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1、浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 1． 工藝要求與數(shù)據(jù) （1）料液為苯——甲苯混合液，含苯40 %（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） （2）XD=94 % XW=3 %（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） （3）年生產(chǎn)能力：7萬(wàn)噸（進(jìn)料） 2． 設(shè)計(jì)條件 （1）連續(xù)常壓操作、中間加料、泡點(diǎn)回流 （2）泡點(diǎn)進(jìn)料 （3）年生產(chǎn)時(shí)間330天 （4）塔釜用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力 300 kPa （5）設(shè)塔頂冷凝用水進(jìn)口溫度為25℃ 3． 設(shè)計(jì)內(nèi)容 （1） 精餾流程設(shè)計(jì)及論證 （2） 工藝計(jì)算 （3） 塔盤(pán)設(shè)計(jì)（精餾段、提餾段各選一塊） （4） 精餾段、提餾段流體力學(xué)條件校核 （5） 主要輔助設(shè)備的選型（再

2、沸器、冷凝器） （6） 控制系統(tǒng)、節(jié)能措施、工藝調(diào)整、故障處理、廢液處理的方案 4． 設(shè)計(jì)成果 （1） 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)（含評(píng)價(jià)與體會(huì)） （2） 設(shè)計(jì)圖紙（畫(huà)在設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)中：流程圖、t-x-y圖、作圖法求理論塔板數(shù)、負(fù)荷性能圖2張）、（畫(huà)在圖紙上：塔盤(pán)布置圖1張、浮閥塔工藝條件圖1張） 化工原理課程設(shè)計(jì) 苯-甲苯浮閥塔精餾 班級(jí)： _ 姓名： _ 專(zhuān)業(yè)： _ 目 錄

3、緒 論……………………………………………………………………3 第一章 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 1、設(shè)計(jì)流程……………………………………………………………5 2、設(shè)計(jì)要求……………………………………………………………6 3、設(shè)計(jì)思路……………………………………………………………6 4、相關(guān)符號(hào)說(shuō)明………………………………………………………7 第二章 塔的工藝計(jì)算 1、基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)………………………………………………………9 2、塔的工藝計(jì)算………………………………………………………10 3、逐板計(jì)算法求理論板數(shù)計(jì)算………………………………………11 4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物

4、性數(shù)據(jù)的計(jì)算………………………12 5、精餾塔的工藝尺寸的計(jì)算…………………………………………16 6、塔板流體力學(xué)校核…………………………………………………23 7、塔板負(fù)荷性能圖……………………………………………………27 8、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表……………………………………………………31 9、輔助設(shè)備的選型……………………………………………………33 10、塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算……………………………………………………34 第三章 安全與環(huán)保 1、安全注意事項(xiàng)………………………………………………………38 2、環(huán)境保護(hù)……………………………………………………………39 第四章 設(shè)

5、計(jì)過(guò)程的評(píng)述和討論 1、回流比的選擇………………………………………………………39 2、塔高和塔徑…………………………………………………………40 3、進(jìn)料狀況的影響……………………………………………………40 4、熱量衡算和節(jié)能……………………………………………………40 5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié)………………………………………………41 結(jié)束語(yǔ) …………………………………………………………………42 參考文獻(xiàn) ………………………………………………………………43 緒 論 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件

6、的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過(guò)程。 工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。 板式塔大致可分為兩類(lèi)：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮

7、閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無(wú)降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過(guò)程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開(kāi)孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。 浮閥有盤(pán)式、條式等多種，國(guó)內(nèi)多用盤(pán)式浮閥，此型又分為F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB

8、－1118－81）。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價(jià)低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡(jiǎn)單。 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要的。 塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最

9、重要的設(shè)備類(lèi)型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。 本設(shè)計(jì)書(shū)對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備─浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高15.54米，塔徑米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為12。算得全塔效率為11。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為10，提餾段實(shí)際板數(shù)為12。實(shí)際加料位置在第11塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為4.5。通過(guò)板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。

10、塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無(wú)縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用加熱蒸汽壓力 300 kPa加熱，用15℃循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。 由于時(shí)間倉(cāng)促，再加上水平有限，書(shū)中難免有不妥之處，懇請(qǐng)老師批評(píng)指正。 編者 2011/4/20 第一章

11、 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 1、設(shè)計(jì)流程 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)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1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 3 精餾工藝流程圖 2、設(shè)計(jì)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。精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： 生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不

12、會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。 效率高，氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。? 流體阻力小，流體通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。? 有一定的操作彈性，當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。? 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。? 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等 本次實(shí)驗(yàn)我們根據(jù)所給條件設(shè)計(jì)出塔的各項(xiàng)參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。 3、設(shè)計(jì)思路 在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)

13、到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過(guò)程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。 蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制

14、回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。 塔板工藝計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算 塔負(fù)荷性能圖 冷凝器與再沸器的選型 塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖1-2 設(shè)計(jì)思路流程圖 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點(diǎn)進(jìn)料、間接蒸汽加熱、選R=Rmin、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。 在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量

