個過程中，人們的生存空間遭到了嚴(yán)重破壞。人們不得不選擇一種既滿足發(fā)展需要，又能保護環(huán)境的發(fā)展方式，即可持續(xù)發(fā)展。保護環(huán)境的最根本目的是保護人體健康，保護人享有健康生存空間的權(quán)利，所以，實現(xiàn)可持續(xù)發(fā)展，創(chuàng)造良好的生存空間是綠色環(huán)保酒店管理的基礎(chǔ)。隨著人類的發(fā)展觀由傳統(tǒng)的發(fā)展觀向可持續(xù)發(fā)展這一新的發(fā)展觀轉(zhuǎn)變，用新的發(fā)展觀觀看綠色環(huán)保酒店的發(fā)展，既有利于酒店的可持續(xù)發(fā)展有也有利于保護地球環(huán)境，可持續(xù)發(fā)展是當(dāng)今社會經(jīng)濟發(fā)展的必要選擇，而綠色環(huán)保酒店是可續(xù)發(fā)展的一個重要環(huán)節(jié)和內(nèi)容。

三：

綠色環(huán)保酒店發(fā)展的必要性：

一方面，發(fā)展綠色環(huán)保酒店是社會發(fā)展的必然要求，是可持續(xù)發(fā)展的重要內(nèi)容。在旅游中，酒店是旅游者的生活基地，關(guān)系到旅游者的健康、安全。隨著旅游者消費要求的提高，人們對物質(zhì)生活、精神生活的追求越來越高，在這一過程中，綠色環(huán)保酒店正是適應(yīng)了消費者和社會發(fā)展的必然要求。

另一方面，發(fā)展綠色環(huán)保酒店有利于保護環(huán)境，是酒店自身發(fā)展的必然選擇。酒店是旅游業(yè)的重要組成部分，酒店的發(fā)展關(guān)系到旅游業(yè)的可持續(xù)發(fā)展。傳統(tǒng)酒店在追求自身經(jīng)效益的同時，忽視了對資源與環(huán)境的保護。如建造更多的賓館飯店，就要占用更多的土地資源，以至破壞當(dāng)?shù)氐纳鷳B(tài)平衡,在酒店的發(fā)展擴大中，常常會遇到酒店為追求豪華造成垃圾污染、酒店燈光不符合節(jié)能標(biāo)準(zhǔn)、節(jié)約用水不符規(guī)范等等這些進一步加劇了環(huán)境的負(fù)面影響，因此環(huán)境質(zhì)量的破壞必然會影響到酒店的發(fā)展，環(huán)境和酒店發(fā)展是相互制約和推動的，在綠色環(huán)保酒店的發(fā)展過程中應(yīng)該充分考慮到環(huán)境的問題，這不僅關(guān)系到生態(tài)平衡，也關(guān)系到酒店自身的發(fā)展前景。

四：綠色環(huán)保酒店發(fā)展存在的問題和對策

經(jīng)濟實力：綠色酒店的成本投入非常高，回收成本緩慢。綠色產(chǎn)品的價格是普通產(chǎn)品的數(shù)倍甚至數(shù)十倍，造成有綠色環(huán)保酒店的投資者有心而無力，望而止步。據(jù)文獻資料如目前流行的現(xiàn)榨果汁，價格與罐裝飲料相差3——5倍，扣除成本的因素，其利潤大約也是罐裝飲料的3——5倍。綠色環(huán)保酒店前期的投資果然是可怕，但后期收人也是可觀的。

政府政策：政府的推動力度不夠，國家用于支持綠色環(huán)保酒店的投入和支持能力不夠。綠色環(huán)保反映了世界的潮流，綠色體現(xiàn)了人類進步、社會發(fā)展的共同價值趨向，因此有必要改善政策對綠色環(huán)保方面的大力度

