化工原理課程設(shè)計---分離甲醇—乙醇混合液的浮閥精餾塔

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文檔簡介

1、　　四川大學(xué)輕紡與食品學(xué)院　　化工原理課程設(shè)計　　——分離甲醇—乙醇混合液的浮閥精餾塔　　設(shè)計者：姜虹伶　　學(xué)號：1043091109&

2、lt;b>　　班級：食品2班　　聯(lián)系方式：　　郵箱： 　　指導(dǎo)教師：蔣煒　　設(shè)計時間：2012.5.20—2012.7.4<

3、/p>　　四川大學(xué)輕紡與食品學(xué)院　　目錄　　一、設(shè)計任務(wù)- 4 -　　二、背景介紹- 4 -　　1 . 精餾原理- 4 -　　2 . 板式塔作用原理- 4

4、-　　3 . 浮閥塔- 5 -　　三、設(shè)計流程圖- 5 -　　四、浮閥塔的設(shè)計- 7 -　　1 . 全塔物料衡算- 7 -　?。?）原料液、餾出液及殘液的摩爾分?jǐn)?shù)和均摩爾質(zhì)量的計算- 7 -<

5、;p>　?。?) 原料液、餾出液及殘液的摩爾流率計算- 8 -　　2 . 加料熱狀態(tài)參數(shù)q值的確定- 8 -　?。?）進(jìn)料液、餾出液、殘液的溫度確定- 8 -　?。?）q值的計算- 9 -　　（3）q線方程式- 10 -<p&

6、gt;　　3 . 最小回流比的計算- 10 -　　（1）相對揮發(fā)度的計算- 10 -　?。?）平衡方程式- 11 -　　（3）最小回流比的計算- 11 -　?。?）實際回流比的計算- 11 -　　4 . 精餾段和提餾段的

7、氣、液流量- 12 -　　(1) 精餾段內(nèi)氣、液流量- 12 -　?。?）提餾段內(nèi)氣、液流量- 13 -　　5 . 塔板數(shù)的計算- 13 -　?。?）逐板計算法- 13 -　?。?）塔效率- 15 -

8、;　?。?）實際塔板數(shù)的計算- 16 -　　6 . 塔徑的計算- 16 -　　(1) 精餾段塔徑的計算- 16 -　　（2）提餾段塔徑的計算- 20 -　?。?）塔徑的實際值- 23 -　　7.

9、塔高的確定- 23 -　　五、精餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學(xué)校核- 24 -　　1.溢流裝置- 24 -　　（1) 降液管的寬度和截面面積的確定- 24 -　?。?) 出口溢流堰與進(jìn)口溢流堰的確定- 24 -　?。?) 降液管

10、底隙高度與受液盤的確定- 25 -　　2.板面布置及主要尺寸- 25 -　?。?) 板面布置- 25 -　?。?) 浮閥的數(shù)目與排列- 26 -　　3.浮閥塔板的流體力學(xué)校核- 29 -　　（1) 塔板壓降的校核- 2

11、9 -　?。?) 液沫夾帶的校核- 29 -　?。?) 溢流液泛的校核- 30 -　　（4) 負(fù)荷性能圖及操作彈性- 30 -　　六、提餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學(xué)校核- 34 -　　1 . 溢流裝置- 34 -</p&

12、gt;　　（1) 降液管的寬度和截面面積的確定- 34 -　?。?) 出口溢流堰與進(jìn)口溢流堰的確定- 34 -　?。?) 降液管底隙高度與受液盤的確定- 35 -　　2 . 板面布置及主要尺寸- 35 -　　（1) 塔板布置- 35 -&l

13、t;/p>　?。?) 浮閥的數(shù)目與排列- 36 -　　（3) 校核：- 38 -　?。?) 校核塔板開孔率- 38 -　　3 . 浮閥塔板的流體力學(xué)校核- 39 -　?。?) 塔板壓降的校核- 39 -<

14、p>　?。?) 液沫夾帶的校核- 40 -　?。?) 溢流液泛的校核- 40 -　　（4) 負(fù)荷性能圖及操作彈性- 41 -　　七、塔頂冷凝器的選用- 44 -　　1.物料衡算- 44 -　　2.換熱器選用- 4

15、5 -　　3.驗算壓降- 46 -　?。?）驗算管程壓降- 46 -　?。?) 驗算管程壓降- 46 -　　4. 核算總傳熱系數(shù)- 47 -　　（1) 管程給熱系數(shù)- 48 -

16、?。?) 殼程給熱系數(shù)- 48 -　?。?) 導(dǎo)熱系數(shù)和傳熱面積- 48 -　　八、塔接管設(shè)計- 49 -　　1.塔頂出料管直徑- 49 -　　2.回流管直徑- 49 -　　3.進(jìn)料管直徑- 50 -

17、;　　4.餾出液管直徑- 50 -　　九、設(shè)計總結(jié)- 51 -　　十、參考文獻(xiàn)- 51 -　　設(shè)計任務(wù)　　設(shè)計題目：分離甲醇—乙醇混合液的浮閥精餾塔　　原料液：