15、自行調(diào)節(jié)開(kāi)度，這樣就可以避免過(guò)多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來(lái)所研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。 從苯—甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤(pán)板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。 4、相關(guān)符號(hào)說(shuō)明 Aa—塔板開(kāi)孔區(qū)面積,m2；

16、 Af—降液管截面積,m2； A0—篩孔總面積,m2； AT—塔截面積,m2； c0—流量系數(shù),無(wú)因次； C—計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù),m/s CS—?dú)庀嘭?fù)荷因子,m/s； d—填料直徑,m d0—篩孔直徑,m； D—塔徑,m； ev—液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）； ET—總板效率,無(wú)因次； F—?dú)庀鄤?dòng)能因子,kg1/2/(s·m1/2）； F0— 篩孔氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(s·m1/2) ； g— s2； h—填料層分段

17、高度,m； h1—進(jìn)口堰與降液管間的水平距離,m； hc— 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱； hd—與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?；hf— 塔板上鼓泡層高度,m； h1—與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?m； hL— 板上清液層高度,m； h0—降液管的底隙高度,m； hOW—堰上液層高度,m； hW—出口堰高度,m； h,W—進(jìn)口堰高度,m； hб—與阻力表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?；H—板式塔高度,m； Hd—降液管內(nèi)清液層高度,m； HD—塔頂空間高度,m； HF—進(jìn)料板處塔板間距,m；

18、 HP——人孔處塔板間距,m； HT—塔板間距,m； LW—堰長(zhǎng),m； Lh —液體體積流量,m3/h； Ls —液體體積流量,m3/s； NT—理論板層數(shù)； P—操作壓力,Pa； △P—壓力降,Pa； △PP—?dú)怏w通過(guò)每層篩板的降壓,Pa； t—篩孔的中心距,m； u—空塔氣速,m/s； u0—?dú)怏w通過(guò)篩孔的速度,m/s； u0, min—漏液點(diǎn)氣速,m/s； u′0—液體通過(guò)降液管底隙的速度,m/s； Vh—?dú)怏w體積

19、流量,m3/h； Vs—?dú)怏w體積流量,m3/s； Ls——液體質(zhì)量流量,kg/s； vs—?dú)怏w質(zhì)量流量,kg/s； Wc—邊緣無(wú)效區(qū)寬度,m； Wd—弓形降液管寬度,m； Ws—泡沫區(qū)寬度,m； x—液相摩爾分?jǐn)?shù)； X—液相摩爾比； y—?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)； Y—?dú)庀嗄柗直龋? Z—板式塔的有效高度,m； uF— 泛點(diǎn)氣速,m/s； 下標(biāo) max—最大的； min—最小的； L—液相的；

20、 V—?dú)庀嗟摩取后w在降液管內(nèi)停留時(shí)間,s；μ—粘度,mPa·s； Φ—開(kāi)孔率或孔流系數(shù)，無(wú)因次； σ——表面張力,N/m； ρ——密度,kg/m3； 第二章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 1、基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 表1-1 苯、甲苯的粘度 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 甲苯 表1-2 苯、甲苯的密度 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 --

21、 甲苯 表1-3 苯、甲苯的表面張力 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 甲苯 表1-4 苯、甲苯的摩爾定比熱容 溫度℃ 0 50 100 150 苯 甲苯 表1-5 苯、甲苯的汽化潛熱 溫度℃ 20 40 60 80 100 120 苯 甲苯

22、 2、塔的工藝計(jì)算 物料衡算：含苯40％ XD=94 % XW=3 %（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 年產(chǎn)量∶7萬(wàn)噸 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)∶ XF== XD== XW == 平均摩爾質(zhì)量： ××92.13=85.96(kg/kmol) ××92.13=78.83(kg/kmol) ××92.13=91.64(kg/kmol) 物料衡算∶生產(chǎn)時(shí)間按330天/年 F= =102.82(kg/h) 而 = = = ∴×0.443=45.55(kmol/h) ∴W=57.27(kmol/

23、h) 根據(jù)最少回流比計(jì)算式∶ 根據(jù)工藝條件滿足∶× 故精餾段操作線方程式為∶ y ∴y= 對(duì)于飽和液體進(jìn)料q=1,原料液進(jìn)入加料板后全部進(jìn)入提餾段。 即：L′×45.55+102.82=205.763(kmol/h) 3、逐板計(jì)算法求理論板數(shù)的計(jì)算 由于采用全凝器泡點(diǎn)回流故 代入相平衡方程求出， 所以 ，所以代入相平衡方程求出 ，所以代入相平衡方程求出 同理可得： 通過(guò)上述計(jì)算可得出： 有5層精餾段，7層提餾段（包括再沸器）第六層為加料板。 通過(guò)摩爾分

