毕业论文(化工类)适用于有机应化石化精化专业

1、河北化工医药职业技术学院毕业论文姓名：卢建光学号 1201090620 专业：应用化工技术班级：应化0906指导老师：黄永茂 完成时间;2011. 12.5摘要：精f留塔是化工生产上重要的设备，要很好的利用它就必须了解它的基本构造，以及它的工作原理，在这里我们主要研究理论塔板数和实 际塔板数的确定，通过一系列的公式和图示计算得到最终的结果，还要清楚怎样达到最好的效率，并应用在实际生产上，更应该注意在生产上可能 发生的一些事故及其处理方法，达到正确有效的使用精f留塔的目的。关键词：原理，理论塔板数，实际塔板数，效率，数据处理，事故处理目录摘要1第一章原理3第一节理论板的概念3第二节逐板计算法.4

2、第三节解法求理论板数.5.5.5第二节 不同回流比条件下的实验数据表格11第四章结果讨论16(1) 精馅段操作线的作法(2) 提馅段操作线的作法(3) 进料热状况对q线及操作线的影响.6第四节塔板效率6第二章实验装置及流程7第一节 精憎设备及流程7第二节调节仪表8第三节操作要点8第四节注意事项8第三章数据处理及计算举例9第一节 全回流条件下的实验数据表格9参考文献17致谢18第一章原理第一节理论板的概念所谓理论板是指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为 均匀一致的。对任意层理论板n而言，离开该板的液相组成兀”与气相组成儿符合平衡 关系。实际上，由于塔板上气液间接触面积和接

3、触时间是有限的，因此在任何型式的塔 板上气液两相都难以达到平衡状态，也就是说理论板是不存在的。理论板仅是作为衡量 实际板分离效率的依据和标准，它是一种理想板。通常，在设计中先求得理论板层数， 然后用塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。若已知某系统的气液平衡关系，则离开理论板的气液两相组成儿与£之间的关系 即已确定。由任意板下降液体的组成£及由它的下一层板上升的蒸气组成儿+| z间的关 系，从而塔内各板的气液相组成可逐板予以确定，曲此即可求得在指定分离要求下的理 论板层数。而儿+与兀间的关系是由精镭条件所决定的，这种关系可由物料衡算求得， 并称之为操作关系。对于冷液进料，提

4、憎段内回流液流量c包括以下三部分：(1) 精懈段的回流液流量；(2) 原料液流量；(3) 为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提憎段上升的蒸气被冷凝下來，冷凝液也成为厶'的一部分。对进料板分别作总物料衡算及热量衡算，即：f + v'+l = v + l'(1)fif +v'iv.+lil =viv +l'l(2)式中：/尸t原料液的熔，kj/kmol；组成是 求得“。组成y2段操作x +兀q7? + 1逐板计算法示意图人八分别为进料板上、下处饱和蒸气的焙，kj/kmol；/厶、il.-分别为进料板上、下处饱和液体的恰，kj/kmolo由于塔屮液体和

5、蒸气都呈饱和状态，且进料板上、下处的温度及气、液浓度都比较 相近,故:iv «zv.及人.=/厂于是，式（2）可改写为：f1f+v'iv.l1l=viv+ei整理得：= fif -（r-l）zz将式代入上式得：f -（l-l）k =fif -（£-£）/,或人_你二 仝1（3）【v - 1lf尽 二m “二将1如7引进料变为饱和蒸汽所需的热量v q 777ft _原料液的千摩尔汽化潜热q值称为进料热状况的参数，对各种进料热状况，均可用式（4）计算q值。第二节逐板计算法如右图，若塔顶采用全凝器，从塔顶最上层板（第1层板）上升的蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，因此

6、塔顶憎hi液组成及回流液组成均与第1层板的上升蒸气组成相同，即:.vi =心由于离开每层理论板的气液两相 互成平衡的，故可由x用气液平衡方程 由于从下一层（第2层）板上升的蒸气 与坷符合精馆段操作线关系，故用精馆 线方程可由兀求得儿，bp：同理，2与无2互成平衡，即可用平衡方程由儿求得兀2,以及再用精馆段操作线方 程由兀2求得儿，如此重复计算，直至计算到兀5*（仅指饱和液体进料情况）时，说明 第层理论板是加料板，因此精憎段所需理论板层数为（m-l）o此后，改用提憾段操作线方程，继续用与上述相同的方法求提镭段的理论板层数。因为和=兀”，故可用提憎段操作线方程求力，w：l + qf, iv>