18、組成甲醇0.6 乙醇0.4 　　處理量：8800 溫度：28℃　　餾出液：組成苯0.96　　殘液：組成苯0.02（均為摩爾分率）　　操作壓力：常壓連續(xù)操作<

19、b>　　二、背景介紹　　1 . 精餾原理　　精餾過程的基礎(chǔ)依然是混合液組分間揮發(fā)度的差異，而塔內(nèi)的氣、液“回流”則是沿塔高不斷進(jìn)行氣、液傳質(zhì)實現(xiàn)精餾的必要條件。　　沿塔流動的氣、液相每經(jīng)過一塊塔板都將發(fā)生一次氣相的部分冷凝和液相的部分氣化，氣、液相組

20、成隨之發(fā)生一次改變，使氣相中輕組分得到一次增濃，液相中重組分得到一次增濃。其結(jié)果最終可在塔頂?shù)玫捷p組分含量很高的蒸氣相（餾出液）產(chǎn)品，而在塔底得到重組分含量很高的釜液產(chǎn)品，從而實現(xiàn)混合液體的高純度分離。　　2 . 板式塔作用原理　　板式塔為逐級接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)沿塔高裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底，并在各塊板面上形成流動的液層；氣

21、體則靠壓強差推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。　　與填料塔相比，板式塔具有壓降較大；空塔氣速較大；較穩(wěn)定，效率較高；持液量較大；液氣比適應(yīng)范圍較大；安裝檢修較容易；大直徑時造價較低等優(yōu)點。　　3 . 浮閥塔<p&

22、gt;　　浮閥塔是板式塔的一種，是在泡罩塔和篩孔塔的基礎(chǔ)上發(fā)展形成的。自20世紀(jì)50年代問世后，迅速在石油化工行業(yè)得到推廣，至今仍為應(yīng)用最廣的塔板結(jié)構(gòu)。　　在塔板上按一定方式開有若干個閥孔，將浮閥本身帶有的幾根閥腿插入閥孔后，再將閥腿的底腳旋轉(zhuǎn)90?，用以限制浮閥開度同時防止閥片被氣體吹走。閥片周邊有幾個沖出的略向下彎的定距片，靜止時，浮閥靠定距片與塔板點接觸坐落在閥孔上，可避免停工后閥片與板面

23、間的粘連。操作時，由閥孔上升的氣流經(jīng)閥片與塔板間隙沿水平方向進(jìn)入液層，可增加氣液兩相的接觸時間；浮閥的開度隨氣量變化，在低氣量時，開度較小，氣體仍能以足夠的氣速通過縫隙，可避免漏液現(xiàn)象的發(fā)生；在高氣量時，閥片自動浮動，開度較大，使氣速不致過大，從而可避免過量液沫夾帶現(xiàn)象的發(fā)生。　　因此，浮閥塔具有性能穩(wěn)定、操作彈性大、塔板效率高的優(yōu)點。

24、　　三、設(shè)計流程圖　　四、浮閥塔的設(shè)計　　1 . 全塔物料衡算　?。?）原料液、餾出液及殘液的摩爾分?jǐn)?shù)和均摩爾質(zhì)量的計算　　甲醇的摩爾質(zhì)量：=78.11　　乙醇的摩爾質(zhì)量：

25、=46　　則原料液的摩爾分?jǐn)?shù)： 　　均摩爾質(zhì)量：　　餾出液的摩爾分?jǐn)?shù)： 　　均摩爾質(zhì)量：　　殘液的摩爾分?jǐn)?shù)：

26、　　均摩爾質(zhì)量：　　計算得到： 　　（2) 原料液、餾出液及殘液的摩爾流率計算　　(1)

27、(2)　　、（2）聯(lián)立，解出D=35.9kmol /h W=103.1kmol/h　　2 . 加料熱狀態(tài)參數(shù)q值的確定　?。?）進(jìn)料液、餾出液、殘液的溫度確定　　因為是冷液進(jìn)料，所以塔頂溫度即為塔頂組成的泡點溫度，塔底溫度即為塔底組成的露點溫度。&

28、lt;/p>　　查得甲醇——水溶液（101.3kPa）的t-x-y關(guān)系表如下表：　　做出圖象如下圖：　　甲醇—水體系相圖　　由甲醇—水體系相圖可查得：　　原料液組成時，

29、其泡點溫度；　　餾出液組成時，其泡點溫度；　　殘液組成時，其露點溫度。　　（2）q值的計算　　在平均溫度下，由《化工原理（上冊）》附錄12查得甲醇、水的摩爾比熱容，由附錄13查得甲醇、水的摩爾氣化潛熱，其相關(guān)物性數(shù)據(jù)如下：</