24、數(shù)，苯與甲苯氣液相平衡圖可查出：℃ 塔底： ℃ 平均溫度： ℃ 由平均溫度可在粘度表中查出： 苯的粘度 甲苯的粘度 ·s mpa·s 3.實(shí)際塔板數(shù) 精餾段: 塊 提餾段: 塊 4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 (1)操作壓力的計(jì)算 塔頂?shù)牟僮鲏毫? 每層塔板的壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 塔底壓力 提餾段 （2）溫度 ，根據(jù)操作壓力通過(guò)試差計(jì)算 P=

25、 ,塔頂 ℃, ℃, ℃ ∴精餾段溫度, 提餾段溫度 (3)平均摩爾質(zhì)量 塔頂 ×78.11+(1-0.949) ×(kg/kmol) ×78.11+(1-0.883) ×(kg/kmol) 進(jìn)料板： ×78.11+(1-0.5991) ×(kg/kmol) ×78.11+(1-0.3770) ×(kg/kmol) 塔 底： ×78.11+(1-0.4439) ×(kg/kmol) ×78.11+(1-0.01846

26、) ×(kg/kmol) =(kg/kmol) =(kg/kmol) =(kg/kmol) =(kg/kmol) (4)平均密度計(jì)算 ① 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)算，即 ② 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度計(jì)算依下式計(jì)算，即： 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由 ，查液體在不同溫度下的密度表得： 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由 ，查液體在不同溫度下的密度表得 精餾段的平均密度為 塔底液相平均密度的計(jì)算 由，查液體在不同溫度下的

27、密度表得 提餾段的平均密度 (5)液體平均表面張力的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 ，查液體表面張力共線圖得 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由 ，查液體表面張力共線圖得： 塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 ，查液體表面張力共線圖得： 精餾段平均表面張力 提餾段平均表面張力 (6)液體平均黏度計(jì)算 液相平均黏度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平

28、均黏度的計(jì)算 由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度的計(jì)算： 由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度 精餾段液相平均黏度的計(jì)算 由 ，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度 5、精餾塔工藝尺寸的計(jì)算 （1）塔徑的計(jì)算 精餾段氣液相體積流率 精餾段的氣、液相體積流率 提餾段的氣、液相體積流率 （2）塔板工藝尺寸計(jì)算 塔徑 空塔氣速 精餾段 取板間距HT=

29、0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值為； 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為 根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時(shí)的C: 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 精餾段 取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為 根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時(shí)的C: 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速

30、 7 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 。 塔截面積 塔的有效高度 Z精=（N精-1）*HT Z提=（Z提-1）*HT 故精餾塔的有效高度為:Z=4.05+4.95=9m (3)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 溢流裝置計(jì)算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。 堰長(zhǎng) 取 溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算，即： 近似取E=1.02，則 取板上清液層高度 故 弓形降液管寬度和截面積： 由 ，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：， 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 故降液管

31、設(shè)計(jì)合理 降液管底隙的流速，則： 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤(pán)，深度 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 塔板的分塊，因，故塔板采用分塊式； 查塔板塊數(shù)表得塔極分為3塊。 選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm 精餾段計(jì)算 取閥孔動(dòng)能因子F0=12 孔速 浮閥數(shù) 邊緣區(qū)寬度確定 取， 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算。開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 其中 故 估算其排間距h h= ’ 按t=75mm，t’=0.1m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)140個(gè) 按N=140重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)

32、 閥孔動(dòng)能因數(shù)F0變化不大，仍在9~12范圍內(nèi) 塔板開(kāi)孔率% 提餾段 堰長(zhǎng)lw 取堰長(zhǎng)l× 出口堰高h(yuǎn)w Lh=3600=3600×/h = 故采用平直堰：堰上高度 近似取 ∴ 故：— 降液管的寬度wd與降液管的面積Af 由：查《化工設(shè)計(jì)手冊(cè)》得： 故w× AA×× 停留時(shí)間： ~5s）符合要求 降液管底隙高度h0 塔板布置及浮閥數(shù)目、浮閥排列 取閥孔動(dòng)能因子：F0=12 孔速： 浮閥數(shù)： 取無(wú)效區(qū)寬度：w 安定區(qū)寬度：w 開(kāi)孔區(qū)面積： 浮閥排列方式采用等腰

33、三角形叉排方式 估算排間距h= 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距可采用0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列閥孔。實(shí)際孔數(shù)為： 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。 % 6、塔板流體力學(xué)校核 精餾段 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓力降 干板阻力 計(jì)算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度 所以依式 計(jì)算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻

34、力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值) 提餾段 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓力降 干板阻力 計(jì)算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度 所以依式 計(jì)算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值) 精餾段計(jì)算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd≤φ(HT+hw) Hd=h

35、p+hl+hd 液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰 故 Hd= 取φ=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.055m，則 φ× 可見(jiàn)　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求 提餾段計(jì)算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd 液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰 故 Hd= 取φ=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.047m，則 φ× 可見(jiàn)　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求 液沫夾帶 精餾段 液沫夾帶按下式計(jì)算： 故在本設(shè)計(jì)中