7、2 - l + qf-wx l + qf-wxw再利用气液平衡方程由)f求兀2'，如此重复计算，直至计算到< xvv为止。由于一般再沸器相当于一层理论板，故提馆段所需的理论板层数为(n-l)o第三节解法求理论板数(1) 精馅段操作线的作法若略去精憾段操作线方程式中变量的下标，则该式变为：d1尸尹对角线方程为："工上两式联立求解，可得到精谓段操作线与对角线的交点，即交点的坐标为x=xd.丿二乳6再根据已知的r)x。,算岀精憎段操作线的截距为x°/(r+i),依此定出该线在y轴的截距。直线ab即为精憾段操作线。当然也可以从点a作斜率为 2?/侃+1)的直线ab ,

8、得到精憎段操作线。(2) 提馅段操作线的作法若略去提倔段操作线中变量的上、下标，则方程式变为:y=t-zhw上式与对角线方程联解，得到该操作线与对角线的交点坐标为x = 由于 提憎段操作线截距的数值往往很小，交点cg0、初)与代表截距的点离得很近，作 图不易准确。若利用斜率 僅+纟厂/僅+纟尸-炉)作图不仅较麻烦，且不能在图上直 接反映出进料热状况的影响。故通常找出提镭段操作线与精憎段操作线的交点，将点c 与此交点相联即可得到提馆段操作线。两操作线的交点可由联解两操作线方程而得.即：vy = lx + dxdj v'y= lx-wxw两式相减得：(卩一卩”二(£-z)天-(&

9、#176;心+昭常)dxd + wxw = fxf -一 l = qf. _ v'v = (q - 1)f 所以：(q-l)fy=qfx -fxfqx尸可得： 纟一1 0一1上式即为q线方程或进料方程，为代表两操作线交点的轨迹方程。该式也是直线方程, 其斜率为纟/©一1),截距为xf - !) o上式与对角线方程联立，解得交点坐标为x二兀尸、二兀尸。再从点e作斜率为9乜一 1)的直线，该线与ab线交于点d,点d即为两操作线的交点。联cd, cd线即为提馆段操作线。(3) 进料热状况对q线及操作线的影响进料热状况不同，q值及q线的斜率也就不同，故q线与精憎段操作线的交点因 进料

10、热状况不同而变动，从而提憎段操作线的位置也就随之而变化。第四节塔板效率由于影响塔板效率的因素十分复朵，如塔盘结构、操作条件及物系的性质。这些条件导致气、液两相在塔板上流动和接触状态的不同，影响传热、传质过程，不同程度的 偏离理论板，即分离能力小于给定条件的理论板。将实际板分离能力接近理论板程度常 以塔板效率来描述。设全塔实际塔板数为n”，理论板数n,该塔的总板效率石定义为et=n/np 如果根据实验研究、生产实践或经验估算，确定了总板效率，则根据分离要求及操作条件，求得精谓所需的理论板数由式q)确定精谓塔的实际塔板数n”。(a)np = n/et坊总板效率是反映全塔综合情况，不能反映某一段、某

11、一塔板上的效率。为此，可分段测试确定各塔段的。若研究某一板的效率则由默弗里(murphree)效率來表示,式屮爲、*泌分别为气相或液相表示的第n板默弗里效率;儿、儿+i_分别为第n> n+1板上实际气相组成，摩尔分数;耳i、耳一分别为第门一1、n板上实际液相组成，摩尔分数; x；、必一分别为第n板上气、液相平衡组成，摩尔分数。第二章实验装置及流程本装置主要包括精馆设备、调节仪表和软件系统三大部分。第一节精ts设备及流程精徭塔为筛板塔，共有八块塔板，塔身设有一节玻璃视盅，另在16块塔板上均 设有液相収样口。筛孔为正三角形排列。蒸憾釜装有液面计、电加热棒、控温电热棒、 温度计接口、测压口和取

12、样口，分别用于观察釜内液面高度、控制电加热量、测量釜温、 测量塔板压降和塔釜液相取样。塔顶冷凝器为一蛇管式换热器，管外走蒸汽，管内走冷 却水。精倔塔有关参数如下：塔高2.5m溢流垠咼10mm塔径巾 57 x 3.5mm底隙高度4mm蒸憾釜尺寸巾 108 x 4 x 400mm筛孔直径1.5mm塔板间距80mm孔间距6mm溢流管截面积80mm2换热面积0.06m2回流分配装置由回流分配器与控制器组成。冋流分配器由玻璃制成，两个出口管分 别用于回流和采出。引流棒为一根cl)4mm的玻璃棒，内部装有铁芯，可在控制器的作 用下实现引流。即当控制器电路接通后，电磁线圈将引流棒吸起，操作处于回流状态。图1