支持和宣傳，認(rèn)酒店和自然的和諧相處是人類生存與發(fā)展基本條件和重要性。

具體應(yīng)做到：第一，支持綠色環(huán)保酒店，在經(jīng)濟、技術(shù)、宣傳、銷售、服務(wù)一條龍大方位支持和跟蹤指導(dǎo)。第二，改變現(xiàn)有價格體系。逐步做到資源與環(huán)境的商品化、價格的量化，實現(xiàn)消耗資源和破壞環(huán)境的有償性。第三，調(diào)整稅收政策。用綠色經(jīng)濟的觀點，稅收杠桿應(yīng)該向綠色產(chǎn)業(yè)傾斜，給予必要的優(yōu)惠，而給予那些消耗資源、能源多，污染重的產(chǎn)業(yè)課以高稅收，使其得不到高額利潤，自動改弦易轍，調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)，要針對酒店業(yè)的現(xiàn)狀，根據(jù)酒店自己的具體條件，必須制訂切實可行的方案。綠色酒店的創(chuàng)立可以為酒店帶來新的效益和競爭優(yōu)勢，實現(xiàn)酒店經(jīng)濟利益與環(huán)保社會效益雙贏，有利于社會的可持續(xù)發(fā)展，因此發(fā)展綠色環(huán)保酒店成為必要和可能。

總結(jié)：當(dāng)今，隨著社會經(jīng)濟的發(fā)展，人們生活水平的提高和社會意識普遍增強，社會各界對綠色環(huán)保酒店的建設(shè)都特別重視，創(chuàng)綠環(huán)保得到了人們的一致認(rèn)可。在綠色環(huán)保為時代主題，創(chuàng)建綠色環(huán)保酒店已經(jīng)成為酒店業(yè)發(fā)展的必然趨勢，但在大展綠色環(huán)保酒店的過程中不能夠不能急于求成，要針對酒店業(yè)的現(xiàn)狀，根據(jù)酒店自己的具體條件，必須制定切實可行的方案。綠色環(huán)保的創(chuàng)立可以為酒店帶來新的效益和競爭優(yōu)勢，實現(xiàn)酒店經(jīng)濟利益與環(huán)保社會效益雙贏，有利于社會的可持續(xù)發(fā)展，因此發(fā)展綠色環(huán)保酒店成為必要和可能。參考文獻：