36、液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi) 泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式： 和 塔板上液體流程長(zhǎng)度 塔板上液流面積 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,取泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為 為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。 提餾段 液沫夾帶按下式計(jì)算： 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi) 泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式： 和 塔板上液體流程長(zhǎng)度 塔板上液流面積 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,取泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，

37、得泛點(diǎn)率F1為 為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。 嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算，可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。 7、塔板負(fù)荷性能圖 （1）霧沫夾帶線 精餾段 按泛點(diǎn)率=80%計(jì) 上式整理得： 0．027 0．031 1．51 1．41 提餾段 按泛點(diǎn)率=80%計(jì) 上式整理得： 0．025 0．030 1．51 1．41 （2）液泛線 精餾段 φ(HT+hw)= 由此確

38、定液泛線方程： φ(HT+hw)= + +（ 1+）【 化簡(jiǎn)整理得： 0．01 1．82 0 提餾段 φ(HT+hw)= 由此確定液泛線方程： φ(HT+hw)= + +（ 1+）【 化簡(jiǎn)整理得： 0．01 1．87 0 （3）液相負(fù)荷上限線 精餾段 提餾段 求出上限線液體流量的值 以降液管內(nèi)停留時(shí)間t=5s 則； （4）漏液線：對(duì)于F1型重閥 精餾段：由可得： 提餾段：由

39、可得： (5)液相負(fù)荷下限線(精餾段 提餾段) 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 將以上五條線標(biāo)繪在同一Vs～Ls直角坐標(biāo)系中，畫(huà)出塔板的操作負(fù)荷性能圖。將設(shè)計(jì)點(diǎn)（Ls，Vs）標(biāo)繪在圖中，如P點(diǎn)所示，由原點(diǎn)O及P作操作線OP。操作線交嚴(yán)重漏液線①于點(diǎn)A，過(guò)量霧沫夾帶線②于點(diǎn)B。由此可見(jiàn)，此塔板操作負(fù)荷上下限受?chē)?yán)重漏液線①及過(guò)量霧沫夾帶線②的控制。分別從圖中A、B兩點(diǎn)讀得氣相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得該塔的操作彈性。 精餾段操作彈性:K= 精餾段操作彈性: K= 8、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 序號(hào) 項(xiàng)目 符號(hào) 單位 計(jì)算結(jié)果 精餾段

40、 提餾段 1 平均溫度 tm ℃ 2 平均壓力 Pm kpa 3 平均流量 氣相 Vs m3/s 4 液相 Ls m3/s 5 實(shí)際塔板數(shù) Np 塊 10 12 6 塔的有效高度 Z m 4.05 7 塔徑 D m 1.4 1.40 8 板間距 H m 9 塔板溢流形式 單流型 單流型 10 空塔氣速 u m/s 11 溢流裝置 溢流管形式 弓形 弓形 12 溢流堰長(zhǎng)度 Lw m 13 溢流堰高度

41、 hw m 14 板上液層高度 hL m 16 安定區(qū)寬度 Ws m 17 開(kāi)孔區(qū)到塔壁距離 Wc m 18 開(kāi)孔區(qū)面積 Aa m2 19 閥孔直徑 d m 20 浮閥數(shù)個(gè) n 個(gè) 140 140 21 閥孔氣速 u0 m/s 22 閥孔動(dòng)能因數(shù) F0 12 12 23 開(kāi)孔率% 24 孔心距 t m 25 排間距 t′ m 26 塔板壓降 ΔP kpa 27 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 t

42、 s 18 9 28 底隙高度 ho m 30 泛點(diǎn)率，% 48 31 液相負(fù)荷上限 Ls max m3/s 32 液相負(fù)荷下限 Ls min m3/s 33 氣相負(fù)荷下限 Vs min m3/s 34 操作彈性 9、輔助設(shè)備的選型 （1）冷凝器的選型 本設(shè)計(jì)冷凝器選用管殼式全凝器 原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式全凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，

43、利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。 取進(jìn)口（冷卻水）溫度為t1=25℃(夏季)；冷卻水出口溫度一般不超過(guò)40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度t2=35℃。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量 塔頂溫度tD=℃ 冷凝水t1=25℃ t2=35℃ =℃ 則 由tD=℃ 查液體比汽化熱共線圖得 塔頂被冷凝量 冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k， 則傳熱面積 冷凝水流量 (3)選用釜式再沸器 塔底溫度tw=℃ 用t0=℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=℃ 則 由tw=℃ 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量Vh=1.1 m3/S

44、密度 則 取傳熱系數(shù)K=900W/m2k， 則傳熱面積 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 10、塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算 接管 (1)進(jìn)料管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。F=8838.4Kg/h , 則體積流量 管內(nèi)流速 則管徑 取進(jìn)料管規(guī)格Φ57×3.5 則管內(nèi)徑d=50mm 進(jìn)料管實(shí)際流速 (2)回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度 則液體流量： 取管內(nèi)流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格Φ57×4.5 則管內(nèi)直徑d=48mm 回流管內(nèi)實(shí)際流速 (3)塔頂蒸汽接