13、精倔实验装置流程示意图1 塔顶冷凝器2 塔身3视盅4 塔釜5.控温棒6.支座7.加热棒8 塔釜液冷却器9.转子流量计10.冋流分配器11 原料液罐12原料泵13.缓冲液14.加料口15.液位计第二节调节仪表：每套实验装置配有8块仪表：塔釜温控、冋流比、塔身伴热、塔顶温度、塔釜温度、 塔板压降、进料温度和加热电压。第三节操作要点：1. 在原料贮灌屮配置乙醇摩尔含量为1520%的乙醇一丙醇料液，启动原料液泵，向 塔中供料至塔釜液面达250300mmo2. 启动塔釜加热及塔身伴热，启动“自动控制”按钮后，系统自动通过“塔釜温控” 仪表控制塔釜加热器壁温，并观察塔釜、塔身、塔顶温度及塔板上的气液接触状

14、况（观察视盅），发现塔顶温度开始上升时，打开塔顶冷凝器的冷却水控制阀。3测定全凹流条件下的单板效率及全塔效率：在一定凹流量下，全凹流一段时间，待 该塔操作参数稳定后，即可在塔顶、塔釜及塔板上取样，用阿贝折射仪进行分析， 记录数据以及相关的操作参数。4测定部分冋流下的全塔效率：进料量维持在12 1/h,冋流比控制在24,塔釜液 面维持恒定（调节塔釜排出量）。切记排岀塔釜液前，一定要打开塔釜冷却器的冷却 水控制阀。待塔操作稳定后，在塔顶、塔釜取样进行分析，测取数据。5.实验完毕斤，停止加料，关闭塔釜加热以及塔身加热，待一段时间后，切断冷凝器 以及塔釜液冷却器的供水。第四节注意事项：1塔釜液位应在2

15、50300mm z间，不要过低，以免在加热时烧坏电加热器。2. 做实验时，要开启塔顶放空阀，以保证精憎塔的正常操作。3. 正常操作时塔板压降小于lsommh?。若操作时塔板压降过高，应及时增加冷却水用量，并对塔釜加热量进行调节。4. 取样时，应选用较细的针头，以免损伤氟胶址而漏液。第三章数据处理及计算举例第一节全回流条件下的实验数据表格3.1.1原始数据表格:3.1.1.1乙醇一丙醇平衡数据（摩尔分率）:1234567891011t97.16 93.85 92.66 91.6088.32 86.25 84.98 84.13 83.06 80.59 78.38x00.126 0.188 0.21

16、00.358 0.461 0.546 0.600 0.663 0.8441y00.240 0.318 0.3390.550 0.650 0.7110.760 0.799 0.91412.190 2.013 1.9292.191 2.171 2.0452.020 1.964a5938472.1111543. 1. 1 2乙醇一丙醇折光率：nln2n3n4n5n6nwnd11.36601.37081.37451.37501.37691.37951.37991.365921.36601.37101.37391.37591.37721.37911.38001.365731.36601.37111.37

17、401.37631.37751.37911.38031.3657平均1.36601.37101.37411.37571.37721.37921.38011.36583.1.2结果数据表格:xwxw(mol)xxn.jynyn+ix*y*ni0.85620.88590.88590.89410.89410.88590.80300.9415ri20.64380.70210.70210.88590.88590.70210.78940.8300niri3114n5n6eml,n0.08971.90540.75330.37910.36970.5660emv.n0.14711.43750.78900.392

18、70.36100.5282巧0.5083 0.5742 0.57420.70210.7021 0.5742 0.53230.7363n40.4399 0.5060 0.50600.57420.5742 0.5060 0.39440.6796n50.3772 0.4413 0.44130.50600.5060 0.4413 0.33090.6206"6nwnd0.2902 0.3478 0.34780.2545 0.3081 0.30810.8662 0.8941 0.89410.44130.4413 0.3478 0.27610.52483.1.3有关示:图2乙醇一内醇的温度一组成图

19、图3乙醇一内醇的x y相图3.1.4计算举例（以第3板为例）:当4.85c时，却节眾二讐2.1905 可求出乙醇一内醇溶液的平均相对挥发度：42.0710折光率：ns=-31+ % + % = 13745+ 1.3739+ 1.3740 = 3?4)乙醇的质量分率:x.f3=59.28 一 42.77 x nd = 59.28 - 42.77 x 1.3741 = 0.5083乙醇的摩尔分率:6°53= 05?4246 + 14xxp 46 + 14x0.5083m3同理可求：x2 =0.7021 , y3 =x2 = 0.70212.0710x0.5742_ = _一一_ = 0?