[1]姜瑞華.青島市星級酒店綠色營銷組合策略研究[D].山東大學(xué)2008[2]官威.論綠色酒店的發(fā)展[J]2011[3]王方華，等．綠色營銷[M]．太原：山西經(jīng)濟出版社，1998．[4]戴新環(huán)．創(chuàng)建綠色飯店的構(gòu)想[J]．旅游經(jīng)濟，1999，（1）[5]陳天來，等．論飯店的環(huán)境管理[N]．江南游報，2004-08．化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目苯-甲苯二元篩板精餾塔設(shè)計設(shè)計條件在常壓下連續(xù)篩板精餾塔中精餾分離苯-甲苯混合液。要求進料組成XD=0.42，塔頂組成XF已知參數(shù)：苯-甲苯混合液處理量80kmol/h,進料熱狀況q=0.97.塔頂壓強1atm（絕壓）?；亓鞅萊=（1.1~2.0Rmin）。單板壓降設(shè)計任務(wù)：完成該精餾塔的工藝設(shè)計，包括輔助設(shè)備及進出口管路的計算和選型；畫出帶控制點工藝流程圖、x-y相平衡圖、塔板負(fù)荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖；寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。指導(dǎo)教師：設(shè)計時間：專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級：化工姓名：學(xué)號：吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計題目篩板精餾塔分離苯--甲苯工藝設(shè)計教學(xué)院化工與材料工程學(xué)院專業(yè)班級化工學(xué)生姓名學(xué)生學(xué)號指導(dǎo)教師20年12月06日目錄摘要 -1-第1章緒論 -2-第2章精餾流程確定 -3-第3章精餾塔的設(shè)計計算 -4-3.1物料衡算 -4-3.2塔板數(shù)的確定 -5-3.2.1相對揮發(fā)度α的求解 -5-3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比 -6-3.2.3精餾段、q線、提餾段方程求解 -6-3.2.4逐板計算法求解NT -7-3.2.5全塔效率ET -8-3.2.6實際塔板數(shù) -9-3.3工藝條件的計算 -9-3.3.1操作壓強Pm -9-3.3.2溫度?tm -10-3.4物性數(shù)據(jù)計算 -10-3.4.1平均相對分子質(zhì)量Mm -10-3.4.2平均密度ρm -11-3.4.3液體表面張力σm -13-3.4.4液體粘度μLm -15-3.5塔的氣液負(fù)荷計算 -16-3.6塔和塔板主要工藝尺寸計算 -16-3.6.1塔徑D -16-3.6.2溢流裝置 -18-3.6.3塔板布置 -19-3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率φ -20-3.6.5塔的有效高度Z -21-3.7篩板的流體力學(xué)驗算 -21-3.7.1塔板壓降驗算 -21-3.7.2霧沫夾帶量ev的驗算 -22-3.7.3漏液的驗算 -22-3.7.4液泛驗算 -23-3.8塔板負(fù)荷性能圖 -24-3.8.1霧沫夾帶線（1） -24-3.8.2液泛線 -26-3.8.3液相負(fù)荷性能圖 -28-3.8.5液相負(fù)荷下限線 -29-3.8.6操作彈性 -30-第4章塔的熱量衡算 -32-4.1加熱介質(zhì)的選擇 -32-4.2冷卻劑的選擇 -32-4.3比熱容及汽化潛熱的計算 -32-4.3.1塔頂溫度tD下的比熱容 -32-4.3.2進料溫度tF下的比熱容 -32-4.3.3塔底溫度tW下的比熱容 -33-4.3.4塔頂溫度tD下的汽化潛熱 -33-4.4熱量衡算 -34-4.4.10℃時塔頂上升的熱量QV的求解 -34-4.4.2回流熱的熱量QR -34-4.4.3塔頂餾出液的熱量QD -34-4.4.4進料的熱量QF -34-4.4.5塔底殘液的熱量QW -35-4.4.6冷凝器消耗的熱量QC -35-4.4.7再沸器提供的熱量QB -35-第5章塔總體高度計算 -36-5.1塔頂封頭 -36-5.2塔頂空間 -36-5.3塔底空間 -36-5.4人孔 -36-5.5進料處板間距 -36-5.6裙座 -37-第6章塔的附屬設(shè)備計算 -38-6.1塔的接管 -38-6.1.1進料管 -38-6.1.2回流管 -38-6.1.3塔底出料管 -38-6.1.4塔頂蒸汽出料管 -39-6.1.5塔底蒸汽出氣管 -39-6.2換熱器的選擇 -39-6.2.1冷凝器的選擇 -39-6.2.2再沸器的選擇 -40-6.3進料泵的選擇 -41-第7章結(jié)果匯總表 -43-主要符號說明 -45-參考文獻 -48-結(jié)束語 -49-摘要根據(jù)化工原理課程設(shè)計任務(wù)書的要求對苯-甲苯二元篩板精餾塔的主要工藝流程進行設(shè)計，并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設(shè)備條件圖，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。本設(shè)計首先確定設(shè)計方案，再進行主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容，然后通過篩板的流體力學(xué)驗算檢驗本設(shè)計的合理性。本次設(shè)計選取回流比為2Rmin，Drickamer和bradford的精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖得到全塔效率為52%，設(shè)定每塊板壓降△P為，板間距0.4m，確定了塔的主要工藝尺寸。