45、管 塔頂蒸汽密度 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 則整齊體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ325×12 則實(shí)際管徑d=301mm 塔頂蒸汽接管實(shí)際流速 (4)釜液排出管 平均摩爾質(zhì)量 體積流量 取管內(nèi)流速 則 可取回流管規(guī)格Φ45×3 則實(shí)際管徑d=39mm 塔頂蒸汽接管實(shí)際流速 (5)塔釜進(jìn)氣管 V′=148.49 相平均摩爾質(zhì)量 塔釜蒸汽密度 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 則塔釜蒸汽體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ237×8 則實(shí)際管徑d=257mm 塔頂蒸汽接管實(shí)際流速 (6)法蘭 由于常壓操作，

46、所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭 進(jìn)料管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010 回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010 塔釜出料管接法蘭：PN6DN40 HG 5010 塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN300 HG 5010 塔釜蒸汽進(jìn)氣管法蘭：PN6DN250 HG 5010 筒體與封頭 (1)筒體 向上圓整為 所用材質(zhì)為16MnR (2)封頭 選用封頭 DN1400×6，J13-1154 (3)進(jìn)料位置 取板間距1200mm (4)裙座 由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm 基礎(chǔ)環(huán)

47、內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整 基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取2.2m， 地角螺栓直徑取M22采用Q-235B 人孔數(shù)目 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm，本設(shè)計(jì)選擇DN500mm人孔，其中人孔處塔板間距為600mm，人孔數(shù)一共2個(gè)。 塔總體高度的設(shè)計(jì) 塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊板的距離為600mm） 塔總體高度 H=H+H 第三章 安全與環(huán)保

48、 1、安全注意事項(xiàng) 苯類(lèi)產(chǎn)品是易燃、易爆、有毒的無(wú)色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應(yīng)特別注意防火，強(qiáng)化安全措施。 不準(zhǔn)有明火和火花，設(shè)備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容器中，設(shè)備的放散管應(yīng)通入大氣，其管口用細(xì)金屬網(wǎng)遮蔽，使貯槽或蒸餾設(shè)備中的苯類(lèi)產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應(yīng)設(shè)有良好的通風(fēng)設(shè)備，防止苯類(lèi)蒸汽的聚集。 所有金屬結(jié)構(gòu)應(yīng)按規(guī)定在幾個(gè)地點(diǎn)上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產(chǎn)生，將引入貯槽中所有管道均應(yīng)安裝到接近貯槽的底部，電動(dòng)機(jī)應(yīng)放在單獨(dú)的廠房?jī)?nèi)。 應(yīng)設(shè)有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。 工人進(jìn)入貯槽或設(shè)備進(jìn)行清掃或修理前,油必

49、須全部放空,所有管道均需切斷,設(shè)備應(yīng)用水蒸汽徹底清掃后才允許進(jìn)入并注意通風(fēng),檢修人員沒(méi)有動(dòng)火證嚴(yán)禁在生產(chǎn)區(qū)域內(nèi)動(dòng)火。 進(jìn)入生產(chǎn)區(qū)域或生產(chǎn)無(wú)關(guān)人員，不得亂動(dòng)設(shè)備和計(jì)量?jī)x表等。 及時(shí)清除設(shè)備管線泄漏情況，嚴(yán)防中毒著火、爆炸等事故的發(fā)生。 泄漏應(yīng)急處理迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進(jìn)行隔離，嚴(yán)格限制出入。切斷火源。建議應(yīng)急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護(hù)服。盡可能切斷泄漏源，防止進(jìn)入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構(gòu)筑圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發(fā)。用防爆泵轉(zhuǎn)移至槽車(chē)或?qū)Ｓ檬?/p>

50、集器內(nèi)，回收或運(yùn)至廢物處理場(chǎng)所處置。 2、環(huán)境保護(hù) 認(rèn)真執(zhí)行環(huán)境保護(hù)方針、政策、堅(jiān)持污染防治設(shè)施與生產(chǎn)裝置同時(shí)設(shè)計(jì)、同時(shí)施工、同時(shí)投產(chǎn)。現(xiàn)將“三廢”治理措施分析述如下： 廢水：各設(shè)備間接冷卻水回收用于煉焦車(chē)間熄焦用，工藝產(chǎn)品分離水送往生化裝置進(jìn)行處理。設(shè)備沖洗水經(jīng)初步沉淀和油水分離后送入生化處理。 廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產(chǎn)品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境。 廢渣：生產(chǎn)過(guò)程中生產(chǎn)的廢渣送往回收工段作為原料使用。 定期檢測(cè)個(gè)生產(chǎn)崗位苯含量和生產(chǎn)下水中各污染均含量，嚴(yán)防超標(biāo)現(xiàn)象的發(fā)生。 第四章 設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和討論 1、回流比的選擇 回流是保證

51、精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜回流比。 在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍。我計(jì)算的回流比為1.33，我取的回流比R=Rmin=。 2、塔高和塔徑 影響塔板效率的因素有很多，概括起來(lái)有物性性質(zhì)﹑塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是指黏度﹑密度﹑表面張力﹑擴(kuò)散系數(shù)及相對(duì)揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類(lèi)型板間距堰高及開(kāi)孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復(fù)雜，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。