30、p>　　甲醇的摩爾比熱容 　　甲醇的摩爾氣化潛熱　　水的摩爾比熱容 　　水的摩爾氣化潛熱　　可見甲醇和水的氣化潛熱值很接近，該

31、體系滿足恒摩爾流假設(shè)。　　原料液的平均摩爾比熱容　　平均氣化潛熱　?。?）q線方程式　　q線方程：　　3 . 最小回

32、流比的計算　?。?）相對揮發(fā)度的計算　　查得甲醇和水在某溫度下的飽和蒸汽壓經(jīng)驗公式如下：　　甲醇：　　水：　　當(dāng)時，甲醇的飽和蒸汽壓

33、　　水的飽和蒸汽壓 　　此溫度下相對揮發(fā)度　　當(dāng)時，甲醇的飽和蒸汽壓 　　水的飽和蒸汽壓 　　此溫度下相對揮發(fā)度：

34、　　當(dāng)時，甲醇的飽和蒸汽壓 　　水的飽和蒸汽壓 　　此溫度下相對揮發(fā)度：　　平均揮發(fā)度　?。?）平衡方程式<

35、;p>　　相平衡方程：　?。?）最小回流比的計算　　q線方程與相平衡方程聯(lián)立，解得 　　最小回流比　?。?）實際回流比的計算　　全回流的

36、最少理論板數(shù)：　　根據(jù)實驗和生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計，一般最適宜回流比的范圍為。 　　取最小回流比的1.2 、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0倍，得到相應(yīng)的R值，列于表中，查《化工原理（上冊）》P95頁吉利蘭圖，得到相應(yīng)的A值，如下表：　　做出圖象，如下圖所示：<

37、;p>　　取　　4 . 精餾段和提餾段的氣、液流量　　(1) 精餾段內(nèi)氣、液流量　　精餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率：　?。?）提餾段內(nèi)氣、液流量　　故提餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率：</p&g

38、t;　　5 . 塔板數(shù)的計算　?。?）逐板計算法　　相平衡方程：　　即（1）　　精餾段操作線方程：</b&

39、gt;　　即（2）　　提餾段操作線方程：　　即（3）　　由式（2）與式（3）聯(lián)立求解得兩操作線交點坐標(biāo)<p&

40、gt;　　下面由式（1）與式（2）交替使用確定精餾段理論板數(shù)。計算過程如下：　　第1塊板上升的蒸氣組成 　　第1塊板下降的液體組成由式（1）計算 　　第2塊板上升的氣相組成由式（2）計算 　　第2塊板下降的液體組成

41、　第3塊板上升的氣相組成 　　第3塊板下降的液體組成 　　第4塊板上升的氣相組成 　　第4塊板下降的液體組成 　　第5塊板上升的氣相組成 　　第5塊板下降的液體組成 <p&

42、gt;　　因，所以第5塊板為加料板，第5塊板之前為精餾段，之后為提餾段。　　下面由式（1）與式（3）交替使用確定提餾段理論板數(shù)。計算過程如下：　　第6塊板上升的氣相組成由式（3）計算 　　第6塊板下降的液體組成由式（1）計算 　　第7塊板上升的氣相組成 &l

43、t;/p>　　第7塊板下降的液體組成 　　第8塊板上升的氣相組成 　　第8塊板下降的液體組成 　　第9塊板上升的氣相組成 　　第9塊板下降的液體組成 　　第10塊板上升的氣相組成

44、 　　第10塊板下降的液體組成 　　第11塊板上升的氣相組成 　　第11塊板下降的液體組成 　　第12塊板上升的氣相組成 　　第12塊板下降的液體組成 　　因，故總理

45、論板數(shù)為12塊，精餾段4塊板，第5塊板為進(jìn)料板。　　每塊塔板上氣、液相組成列入下表：　?。?）塔效率　　奧—康奈爾關(guān)聯(lián)法，對精餾塔，采用揮發(fā)度與液相粘度的乘積為參數(shù)來表示全塔效率。 　　奧—康奈爾關(guān)聯(lián)式：</b

46、>　　式中：——塔內(nèi)液體在塔底和塔頂平均溫度下的揮發(fā)度　　——塔內(nèi)液體在塔底和塔頂平均溫度下的粘度 　?。ㄆ渲袨榧恿现衖組分的摩爾分?jǐn)?shù)，為液相中i組分的粘度）　　由于塔頂溫度塔底溫度　　則塔底和塔頂?shù)钠骄鶞囟?lt;

47、/p>　　由《化工原理（上冊）》附錄9查得甲醇的粘度　　水的粘度　　當(dāng)時，甲醇的飽和蒸汽壓 　　水的飽和蒸汽壓 　　此平均溫度下相對揮發(fā)度<

48、;p>　?。?）實際塔板數(shù)的計算　　實際塔板數(shù)為24（含再沸器）　　精餾段 　　實際精餾段塔板數(shù)為9塊，第10塊為進(jìn)料板，提餾段塔板數(shù)為14塊。　　6 . 塔徑的計算　　(

49、1) 精餾段塔徑的計算　　A . 精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)的計算　　塔頂溫度加料板溫度　　則精餾段塔頂與加料板的平均溫度為　　塔頂組成 　　塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量</p&