20、0211 + (a l)x x3 1 +(2.0710- 1)x0.5742同理：打二 x3 =0.5742x3*7.0702'r = 0.53235 + q x (1 -岭)0.7021 + 2.0710x(1- 0.7021)axx32.0710x0.5742y l + (a-l)xx3 - 1 + (2.0710-1)x0.5742 单板效率一汽相：emvfl”°7°21一05742 = ° 7沙0s 0.7363-0.5742n+i由乙=0.8941x, = 0.8030y2 = 0.8030 - x2 = 0.6631y3 =0.6631x3 =

21、 0.4873y4 = 04873x4 =0.3146r/ =0.3146x5 =0.1814<xu. =0.3081所以理论板数是5块，全塔效率第二节 不同回流比条件下的实验数据表格3.2.1原始数据表格:流i_ll液温凹流比进料温度进料折射1111流出液釜液温度釜液折射转子流量丿旻tnd、r tf (°c)率 nf折射率 ndtw cc)率山计(ml/min)(°c)230.31.379084.41.367995.51.381030333.91.378383.61.367195.71.381130436.81.378182.61.366095.81.3820303

22、.2.2结果数据表格：回流比rxfxfmolxdxdmolxwxwmol20.28160.33840.73500.78340.20000.245930.33010.39130.76760.8116019590.241140.33870.40050.81260.84970.15910.1980rts (°c)tm(°c)r乙醇'(kj/kg)cp乙醉(kj/kg k)r丙醇(kj/kg)cp丙際(kj/kgk)ff (kj/kmol)cp(kj/kmol k)q288.9759.63818.062.76709.972.6941199.25151.491.216387.

23、8760.88820.512.77711.862.7041071.46150.551.198487.6862.24820.922.79712.182.71410480151.041.1873.2.3计算举例(以r=3 >j )：曲乙醇一丙醇的温度一组成图中tx线可查得：泡点温度ts = 87.87 °c 根据泡点温度ts = 87.87 °c可查得：乙醇汽化潜热 吃醉=820.51 (kj/kg)丙醉汽化潜热s肿=711.86 (kj/kg)则：rf=xf x厂乙醇+ (1心)x厂丙醇=0.3913 x 820.51 x 46 + (1 - 0.3913)x 711.

24、86 x 60 = 41071.46 (kj/kmol) 由平均温度-= 3'9 +幻"7 = 60.88 (°c)可查得：2 2乙醇热容c也醇=2.77 (kj/kg - k)；内醇热容c忆醇=2.70 (kj/kg - k)则:cp cp乙醉xx乙醇+c“丙醉x(l-兀乙醇)=2.77x0.3913x46 + 2.70x(1 -0.3913)x60=150.55 (kj/kmol k)g+cph 41071.46 +150.55 x(87.87 - 33.9)=l.lyo心41071.46q_l q-l198x l198-10.39131.198-1= 6.05

25、53%-1.9780精粥段方程:- x + 玉一 =x 一 0,8116 = 0.7500兀 + 0.2029r + l r + 13 + 13 + 1"亠八亠e (y = 6.0553% -1.9780 联呵线万程和施段力程仁0.7500x+ 0.2029可求得:x/ =0.4111 儿=0.5112由两点法(xw,xj和(兀,儿)，即:(0.2411,0.2411)和(0.4111,0.5112)可求得:提馆段方程：y = 1.5892%- (11421用逐板计算法求理论板数：曲.vi = xd = 0-8116 » 可求：0.81162.0710-(2.0710-1)

26、x0.8116=0.6754再根据精绸段方程y = 0.7500兀+ 0.2029 ,可求得:y2 = 0.7500x, + 0.2029 = 0.7500 x 0.6754 + 0.2029 = 0.7095 则工=匕=22空= 054112a-a- 1)儿2.0710 -(2.0710-l)x 0.7095同理可求：= 0.6087 - x3 = 0.429c -= 0.5246 -x4 = 0.3477 5 =0.4111根据提镭段方程：y = 1.5892x-0.1421儿=1.5892 兀-0.1421 = 1.5892x 0.3477-0.1421 = 0.41040.41042.

27、0710-(2.0710-1)x0.4104= 0.2516=0.39690.20. 10.20.40.60.81图4操作线及q线示意图所以理论板数是5块，全塔效率进哼皿曲3.2.4操作线及q线示意图:10.90.80.70.60.50.40.35 r = 2操作线及q线示意图图6 r = 3操作线及q线示意图图7 r = 4操作线及q线示意图第四章结果讨论塔板效率反映实际板上传质过程进行的程度。根据由双膜理论导出的传质速率方程 式可知，传质系数、传质推动力、传质面积和两相接触时间应是决定塔板上各点处气、 液接触效率的几个重要因索。板效率是板上各点处接触效果的综合体现，因而，决定板 效率高低的另一重要因索是板上液体的返混程度，此外雾沫夹带及漏液现象，造成液相 在塔板之间的返混，也使达到一定分离指标所