52、設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。因此，我通過(guò)經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑為1.40m，塔高為13.04m。 3、進(jìn)料狀況的影響 由于不同進(jìn)料狀況的影響，使從進(jìn)料板上升蒸汽量及下降液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提留段的液體量發(fā)生了變化。我們選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此，原料液全部進(jìn)入提留段，作為提留段的回流液，兩端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。 4、熱量衡算和節(jié)能 對(duì)連續(xù)精餾裝置的熱量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷以及冷卻介質(zhì)和加熱介質(zhì)的消耗量，并為設(shè)計(jì)這些換熱設(shè)備提供基本數(shù)據(jù)。從

53、傳質(zhì)角度而言，宜將熱量加入塔底，即選擇冷進(jìn)料，這樣可提供更多的氣相回流。 隨著進(jìn)料帶入熱量增加，塔底再熱器供熱必將減少，加熱蒸汽消耗量降低，但全塔總的耗熱量是一定的。從廢熱回收利用和能量回收品味而言，加熱原料所需的品味較低，且多可利用廢熱。因此我們采用熱進(jìn)料。 精餾過(guò)程需要消耗大量的能量，我們采取的降低能耗的具體措施如下： 選擇經(jīng)濟(jì)合理的回流比； 回收精餾裝置的余熱，以用作本裝置和其他裝置的熱源； 對(duì)精餾過(guò)程進(jìn)行優(yōu)化控制，減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，可確保過(guò)程能耗為最低。 5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié) 對(duì)于我們的精餾塔和物系，保持精餾穩(wěn)態(tài)操作采取的措施是： 1)塔壓穩(wěn)定；

54、2)進(jìn)出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定； 3)進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定； 4)回流比恒定； 5)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定； 6)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。 結(jié)束語(yǔ) 經(jīng)過(guò)這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算數(shù)據(jù)和上機(jī)敲電子版，化工原理課程設(shè)計(jì)的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案，全部計(jì)算過(guò)程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。 課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過(guò)程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書(shū)本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以

55、及我了解的知識(shí)的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。 設(shè)計(jì)過(guò)程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過(guò)自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用. 在此次化工原理設(shè)計(jì)過(guò)程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺(jué)得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性。因?yàn)橥ㄟ^(guò)與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的不足，從而讓自己少走彎路。 在此，特別感謝化工原理教研室的于津津

56、老師以及我的組員，通過(guò)與他們的交流使得我的設(shè)計(jì)工作得以圓滿完成。在此我向他們表示衷心的感謝！ 參考文獻(xiàn) [1]陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)[M].上海：華東理工大學(xué)出版社，2005、4 [2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].山東：石油大學(xué)出版社，2001、5 [3]賈紹義、柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].天津：天津大學(xué)出版社，2002、8 [4]路秀林、王者相.塔設(shè)備[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004、1 [5]王明輝.化工單元過(guò)程課程設(shè)計(jì)[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002、6 [6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊(cè)）[M].天津

57、：天津大學(xué)出版社，2005、1 [7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊(cè)）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2005、1 —?dú)庖簜髻|(zhì)設(shè)備[M]。北京： 化學(xué)工業(yè)出版社，1989、7 [10]化工單元操作、譚平主編。-北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2010、8 工業(yè)水 《車(chē)輛制冷與空調(diào)》第二次作業(yè)參考答案 《車(chē)輛隔熱壁》、《制冷方法與制冷劑》、《蒸汽壓縮式制冷》 一．簡(jiǎn)答題 1. 什么是隔熱壁的傳熱系數(shù)？它的意義是什么？ 答：隔熱壁的傳熱系數(shù)指車(chē)內(nèi)外空氣溫度相差1℃時(shí)，在一小時(shí)內(nèi)，通過(guò)一平方米熱壁表面積所傳遞的熱量?？梢愿爬閱挝粫r(shí)間、單位面

58、積、單位溫差傳遞的熱量。 它可以表示出車(chē)體隔熱壁允許熱量通過(guò)的能力，愈大，在同樣的傳熱面積與車(chē)內(nèi)外溫差的情況下，通過(guò)的熱量就愈大，隔熱性能就愈差。 2. 熱量是如何從隔熱壁一側(cè)的空氣中傳至另一側(cè)空氣的？ 答：熱量從隔熱壁一側(cè)的空氣中傳至另一側(cè)的空氣中，其傳熱過(guò)程可以分為： 1）表面吸熱——熱量從一側(cè)的空氣中傳至隔熱壁的一側(cè)表面； 2）結(jié)構(gòu)透熱——熱量從隔熱壁的一側(cè)表面?zhèn)髦亮硪粋?cè)表面； 3）表面放熱——熱量從隔熱壁另一側(cè)表面?zhèn)髦亮硪粋?cè)的空氣中。 3. 如何改善隔熱壁的性能？ 答：（1）盡可能減少熱橋；（2）不同材料必須完全密貼；（3）減少漏泄；（4）選用隔熱性能較好的材