50、gt;　　塔頂液相平均摩爾質(zhì)量　　液相中甲醇組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)　　進(jìn)料板組成 　　加料板氣相的平均摩爾質(zhì)量　　加料板液相的平均摩爾質(zhì)量　　液相中甲醇組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)</

51、p>　　精餾段氣相的平均摩爾質(zhì)量　　精餾段液相的平均摩爾質(zhì)量　　B . 平均密度的計算　　a . 液相平均密度的計算　　由《化工原理（上冊）》附錄5 查得，　　時，水的密度</

52、b>　　時，水的密度　　由附錄8查得，時，甲醇的密度 　　時，甲醇的密度　　混合液體的密度計算公式　　時，液相密度</

53、b>　　時，液相密度　　所以液體的密度　　b . 氣相平均密度的計算　　氣體的密度　　C . 精餾段內(nèi)氣、液相

54、的體積流量　　蒸餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率：　　精餾段內(nèi)氣、液兩相的體積流量　　根據(jù)《化工原理（下冊）》P139頁表11.2，估取板間距為，由于一般常壓塔取，取板上清液層高度，則。　　由和的值，在《化工原理（下冊）》P142頁，史密斯關(guān)聯(lián)圖上查得&

55、lt;p>　　D . 氣體流通截面積的計算　　液相表面張力的計算　　查得甲醇的表面張力其中　　時，甲醇的表面張力 　　時，甲醇的表面張力　　《

56、化工原理（下冊）》附錄5，查得　　時，水的表面張力 　　時，水的表面張力　　則塔頂組成的表面張力：　　則進(jìn)料板組成的表面張力：　　則液泛

57、氣速：　　氣體流通截面上的適宜氣速　　取　　氣體流通截面積　　E . 降液管所占塔板面積與截面面積之比的計算　　此精餾塔的溢流形式選擇

58、單流型，一般單流型可取，估取，由弓形降液管的參數(shù)圖查得。　　因為，所以得到 　　F . 塔徑的計算　　塔徑　?。?）提餾段塔徑的計算 　　A . 提留

59、段氣液相平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)　　塔底溫度加料板溫度　　則提餾段塔頂與加料板的平均溫度為　　塔底組成 　　塔底氣相平均摩爾質(zhì)量　　塔底液相平均摩爾質(zhì)量<p&

60、gt;　　液相中甲醇組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)　　進(jìn)料板組成 　　加料板氣相平均摩爾質(zhì)量　　加料板液相平均摩爾質(zhì)量　　液相中甲醇組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)　　提餾段氣相的平均摩爾質(zhì)量<

61、p>　　提餾段液相的平均摩爾質(zhì)量　　B . 平均密度的計算　　a . 液相平均密度的計算　　由由《化工原理（上冊）》附錄5 查得：　　時，水的密度　　時，水的密度&

62、lt;/b>　　由附錄8查得，時，甲醇的密度 　　時，甲醇的密度　　混合液體的密度計算公式　　時，液相密度　　時，液相密度&l

63、t;/b>　　所以液體的密度　　b . 氣相平均密度的計算　　氣體的密度　　提餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率：　　C . 提餾段內(nèi)氣、液兩相的體積流量<

64、;/p>　　根據(jù)《化工原理（下冊）》P139頁表11.2，估取板間距為，由于一般常壓塔取，取板上清液層高度，則。　　由和的值，在《化工原理（下冊）》P142頁，史密斯關(guān)聯(lián)圖上查得　　D . 氣體流通截面積的計算　　液相表面張力的計算</p

65、>　　查得甲醇的表面張力其中　　時，甲醇的表面張力 　　時，甲醇的表面張力　　由《化工原理（下冊）》附錄5，查得　　時，水的表面張力

66、　　時，水的表面張力　　則塔底組成的表面張力：　　則進(jìn)料板組成的表面張力：　　則液泛氣速　　氣體流通截面上的適宜氣速

67、　取　　氣體流通截面積　　E . 降液管所占塔板面積與截面面積之比的計算　　此提餾塔的溢流形式選擇單流型，一般單流型可取，估取，由弓形降液管的參數(shù)圖查得。　　因為，所以得到

68、　　F . 塔徑　　塔徑　?。?）塔徑的實際值 　　綜合蒸餾段和提餾段的塔徑，并進(jìn)行圓整后，取　　7. 塔高的確定</b&g

69、t;　　其中為最上面一塊塔板距塔頂?shù)母叨?lt;/p>　　為最下面一塊塔板距塔底的高度　　取 　　五、精餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學(xué)校核　　1.溢流裝置

70、　?。?) 降液管的寬度和截面面積的確定　　由查《化工原理（下冊）》P143頁弓形降液管的參數(shù)圖可得：　　則 　　液體在降液管中的停留時間　　為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時間以使氣體從液相

71、中分離出。一般要求不應(yīng)小于3-5秒，滿足要求。　　（2) 出口溢流堰與進(jìn)口溢流堰的確定　　對于單溢流的出口堰長可取　　估取　　E為液流收縮系數(shù)，由查《化工原理（下冊）》P145頁液流收縮系數(shù)計算圖，得<p