通過本次設(shè)計使自己掌握化工設(shè)計的基本步驟和方法，并且知道化工設(shè)計的格式，在設(shè)計過程中掌握了圖表表達(dá)設(shè)計，論文排版，excel表格計算，電腦制圖等能力。關(guān)鍵詞：苯—甲苯、篩板精餾、物料衡算、熱量衡算、流體力學(xué)驗算，實際板數(shù)，塔高。第1章緒論精餾是分離液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)得到廣泛應(yīng)用。它通過氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是汽液相之間的傳質(zhì)傳熱的過程。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的;有些特殊的物系，還可以采用恒沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。精餾過程其核心為精餾塔，板式塔類型：氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。本設(shè)計采用篩板精餾塔，進行苯-甲苯二元物系的分離，精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜，再沸器及泵等附屬設(shè)備。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥的80％左右。（2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。篩板塔的缺點是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約2～3)。小孔篩板容易堵塞。第2章精餾流程確定一、加料方式加料分兩種方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料時通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎(chǔ)建設(shè)費用。并且塔內(nèi)壓力大于大氣壓力，進料有困難；泵加料屬于強制進料方式，泵加料易受溫度影響，流量不穩(wěn)定。本實驗加料用泵加料，泵和自動調(diào)節(jié)裝置配合控制進料。二、進料狀態(tài)進料方式一般有冷液進料、泡點進料、氣液混合進料、露點進料、加熱蒸汽進料等。本設(shè)計采用氣液混合進料且q=0.97。該進料方式對設(shè)備的要求高，設(shè)計起來難度相對稍大。三、冷凝方式塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再次冷凝，且本次分離苯和甲苯，制造設(shè)備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝器。四、回流方式本設(shè)計采用泵進行泡點回流。五、加熱方式采用間接加熱，因為對同一種進料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出液組成及回收率時，間接加熱所需理論板數(shù)比直接加熱要少一些，所需成本也低。本次分離苯和甲苯混合液，所以采用間接加熱。六、加熱器選用浮頭式換熱器。只用在工藝物料的特性或工藝條件特殊時才考慮其他型式。第3章精餾塔的設(shè)計計算本設(shè)計任務(wù)為分離苯—甲苯二元物系。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中，將原料通過預(yù)熱器加熱至一定溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)鏟平冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，熱量衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。3.1物料衡算（1）進料參數(shù)塔頂中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xD料液中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xF塔底中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xW（2）平均相對分子質(zhì)量MMM（3）物料衡算總物料衡算：D+W=F;易揮發(fā)組分物料衡算：F80=D+WD=33.40kmol/h80×0.42=D×0.985+W×0.015W=46.60kmol/h3.2塔板數(shù)的確定3.2.1相對揮發(fā)度α的求解將苯蒸氣看作理想氣體，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即：lgα=其中P表3.2苯-甲苯的Antoine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y圖，t的溫度范圍為（80℃~110℃），所以在Antoine方程中的t的取值范圍為80℃~110℃在80℃~110℃范圍內(nèi)任意取十個溫度值，如82℃、86℃、88℃、90℃、93℃、95℃、97℃、100℃、102℃、105℃因為log將上述溫度代入上式中，將結(jié)果匯總?cè)缦卤頊囟?2℃86℃88℃90℃93℃95℃97℃100℃102℃105℃α107.556121.272128.626136.320148.525157.121166.096180.294190.266206.012P41.