59、料。 4. 蒸汽壓縮制冷循環(huán)系統(tǒng)主要由哪些部件組成，各有何作用？ 答：在蒸汽壓縮制冷循環(huán)系統(tǒng)中，蒸發(fā)器、冷凝器、壓縮機(jī)和節(jié)流閥是制冷系統(tǒng)中必不可少的四大件。 蒸發(fā)器是輸送冷量的設(shè)備。制冷劑在其中吸收被冷卻物體的熱量實(shí)現(xiàn)制冷。 壓縮機(jī)是心臟，起著吸入、壓縮、輸送制冷劑蒸汽的作用。 冷凝器是放出熱量的設(shè)備，將蒸發(fā)器中吸收的熱量連同壓縮機(jī)功所轉(zhuǎn)化的熱量一起傳遞給冷卻介質(zhì)帶走。 節(jié)流閥對(duì)制冷劑起節(jié)流降壓作用、同時(shí)控制和調(diào)節(jié)流入蒸發(fā)器中制冷劑液體的數(shù)量，并將系統(tǒng)分為高壓側(cè)和低壓側(cè)兩大部分。 實(shí)際制冷系統(tǒng)中，除上述四大件之外，常常有一些輔助設(shè)備，如電磁閥、分配器、干燥器、集熱器、易熔塞、

60、壓力控制器等部件組成，它們是為了提高運(yùn)行的經(jīng)濟(jì)性，可靠性和安全性而設(shè)置的。 5. 蒸發(fā)器內(nèi)制冷劑的汽化過(guò)程是蒸發(fā)嗎？蒸發(fā)與沸騰有什么區(qū)別？ 答：是。蒸發(fā)是汽化的一種形式，只在液體表面發(fā)生，而沸騰是汽化的又一種形式是在液體內(nèi)部和表面同時(shí)發(fā)生的。 液體蒸發(fā)在任何溫度下都能進(jìn)行,且只在液體表面進(jìn)行。 液體沸騰是在一定溫度下發(fā)生的劇烈的汽化現(xiàn)象。液體沸騰時(shí)要吸熱，但液體溫度保持不變。 6. 制冷劑在蒸汽壓縮制冷循環(huán)中，熱力狀態(tài)是如何變化的？ 答：制冷劑蒸汽由蒸發(fā)器的末端進(jìn)入壓縮機(jī)吸氣口時(shí)，壓力越高溫度越高，壓力越低溫度越低。制冷劑蒸汽在壓縮機(jī)中被壓縮成過(guò)熱蒸汽，壓力由蒸發(fā)壓力P

61、0升高到冷凝壓力Pk。為絕熱壓縮過(guò)程。外界的能量對(duì)制冷劑做功，使得制冷劑蒸汽的溫度再進(jìn)一步升高，壓縮機(jī)排出的蒸汽溫度高于冷凝溫度。 過(guò)熱蒸汽進(jìn)入冷凝器后，在壓力不變的條件下，先是散發(fā)出一部分熱量，使制冷劑過(guò)熱蒸汽冷卻成飽和蒸汽。飽和蒸汽在等溫條件下，繼續(xù)放出熱量而冷凝產(chǎn)生了飽和液體。 飽和液體制冷劑經(jīng)過(guò)節(jié)流元件，由冷凝壓力Pk降至蒸發(fā)壓力P0，溫度由tk降至t0。為絕熱膨脹過(guò)程。 以液體為主的制冷劑，流入蒸發(fā)器不斷汽化，全部汽化變時(shí)，又重新流回到壓縮機(jī)的吸氣口，再次被壓縮機(jī)吸入、壓縮、排出，進(jìn)入下一次循環(huán)。 7. 制冷劑在通過(guò)節(jié)流元件時(shí)壓力降低，溫度也大幅下降，可以認(rèn)為節(jié)流過(guò)程近

62、似為絕熱過(guò)程（即與外界沒(méi)有熱量交換），那么制冷劑降溫時(shí)的熱量傳給了誰(shuí)？用于干什么？ 答：這個(gè)過(guò)程中熱量傳給了自身，使部分制冷劑液體汽化成蒸汽。 8. 單級(jí)蒸汽壓縮式制冷理論循環(huán)有哪些假設(shè)條件？ 答：理論循環(huán)假定： ① 假設(shè)進(jìn)入壓縮機(jī)的為飽和蒸汽，進(jìn)入節(jié)流閥的為飽和液體； ② 假設(shè)壓縮過(guò)程是等熵過(guò)程，節(jié)流過(guò)程是等焓過(guò)程； ③ 假設(shè)蒸發(fā)與冷凝過(guò)程無(wú)傳熱溫差； ④ 假設(shè)除兩大換熱器外，系統(tǒng)與外界無(wú)熱交換； ⑤ 假設(shè)制冷劑無(wú)流阻損失。 9. 什么叫液體過(guò)冷？液體過(guò)冷對(duì)循環(huán)各性能參數(shù)有何影響？、 答：過(guò)冷液體：當(dāng)冷凝劑在冷凝器中被冷凝成液體后，如果液體繼續(xù)向外放熱，制