72、>　　堰上液層高度　　對一般常壓塔板上液層高度取0.05—0.1m，此處取。　　則出口堰高　?。?) 降液管底隙高度與受液盤的確定　　液體流過降液管底端出口處的流速，根據(jù)經(jīng)驗一般取，估取&l

73、t;/p>　　降液管底隙高度　　在設(shè)計中，塔徑較小時可取為25—30mm，塔徑較大時取約為40mm，最大時可達(dá)150mm，滿足要求。　　2.板面布置及主要尺寸 　?。?) 板面布置&l

74、t;p>　　在塔板的受液盤與鼓泡區(qū)之間設(shè)一安定區(qū)，以保證進(jìn)塔板的液體平穩(wěn)均勻分布，同時也可防止氣體串入降液管，安定區(qū)的寬度取值通常為50-100mm，估取。　　在鼓泡區(qū)與溢流堰之間設(shè)一安定區(qū)，其目的是為液體提供一個脫氣的區(qū)域，以避免夾帶大量氣泡的液體進(jìn)入降液管，通常其寬度為70-100mm，估取。　　邊緣區(qū)是塔板靠近塔壁的邊緣留出的邊寬，以供支持塔

75、板和塔板緊固件夾緊。對直徑在2.5m以下的塔一般邊寬取為50mm，對直徑在2.5m以上的塔一般邊寬可取為60mm或更大些。估取。　　因為所以　　（2) 浮閥的數(shù)目與排列　　選定型浮閥，其閥孔直徑。閥孔氣速可根據(jù)由實驗結(jié)果綜合的閥孔動能因子確定，其定義式為

76、;　　根據(jù)工業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對重型浮閥，當(dāng)板上浮閥剛?cè)_時，在8-12之間，在此范圍內(nèi)選擇8、8.5、9、9.5、10、10.5、11、11.5、12各值時，其相應(yīng)的數(shù)據(jù)如下表 　　做出圖象，如下所示：　　因此選　　則

77、　　浮閥數(shù) 圓整為個　　單溢流塔板　　等腰三角形排列時，一個閥孔的鼓泡面積約為，估　　實際取值　　根據(jù)上述已確定的

78、孔距，按等腰三角形叉排方式作圖，得到在鼓泡區(qū)內(nèi)可以布置的浮閥總數(shù)為65，其排列方式如下圖所示：　?。?) 校核：　　在8-12范圍內(nèi)，此浮閥數(shù)能滿足要求。　　（4) 校核塔板開孔率：　　校核塔板開孔率</b&g

79、t;　　一般對常壓塔，則滿足要求。　　3.浮閥塔板的流體力學(xué)校核　?。?)塔板壓降的校核　　塔板壓降等于干板壓降和液層壓降之和，即　　閥全開前 &

80、lt;b>　　閥全開后 　　其中閥孔臨界氣速　　求得　　閥全開后 　　式中：為充氣系數(shù)，反映板上液層充氣程度，無量綱，此

81、處　　氣體進(jìn)、出一塊塔板的壓強降　?。?) 液沫夾帶的校核　　泛點率　　在塔板結(jié)構(gòu)一定的情況下，兩相流量最大，液沫夾帶量最大，因此，液沫夾帶校核應(yīng)取氣、液流量最大的釜上側(cè)塔板。取提餾段數(shù)據(jù)進(jìn)行校核：<p&

82、gt;　　由《化工原理（下冊）》P150頁，　　查表11.4查得物性系數(shù)　　由圖11.22 泛點負(fù)荷因子查得　　一般對直徑小于900mm的常壓塔，泛點率，因此滿足泛點率要求，不會發(fā)生過量液沫夾帶。　?。?) 溢流液泛的校核&l

83、t;b>　　泡沫液層的高度　　式中：　　為泡沫液層相對密度，取　　與降液管中泡沫液層高度相當(dāng)?shù)那逡簩?lt;/p>　　式中：液面落差相對較小，一般可忽略不計　　液體經(jīng)過降液管的阻

84、力損失　　可見，，不會發(fā)生液泛。　　（4) 負(fù)荷性能圖及操作彈性　　A.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）　　對F1型重閥取閥孔動能因子時的氣體負(fù)荷為操作的下限值。　?。?）

85、　　在負(fù)荷性能圖上為1線。　　B. 過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）　?。?　?。?lt;/b>　　由表11.4查得物性系數(shù)　　由圖11.22

86、泛點負(fù)荷因子查得　　式中：　　對一般常壓塔，如直徑大于0.8m的大塔，取，現(xiàn)取。　　代入數(shù)據(jù)得　　在負(fù)荷性能圖上為2線。　　C . 液相負(fù)荷下限線&

87、lt;/p>　　對于平頂直堰，取平堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的標(biāo)準(zhǔn)　?。?）　　代入數(shù)據(jù)得　　在負(fù)荷性能圖上為3線。　　D . 液相負(fù)荷上限線