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586P2.5702.5342.5162.4992.4732.4572.4412.4172.4022.379則全塔的平均相對揮發(fā)度為α=所以苯—甲苯的相平衡方程為x=3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比根據(jù)1.013×105P選擇進料熱狀況q=0.97已知q線方程y=qq-1x-xFq-1把q=0.97代入=3\*GB3③式，得y=-32.33x+14作圖得x由R選R=2R3.2.3精餾段、q線、提餾段方程求解精餾段操作方程：yn+1yq線方程:y=-32.33x+14精餾段方程與q線方程的交點的求解：yn+1解得x=0.4160所以提餾段方程過（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用兩點式求得提餾段的方程0.015=0.015a+b解得a=1.332所以提餾段方程為：y3.2.4逐板計算法求解NT因為塔頂采用全凝器，可知y相平衡方程x=精餾段方程y把從第一塊板上升的氣體組成y1第一塊板下降的液體組成x1把x1第二塊板上升的氣體組成y2把y2第二塊板下降液體組成x2如此反復(fù)計算得y3=0.941xy4=0.894xy5=0.824xy6=0.732xy7=0.633x因為x7=0.411<故可知第七塊理論板為進料板，精餾段共有7-1=6塊理論板以下計算進入提餾段相平衡方程x=提餾段方程yy8=0.543xy9=0.427xy10=0.304xy11=0.195xy12=0.114xy13=0.061xy14=0.076xy15=0.038xy16=0.016x因為x所以總板數(shù)為16塊（包括塔底再沸器）因為精餾段的理論板為6塊，所以提餾段為16-6=10塊（包括再沸器）3.2.5全塔效率ET依式E根據(jù)塔頂、塔底液相組成查苯-甲苯的t-x-y圖，求得塔平均溫度為94.84℃，該溫度下進料液相平均黏度為μm=0.42μA+（1-0.42由下表查取苯-甲苯的黏度，利用數(shù)值插值法求解94.84℃溫度下苯和甲苯的黏度μ溫度t/℃8090100110120μμ0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228故μμ把μA=0.267μB=0.274代人=4\*GB3④μ故E3.2.6實際塔板數(shù)精餾段：N提餾段：N13.3工藝條件的計算3.3.1操作壓強Pm塔頂壓強PD=101.325KPa則進料板壓強P塔底壓強P則精餾段平均操作壓強P提餾段平均操作壓強P3.3.2溫度?tm根據(jù)操作壓強，依式計算操作溫度：P=在該計算過程中，運用Excel中的單變量求解法進行求解苯-甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即：苯P甲苯P例假定溫度t，k1=y=當(dāng)y=1時，則假定溫度滿足要求用單變量求解得塔頂溫度tD=80.35℃進料溫度tF=97.15℃塔底溫度tW=116.91℃則精餾段平均溫度tt3.4物性數(shù)據(jù)計算3.4.1平均相對分子質(zhì)量Mm塔頂xDMM進料板xFMM塔底xWMM則精餾段平均相對分子質(zhì)量為：MM則提餾段的平均相對分子質(zhì)量為：MM3.4.2平均密度ρm一、液相密度ρ依下式1ρLm=塔頂：xD=α已知塔頂溫度為80.35℃，根據(jù)不同溫度與密度的關(guān)系圖利用數(shù)值插值法求解在該溫度下苯-甲苯的液相密度ρρ1ρLMD(2)進料板由進料板液相組成xα已知進料溫度為97.15℃，ρρ1ρLMF(3)塔底由塔底液相組成xα已知塔底溫度為116.91℃，利用數(shù)值插值法求解該溫度下苯和甲苯的液相密度ρρ1ρLMW故精餾段平均液相密度ρLM(1)=(814.49+794.10)/2=804.30提餾段的平均液相密度ρLM(2)=(794.10+773.175)/2=783.64二、氣相密度ρ精餾段平均氣相密度ρ已知精餾段平均相對分子質(zhì)量為80.79kg/kmol精餾段平均溫度為88.75℃，精餾段的平均操作壓強105.175K則ρ提餾段平均氣相密度ρ已知提餾段的平均相對分子質(zhì)量為87.59kg/kmol提餾段的平均溫度為107.03℃，提餾段的平均操作壓強為116.025K則ρ3.4.3液體表面張力σmσ利用數(shù)值插值法根據(jù)溫度與苯和甲苯的表面張力的關(guān)系計算特定溫度下的表面張力。塔頂塔頂溫度為80.35℃σσσ(2)進料進料溫度為97.15℃σσσ(3)塔底塔底溫度為116.91℃σσσ則精餾段的平均表面張力為：σ提餾段的平均表面張力為：σ3.4.4液體粘度μLmμLm=利用數(shù)值插值法根據(jù)溫度與苯和甲苯的黏度的關(guān)系計算特定溫度下的液體粘度。塔頂塔頂溫度為80.35℃μμμ(2)進料進料溫度問97.15℃μμμ塔底塔底溫度為116.91℃μμμ則精餾段的平均液相黏度為μ提餾段的平均液相黏度為μ3.5塔的氣液負(fù)荷計算（1）精餾段的氣液負(fù)荷計算V=VL=RD=3.29×33.40=109.89kmol/hLL（2）提餾段的氣液負(fù)荷計算LLVV3.6塔和塔板主要工藝尺寸計算3.6.1塔徑D（1）精餾段塔徑初板間距HT=0.4m，取板上的液層高度故H(L查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.071,依下式校正到物質(zhì)表面張力為20.49C=Cμ取安全系數(shù)為0.7，則μ=0.7故D=4按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.4m。塔橫截面積A則空塔氣速μ(2)提餾段塔徑初選塔板間距HT'(L因為C20C=Cμμ=0.7故D=4按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.4m。