63、冷劑的溫度就會(huì)低于飽和溫度（對(duì)應(yīng)于冷凝壓力的冷凝溫度），低于飽和溫度的制冷劑液體稱為過(guò)冷液體。 液體過(guò)冷對(duì)循環(huán)各性能參數(shù)的影響： ① 使單位制冷量增大； ② 使單位容積制冷量增大； ③ 單位功保持不變； ④ 使制冷系數(shù)增大。 總之，制冷劑液體的過(guò)冷有利于制冷循環(huán)，可提高制冷循環(huán)經(jīng)濟(jì)性。 10. 試寫(xiě)出制冷劑R11、R115、R32和R12、Rl2B1的化學(xué)式。 答：R11: CFCL3 R115: C2F5CL (注意區(qū)分：R1150：C2H4) R32: CH2F2 R12: CF2Cl2 Rl2B1：CF2CLBr 11. 試寫(xiě)出CF3C

64、l、CH4、CHF3、C2H3F2Cl、H2O、CO2的編號(hào)。 答： CF3CL：R13 CH4: R50 CHF3：R23 C2H3F2Cl: R142B H2O：R718 CO2：R744 12. 寫(xiě)出與下列制冷劑的符號(hào)規(guī)定式相對(duì)應(yīng)的化學(xué)分子式(要求寫(xiě)出過(guò)程) （1）R22 （2）R134 答：（1）R22符號(hào)規(guī)定式通式為R（m-1）（n+1）x m-1=2 n+1=2 x=2 所以m=1 n=1 x=2 符號(hào)規(guī)定式通式為：CmHnFxCIy y=2m+2-n-x=

65、2+2-1-2=1 所以R22的符號(hào)規(guī)定式為CHCIF2 （2）R134符號(hào)規(guī)定式通式為R（m-1）（n+1）x m-1=1 n+1=3 x=4 所以m=2 n=2 x=4 符號(hào)規(guī)定式通式為：CmHnFxCIy y=2m+2-n-x=4+2-2-4=0 所以R134的符號(hào)規(guī)定式為C2H2F4 13. 單級(jí)蒸汽壓縮式制冷實(shí)際循環(huán)與理論循環(huán)有何區(qū)別？ 答：?jiǎn)渭?jí)蒸汽壓縮式制冷實(shí)際循環(huán)與理論循環(huán)的區(qū)別： 在實(shí)際循環(huán)中存在： （1）制冷劑在流動(dòng)過(guò)程中會(huì)產(chǎn)生阻力壓降； （2）蒸發(fā)器出口蒸

66、汽過(guò)熱 （3）冷凝器出口液體過(guò)冷； （4）壓縮機(jī)壓縮空氣的過(guò)程不等熵。 與理論循環(huán)相比，實(shí)際循環(huán)單位實(shí)際壓縮功增大，而壓縮機(jī)實(shí)際輸氣量減小。 14. 什么叫有效過(guò)熱？什么叫有害過(guò)熱？有效過(guò)熱對(duì)哪些制冷劑有利，對(duì)哪些制冷劑不利？ 答：有效過(guò)熱：即吸入蒸汽的過(guò)熱量全部來(lái)自冷藏貨物間內(nèi)的吸熱。如果吸入蒸汽的過(guò)熱發(fā)生在蒸發(fā)器本身的后部，或者發(fā)生在安裝于被冷卻室內(nèi)的吸氣管道上，或者發(fā)生在二者皆有的情況下，那么因過(guò)熱而吸收的熱量來(lái)自被冷卻空間，如吸入蒸汽的過(guò)熱熱全部來(lái)自冷藏貨物間或客車(chē)室內(nèi)的西熱，因而產(chǎn)生了有用的制冷效果。這種過(guò)熱稱之為“有效”過(guò)熱。 有效過(guò)熱對(duì)R502 R600a R290 R134a等制冷劑有利，而對(duì)R22 和Nh3等制冷劑不利。 有害過(guò)熱：吸入蒸汽的過(guò)熱全部來(lái)自冷藏貨物間外。由蒸發(fā)器出來(lái)的低溫制冷劑蒸汽，在通過(guò)吸入管道進(jìn)入壓縮機(jī)前，從周?chē)h(huán)境中（如冷藏貨物間之外）吸取熱量而過(guò)熱，制冷劑所增加的吸熱量Δq0r并沒(méi)有對(duì)冷卻對(duì)象產(chǎn)生任何制冷效應(yīng)，即沒(méi)有提高制冷裝置的有效制冷量，習(xí)慣上稱這種過(guò)熱為“無(wú)效”過(guò)熱。在這種吸氣過(guò)熱時(shí)，過(guò)熱度越大，制冷系數(shù)和單位容積制冷