88、　　液體在降液管中最短停留時間以3s計算，　　（）　　在負(fù)荷性能圖上為4線。　　E . 溢流液泛線　　已知堰高&

89、lt;p>　　式中：　?。ǎ?lt;/b>　　將上述各項代入式中，得　　整理得　　任取幾個，求出相應(yīng)的，列表如下：　　在負(fù)荷

90、性能圖上做出圖象為5線。　　F. 負(fù)荷性能圖　　將上述五條線在負(fù)荷性能圖中畫出，如下圖：　　G. 操作彈性　　塔精餾段的設(shè)計點位于圖中心偏左，且由圖可知塔的操作負(fù)荷上限受霧沫夾帶限制，下限低液層控

91、制。　　六、提餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學(xué)校核　　1 . 溢流裝置　　（1) 降液管的寬度和截面面積的確定　　由查《化工原理（下冊）》P143頁弓形降液管的參數(shù)圖可得：　　則

92、 　　液體在降液管中的停留時間　　為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時間以使氣體從液相中分離出。一般要求不應(yīng)小于3-5秒，滿足要求。　?。?) 出口溢流堰與進(jìn)口溢流堰的確定　　對于單溢流的出口堰長可取

93、;　　估取　　E為液流收縮系數(shù)，由查《化工原理（下冊）》P145頁液流收縮系數(shù)計算圖，得　　堰上液層高度　　對一般常壓塔板上液層高度取0.05—0.1m，此處取。　　則出口堰高&

94、lt;/b>　?。?) 降液管底隙高度與受液盤的確定　　液體流過降液管底端出口處的流速，根據(jù)經(jīng)驗一般取，估取　　降液管底隙高度　　在設(shè)計中，塔徑較小時可取為25—30mm，塔徑較大時取約為40mm，最大時可達(dá)150mm，滿足要求

95、。　　2 . 板面布置及主要尺寸　?。?) 塔板布置　　在塔板的受液盤與鼓泡區(qū)之間設(shè)一安定區(qū)，以保證進(jìn)塔板的液體平穩(wěn)均勻分布，同時也可防止氣體串入降液管，安定區(qū)的寬度取值通常為50-100mm，估取。　　在鼓泡區(qū)與溢流堰之間設(shè)一安定區(qū)

96、，其目的是為液體提供一個脫氣的區(qū)域，以避免夾帶大量氣泡的液體進(jìn)入降液管，通常其寬度為70-100mm，估取。　　邊緣區(qū)是塔板靠近塔壁的邊緣留出的邊寬，以供支持塔板和塔板緊固件夾緊。對直徑在2.5m以下的塔一般邊寬取為50mm，對直徑在2.5m以上的塔一般邊寬可取為60mm或更大些。估取。　　因為所以</p&

97、gt;　?。?) 浮閥的數(shù)目與排列　　選定型浮閥，其閥孔直徑。閥孔氣速可根據(jù)由實驗結(jié)果綜合的閥孔動能因子確定，其定義式為　　根據(jù)工業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對重型浮閥，當(dāng)板上浮閥剛?cè)_時，在8-12之間，在此范圍內(nèi)選擇8、8.5、9、9.5、10、10.5、11、11.5、12各值時，其相應(yīng)的數(shù)據(jù)如下表

98、;　　做出圖象，如下所示：　　因此選　　則　　浮閥數(shù) 圓整為個　　單溢流塔板

99、　　等腰三角形排列時，一個閥孔的鼓泡面積約為，估　　實際取值　　根據(jù)上述已確定的孔距，按等腰三角形叉排方式作圖，得到在鼓泡區(qū)內(nèi)可以布置的浮閥總數(shù)為65，其排列方式如下圖所示：　　（3) 校核：

100、在8-12范圍內(nèi)，此浮閥數(shù)能滿足要求。　?。?)校核塔板開孔率　　校核塔板開孔率:　　一般對常壓塔，則滿足要求。　　3 . 浮閥塔板的流體力學(xué)校核　?。?) 塔板壓降的校核

101、　　塔板壓降等于干板壓降和液層壓降之和，即　　閥全開前 　　閥全開后 　　其中閥孔臨界氣速　　求得</b

102、>　　閥全開后 　　式中：為充氣系數(shù)，反映板上液層充氣程度，無量綱，此處　　氣體進(jìn)、出一塊塔板的壓強降　?。?) 液沫夾帶的校核　　泛點率&

103、lt;/p>　　在塔板結(jié)構(gòu)一定的情況下，兩相流量最大，液沫夾帶量最大，因此，液沫夾帶校核應(yīng)取氣、液流量最大的釜上側(cè)塔板。取提餾段數(shù)據(jù)進(jìn)行校核：　　由《化工原理（下冊）》P150頁，　　查表11.4查得物性系數(shù)　　由圖11.22 泛點負(fù)荷因子查得<p&g

104、t;　　一般對直徑小于900mm的常壓塔，泛點率，因此滿足泛點率要求，不會發(fā)生過量液沫夾帶。　?。?) 溢流液泛的校核　　泡沫液層的高度　　式中：　　為泡沫液層相對密度，取