塔橫截面積A則空塔氣速μ3.6.2溢流裝置采用單溢流、弓形降液槽、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰，各項計算如下溢流堰長l取堰長lwl出塔堰高h(yuǎn)h=1\*GB3①精餾段故h=2\*GB3②提餾段故h降液管的寬度Wd與降液管的面積由lwD=0.645查圖得故WA由式τ=A精餾段τ=A提餾段τ=AfHT(4)降液管底隙高度h取液體通過降液管底隙的流速u0'為0.15m/s,依式計算降液管底隙高度u得h精餾段h0=提餾段h0=3.6.3塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC=0.04m，安定區(qū)寬度依式計算出開孔區(qū)面積A其中x=r=A3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率φ取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚δ為3mm，取t/d孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm依式計算塔板上的開孔區(qū)的開孔數(shù)n，即n=1158×依式計算塔板上開孔率φ，即0.907td0每層塔板上的開孔面積A0為氣體通過篩孔的氣速：精餾段u提餾段u3.6.5塔的有效高度Z精餾段Z=提餾段Z=3.7篩板的流體力學(xué)驗算3.7.1塔板壓降驗算氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫纃0/σ=5/3=1.67查干篩孔的流量系數(shù)圖得精餾段h提餾段h氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮精餾段uFε依式h提餾段uFε依式h克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮精餾段h提餾段h故精餾段h提餾段h單板壓降?精餾段?P提餾段?P3.7.2霧沫夾帶量ev的驗算依式ev=精餾段e=0.011kg故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段e=9.70×故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶3.7.3漏液的驗算由式u精餾段u=6.63m/s篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=u故在設(shè)計下不會發(fā)生過量漏液提餾段u=6.16m/s篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=u故在設(shè)計下不會發(fā)生過量漏液3.7.4液泛驗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HH精餾段hH取φ=0.5則Φ故Hd提餾段hH取φ=0.5則Φ故Hd根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可以認(rèn)為精餾段塔徑及各項工藝尺寸、提餾段塔徑及各項工藝尺寸是合適的。3.8塔板負(fù)荷性能圖3.8.1霧沫夾帶線（1）精餾段ev式中ua=h取E=1.03hw=0.044mh=2.5[0.044+2.84×=0.11+1.893LS取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液HT=0.4m并將（3-3），（3-2）代入（3-1）0.1=整理得VS提餾段ev式中ua=h取E=1.035hw=0.036mh=2.5[0.036+2.84×=0.09+1.848LS取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液HT=0.4m并將（3-7），（3-6）代入（3-5）0.1=整理得VS在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式算出相應(yīng)的表3-1精餾段霧沫夾帶線計算結(jié)果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.5952.4022.2742.167表3-2提餾段霧沫夾帶線計算結(jié)果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛線由式φHT精餾段取E=1.03lwh故how=0.735由式hh則h=0.0279+0.47故h=0.0300+0.0200V由式hd=0.153將HT=0.4mφ=0.5及式（3-10），（3-11），（3-12）代入0.5×整理得VS提餾段：由式φH取E=1.035lwh故how=0.739由式hh則h=0.0228+0.469故h=0.0247+0.0235V由式hd=0.153將HT=0.4mφ=0.5及式（3-14），（3-15），（3-16）代入0.5×整理得VS在操作范圍內(nèi)取若干LS值，依式計算V表3-3精餾段液泛線計算結(jié)果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（3.4223.3123.2233.130表3-4提餾段液泛線計算結(jié)果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.5152.4522.3642.2823.8.3液相負(fù)荷性能圖取液體在降液管中停留時間為4s，則LS液相負(fù)荷上限線在VS-L3.8.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）精餾段huowuVA0V提餾段：huowuVA0V在操作范圍內(nèi)任取n個LS值，依式計算相應(yīng)的V表3-5精餾段LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（0.6800.7190.7440.764表3-6提餾段LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（0.5980.6360.6590.6793.8.5液相負(fù)荷下限線取平堰、堰上液層高度how精餾段E=1.03依式：