105、　　與降液管中泡沫液層高度相當(dāng)?shù)那逡簩?lt;/p>　　式中：液面落差相對較小，一般可忽略不計　　液體經(jīng)過降液管的阻力損失　　可見，，不會發(fā)生液泛。　?。?) 負(fù)荷性能圖及操作彈性　　A. 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）</

106、p>　　對F1型重閥取閥孔動能因子時的氣體負(fù)荷為操作的下限值。　　（）　　在負(fù)荷性能圖上表示為1線。　　B. 過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）　?。?&l

107、t;/p>　　）　　由表11.4查得物性系數(shù)　　由圖11.22 泛點負(fù)荷因子查得　　式中：　　對一般常壓塔，如直徑大于0.8m的大塔，取，現(xiàn)取。

108、　　代入數(shù)據(jù)得　　在負(fù)荷性能圖上表示為2線。　　C . 液相負(fù)荷下限線　　對于平頂直堰，取平堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的標(biāo)準(zhǔn)　?。?）<p

109、>　　代入數(shù)據(jù)得　　在負(fù)荷性能圖上表示為3線。　　D . 液相負(fù)荷上限線　　液體在降液管中最短停留時間以3s計算，　?。ǎ?lt;/b>　　在負(fù)荷性能圖上表示為4

110、線。　　E . 溢流液泛線　　已知堰高　　式中：　　（）　　將上述各項代入式中

111、，得　　整理得　　任取幾個，求出相應(yīng)的，列表如下：　　在負(fù)荷性能圖上做出圖象為5線。　　F . 負(fù)荷性能圖　　將上述五條線在負(fù)荷性能圖中畫出，如下圖：&l

112、t;/p>　　G . 操作彈性　　塔精餾段的設(shè)計點位于圖中心偏左，且由圖可知塔的操作負(fù)荷上限受霧沫夾帶限制，下限漏液控制。　　七、塔頂冷凝器的選用　　1.物料衡算　　用

113、水進(jìn)行冷卻，設(shè)水進(jìn)口溫度，出口溫度　　塔頂冷凝液溫度取塔頂產(chǎn)品組分下的泡點溫度 　　由《化工原理（上冊）》附錄13查得：　　時甲醇的潛熱量為　　水的潛熱量為　　冷凝量

114、：　　冷卻劑水的平均溫度，查附錄5得　　水的比定壓熱容 　　密度　　粘度

115、導(dǎo)熱系數(shù)　　則水用量為　　冷卻水走管程，甲醇-水走殼程，選擇普通無縫鋼管。　　對數(shù)平均溫度　　由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K的經(jīng)驗數(shù)據(jù)表查得甲醇-水體系的總傳熱系數(shù)，取總傳熱系數(shù)。

116、　　則換熱面積　　2.換熱器選用　　由于是蒸汽冷凝，故沒有并流、逆流之分，溫度修正系數(shù)，又由于，故不考慮熱補償，現(xiàn)選用兩臺臺單殼程的浮頭式換熱器，于《化工原理（上冊）》附錄25 II中初選，其參數(shù)如下所示：<

117、p>　　_____________________________________________________________________　　外殼直徑/mm 500　　公稱壓力/MPa 4.0　　公稱面

118、積/㎡ 65　　管子排列方式正方形?　　管長/m 6　　管子外徑/mm 5&l

119、t;p>　　管子總數(shù) 124　　管程數(shù) 2　　殼程數(shù) 1　　管程流通截面積/㎡ 0.0194

120、8　　折流板間距/mm 200　　殼程流通截面積/㎡ 0.0358　　折流板切去的弓形缺口高度/mm 113.5　　__________________________

121、___________________________________________ 　　換熱器實際換熱面積　　若采用此傳熱面積，則要求的總傳熱系數(shù)為　　3.驗算壓降

122、　（1）驗算管程壓降　　管程壓降為　　式中：管程數(shù) 串聯(lián)的殼程數(shù) 　　對的管子，結(jié)垢修正系數(shù)　　管程流體流速為　　取，則，查摩擦系數(shù)與雷諾數(shù)及相對粗

123、糙度的關(guān)系圖得摩擦系數(shù)　　流體流經(jīng)直管的壓降　　流體流經(jīng)回彎管的壓降　　則得管程總流動阻力 　?。?) 驗算管程壓降 　　殼程壓降為

124、　　式中：對于氣體或可凝蒸氣，殼程壓降的結(jié)垢修正系數(shù)　　流體通過管束的壓降為　　式中：　　殼程流體流速　　由《化工原理（上冊）》附錄9查得，在時，甲醇的粘度為</p&g

125、t;　　水的粘度為　　則甲醇—水的粘度為　　殼程流體的摩擦系數(shù)　　對正方形斜轉(zhuǎn)45?，　　橫過管束中心線的管子數(shù)

126、　　折流擋板數(shù)　　計算表明，管程和殼程壓降均滿足工藝要求。　　4. 核算總傳熱系數(shù)　　（1) 管程給熱系數(shù)　?。?)殼程給熱系數(shù)　　查附

127、錄12得，時，甲醇的比熱容為　　水的比熱容為　　近視取殼程的導(dǎo)熱系數(shù)為甲醇的導(dǎo)熱系數(shù)　?。?)導(dǎo)熱系數(shù)和傳熱面積　　污垢熱阻，，　　導(dǎo)熱

128、系數(shù)　　估計的傳熱面積與計算的傳熱面積之比為：　　其值滿足，則初選的設(shè)備合適。　　八、塔接管設(shè)計　?。?　　D=35.9kmol

129、/h W=103.1kmol/h）　　1.塔頂出料管直徑　　低壓氣體在管道里中常用流速范圍為8—15m/s，取蒸汽流速為。　　由GB8163-87，選用熱軋無縫鋼管　　2.回流管直徑</

130、p>　　由GB8163-87，選用熱軋無縫鋼管　　3.進(jìn)料管直徑　　采用強制進(jìn)料，取　　由GB8163-87，選用熱軋無縫鋼管　　4.餾出液管直徑&l

131、t;/b>　　取　　由GB8163-87，選用熱軋無縫鋼管　　九、設(shè)計總結(jié)　　這學(xué)期學(xué)院為我們08級過程裝備與控制工程專業(yè)開設(shè)了《化工原理》這門課程，學(xué)習(xí)了流體流動、流體輸送、傳熱、吸收、蒸

132、餾和干燥等內(nèi)容，同時在期末的時候又安排了這次課程設(shè)計，使用學(xué)到的知識來完成一項任務(wù)，既考驗了同學(xué)們對《化工原理》課程的掌握情況，又實際動手設(shè)計了一番。相對于其他同樣學(xué)習(xí)《化工原理》的專業(yè)而言，他們就沒有課程設(shè)計這一說，可見學(xué)院對我們專業(yè)的要求更嚴(yán)、更高。　　這次化工原理課程設(shè)計，以小組的形式進(jìn)行，每個老師帶著大約一二十個學(xué)生，且每個老師所做的課題不一樣，有噴霧干燥設(shè)計，有精餾塔設(shè)計等。在設(shè)計過程

133、中，需要查閱相關(guān)的資料、文件，部分與設(shè)計相關(guān)內(nèi)容需要自學(xué)，這樣不僅使學(xué)到的知識更多，也提高了學(xué)生的動手和動腦能力。 　　我有幸被分在夏素蘭老師這組，跟著她一起做浮閥精餾塔的設(shè)計，從分過組后，老師就立即開始跟我們講設(shè)計的相關(guān)內(nèi)容，以及怎樣進(jìn)行設(shè)計，講得很多，也講了很久，但是可能是當(dāng)時同學(xué)們都沒有開始復(fù)習(xí)，所以對有些知識還是不很清晰。記得很清楚，當(dāng)時老師一直講到十二點多了，同學(xué)們早已沒有了聽課

134、的興趣，而老師還是精神飽滿，最后老師交待了一番才結(jié)束。其后，老師又通知了一次設(shè)計答疑，講了一些設(shè)計中應(yīng)該注意的問題及某些數(shù)據(jù)的取值。　　從分過組后，自己就開始著手弄課程設(shè)計，那時已經(jīng)沒有課了，但是還有《化工原理》沒有考呢，自己天天就是一半時間用來復(fù)習(xí)，一半時間提著電腦去自習(xí)室弄設(shè)計。直到考完試，才一心用在設(shè)計上。在設(shè)計的過程中，自己學(xué)到了很多，也學(xué)會了用excel、word、CAD等來進(jìn)行計算、

135、畫圖。在處理數(shù)據(jù)上，需要進(jìn)行多次調(diào)整，以達(dá)到要求，一次次的改數(shù)據(jù)、驗算。其中也遇到了一些問題，并請教了老師，也與同組成員進(jìn)行討論。　　在這次設(shè)計中，自己花了很多時間，但是卻很值得，在別人去耍的時間里，自己能夠安心弄設(shè)計，也充分利用了這段時間。自己學(xué)到很多，不僅是知識的深化，更是處理問題的態(tài)度和嚴(yán)謹(jǐn)?shù)目蒲芯?。面對大量的?shù)據(jù)，要有足夠的耐心，遇到問題，要及時解決，嚴(yán)謹(jǐn)、細(xì)致、科學(xué)，這才是一個設(shè)計者

136、所應(yīng)具有的。　　課程設(shè)計讓我看到了以后就業(yè)的景象，更堅定了自己成為一名高級工程師的信念。 　　十、參考文獻(xiàn)　　【1】[《化工原理（上冊）》和《化工原理（下冊）》葉世超夏素蘭易美桂等編科學(xué)出版社　　【2】《化工原理——傳質(zhì)與分

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化工原理課程設(shè)計---分離甲醇—乙醇混合液的浮閥精餾塔

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