h整理得：L提餾段E=1.035依式：

h整理得：L此值在VS3.8.6操作彈性精餾段負(fù)荷性能圖提餾段負(fù)荷性能圖精餾段查精餾段的負(fù)荷性能圖可知·VS,max=故精餾段的操作彈性為·V提餾段查提餾段的負(fù)荷性能圖可知·VS,max=故提餾段的操作彈性為·V第4章塔的熱量衡算4.1加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。本設(shè)計選用溫度120℃的飽和水蒸氣作加熱介質(zhì)。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減小，但是蒸汽壓力不宜太高。4.2冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣。選用25℃的冷凝水，選升溫10℃,及冷卻水的出口溫度為35℃。4.3比熱容及汽化潛熱的計算4.3.1塔頂溫度tD下的比熱容對于苯直接查液體比熱容共線圖。已知tD=80.35℃苯：C甲苯：C則C4.3.2進料溫度tF下的比熱容已知tF=97.15℃；同理運用數(shù)值插值法求得該溫度下的苯：C甲苯：C則C4.3.3塔底溫度tW下的比熱容已知tW=116.91℃苯：C甲苯：C則C4.3.4塔頂溫度tD下的汽化潛熱已知tD苯：394.1-379.3甲苯：379.4-367.1則r4.4熱量衡算4.4.10℃時塔頂上升的熱量QV的求解（注：塔頂以0℃為基準(zhǔn)）Q4.4.2回流熱的熱量QR(注：此為泡點回流)據(jù)t-x-y圖查此時組成下的泡點tD苯：1.953-1.881=147.00KJ/(Kmol?K)甲苯：1.970-1.902=175.32KJ/(Kmol?K)則C則Q4.4.3塔頂餾出液的熱量QD（注：餾出口與回流口組成相同，CPD=Q4.4.4進料的熱量QFQ4.4.5塔底殘液的熱量QWQ=3440867.5KJ/h4.4.6冷凝器消耗的熱量QCQ=4418898.34KJ/h4.4.7再沸器提供的熱量QB在全塔范圍內(nèi)列衡算式，塔釜熱損失為10%，則QQ再沸器的實際熱負(fù)荷0.9Q=4418898.34+3440867.5+1738908.8-4998753.8=4599920.8KJ/h計算得Q第5章塔總體高度計算塔體總高度利用下式計算H=5.1塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等幾種本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400mm，查《化工原理課程設(shè)計》附錄2得曲面高度h1=350mm，直邊高度h2=40mm，內(nèi)表面積A=2.3005m2H5.2塔頂空間設(shè)計中取塔頂間距H5.3塔底空間塔底空間高度HB5.4人孔對D≥1000mm的板式塔，為安裝，檢修的需要，一般每隔6~8塔板設(shè)一人孔，本塔中共有32塊塔板，需要4個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處板間距H5.5進料處板間距考慮在進口處安裝防沖設(shè)施，取進料板處間距H5.6裙座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計采用圓筒形裙座，由于裙座內(nèi)徑>800mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑D基礎(chǔ)環(huán)外徑D圓整后DD考慮到再沸器，取裙座高H塔體總高度H==第6章塔的附屬設(shè)備計算6.1塔的接管6.1.1進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料、彎管進料、T形進料管，本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下依式d取uF=1.6m/sVd查標(biāo)準(zhǔn)系列選取?50×2規(guī)格的熱軋無縫鋼管6.1.2回流管采用直管回流管，取uR=2.0Vd查標(biāo)準(zhǔn)系列選取?50×2規(guī)格的熱軋無縫鋼管6.1.3塔底出料管采用直管出料管，取uwVd查標(biāo)準(zhǔn)系列選取?50×2規(guī)格的熱軋無縫鋼管6.1.4塔頂蒸汽出料管采用直管出氣，取uVVd查標(biāo)準(zhǔn)系列選取?273×4.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管6.1.5塔底蒸汽出氣管采用直管出氣，取uVVd查標(biāo)準(zhǔn)系列選取?273×4.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管6.2換熱器的選擇6.2.1冷凝器的選擇有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用總傳熱系數(shù)一般范圍為500~1500kcal/（m2（1kcal=4.18J）本設(shè)計取K=700kcal/（m3?h?℃）=2926KJ/（出料液溫度80.35℃（飽和氣）80.35℃（飽和氣）冷卻水25℃35℃逆流操作?t1?根據(jù)全塔熱量衡算得：Q=4422192.8KJ/h傳熱面積A=取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=30.12×1.04=31.32選用JB-1.6-500-2.5/25-4-32.8型換熱器能符合工藝要求。6.2.2再沸器的選擇選用130℃飽和水蒸氣，總傳熱系數(shù)取K=3600KJ/（m2出料液溫度116.91℃（飽和氣）117.0℃（飽和氣）水蒸汽溫度130℃130℃逆流操作?t1?根據(jù)全塔熱量衡算得：Q=5111023.2KJ/h傳熱面積A=取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=108.84×1.04=113.19選用JB-4.0-700-2.5/25-2-118.1型換熱器能符合工藝要求。6.3進料泵的選擇VuF=1.6m/s設(shè)泵在地面上，忽略其他因素，料液面至加料孔的高度H=3+2.38+0.6×3+15×0.4+0.8=13.98m，設(shè)主加料管管長25m，90°標(biāo)準(zhǔn)彎頭2個，截止閥7個（全開），則有關(guān)管件的當(dāng)量長度為90°彎頭L截止閥L因此總當(dāng)量長度為L管進口處的阻力系數(shù)為ξi=0.5由上設(shè)計可知：進料液密度ρ故R故流體在管內(nèi)為湍流流動取管壁絕對粗糙度ε=0.3mm，ε/d=0.3/46=6.5×查莫迪摩擦系數(shù)圖可得λ=0.037則

?在進料泵出口端與進料管內(nèi)截面間列柏努力方程求算泵的揚程為：H=13.98+=30.41m則流量Q=考慮到正常操作，所選泵的額定流量和揚程應(yīng)大于理論所達(dá)到的要求。查泵性能表，所選進料泵的型號為IS-32-160第7章結(jié)果匯總表