化工原理課程設(shè)計：苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

1、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計化工原理課程設(shè)計-苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計專業(yè)班級 ：09級化學工程與工藝2班姓 名 ： 吳凡平 學 號 ： 06109240 指導老師 ： 姚剛 設(shè)計地點 ： 東南大學成賢學院 2011年9月目 錄一 序 言- 4 -二 板式精餾塔設(shè)計任務書- 5 -三 設(shè)計計算- 6 -3.1 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集- 6 -3.2精餾塔的物料衡算- 9 -3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率- 9 -3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量- 9 -3.2.3物料衡算- 9 -3.3 塔板數(shù)的確定- 9 -3.3.1理論塔板數(shù)的確定- 9 -3.3.2

2、全塔效率的計算- 13 -3.3.3求實際板數(shù)- 14 -3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算- 14 -3.4.1操作壓力的計算- 14 -3.4.2操作溫度的計算- 15 -3.4.3平均摩爾質(zhì)量的計算- 16 -3.4.4平均密度的計算- 17 -3.4.5液體平均表面張力的計算- 20 -3.4.6液體平均黏度的計算- 21 -3.4.7氣液負荷計算- 22 -3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算- 23 -3.5.1塔徑的計算- 23 -3.5.2有效塔高的計算- 25 -3.6 塔板主要工藝尺寸的計算- 25 -3.6.1溢流裝置計算- 25 -3.6.2塔板布置- 28 -3

3、.7 篩板的流體力學驗算- 29 -3.7.1塔板阻力- 29 -3.7.2漏液點- 30 -3.7.3霧沫夾帶- 31 -3.7.4液面落差- 31 -3.7.5液泛的校核- 32 -3.8 塔板負荷性能圖- 33 -四 設(shè)計結(jié)果一覽表- 41 -五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備- 42 -5.1附件的計算- 42 -5.1.1配管- 42 -5.1.2冷凝器- 44 -5.1.3 再沸器- 45 -5.2 板式塔結(jié)構(gòu)- 46 -六 參考書目- 47 -七 設(shè)計心得體會- 47 -八 附錄：苯-甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔示意圖- 49 -一 序 言  化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理課

4、程和有關(guān)先修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，

5、實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。二 板式精餾塔設(shè)計任務書一、設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。二、設(shè)計任務(1)原料液中苯含量：質(zhì)量分率50(質(zhì)量)，其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于95(質(zhì)量)。(3)殘液中苯含量不得高于5(質(zhì)量)。(4)生產(chǎn)能力：40000t/y苯產(chǎn)品，年開工300天。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強：常壓 (2)進

6、料熱狀態(tài)：泡點進料(3)回流比：自選 (4)單板壓降壓：0.7kpa 四、設(shè)計內(nèi)容及要求(1)設(shè)計方案的確定及流程說明(2)塔的工藝計算(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學驗算；塔板的負荷性能圖。(4)編制設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表(5)輔助設(shè)備選型與計算(6)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖：采用繪圖紙徒手繪制五、時間及地點安排(1)時間：2011.8.152011.9.9(第1周第4周)(2)地點：東南大學成賢學院六、參考書目1夏清,陳常貴化工原理下冊天津：天津大學出版社，20052任曉光化工原理課程設(shè)計指導北京：化學工業(yè)出版社，2009三 設(shè)計計算3.1 設(shè)計方

7、案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。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1.91388倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作

8、為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。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，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 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23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表1 苯和甲苯的

9、物理性質(zhì)項目分子式分子量m沸點（）臨界溫度tc（）臨界壓強pc（kpa）苯ac6h678.1180.1288.56833.4甲苯bc6h5ch392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kpa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000

10、.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mn/m甲苯，mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度µ（1：）溫度()8090100110120苯（mp.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中

11、苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.

12、1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率物料衡算式:苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.2.3物料衡算 原料處理量總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 式中 f-原料液流量 d-塔頂產(chǎn)品量 w-塔底產(chǎn)品量3.3 塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的確定(1)相對揮發(fā)度的計算苯的沸點:80.1 甲苯的沸點:110.6由安托因方程 及網(wǎng)絡(luò)上關(guān)于苯和甲苯的安托因系數(shù)圖2：苯和甲苯的安托因系數(shù)（來自百度網(wǎng)絡(luò)） t=80.11時苯：甲苯：

13、解得： t=110.6時苯：甲苯：解得： 則80.1時 110.6時 （2）最小回流比的求取由于泡點進料即飽和液體進料，所以取q=1，q線為一條垂直線通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即，則?。?）求精餾塔的氣液相負荷 （泡點進料q=1）（4）求操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：（5）逐板法求理論板數(shù)相平衡方程 即 變形得： 用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算： 故精餾段理論板數(shù)n=4用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算： 故提餾段理論板數(shù)n=6（不包括塔釜）理論板數(shù)一共10塊，進料板為第5塊3.3.2全塔效率的計算由于塔頂壓強為常壓=101.3，單板壓降為0.7，理

14、論板為10塊，故塔釜壓強=。經(jīng)chemcad擬合計算的塔頂溫度=81.126，塔釜溫度=110.179。所以全塔平均溫度=95.6525。查液體黏度共線圖圖3：液體粘度共線圖分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度，平均粘度由公式，得根據(jù)奧康奈爾（oconnell）公式計算全塔效率3.3.3求實際板數(shù)精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)全塔共有塔板19塊，進料板在第9塊板。3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.4.1操作壓力的計算塔頂操作壓力p101.3 kpa每層塔板壓降 p0.7 kpa進料板壓力101.3+0.7×8106.9 kpa塔底操作壓力=101.3+0.7×

15、19114.6 kpa精餾段平均壓力（101.3+106.9）2104.1 kpa提餾段平均壓力=（106.9+114.6）/2 =110.75 kpa3.4.2操作溫度的計算根據(jù)上式計算出的壓力，經(jīng)過chemcad擬合計算得塔頂溫度圖4：chemcad擬合計算得塔頂溫度進料板溫度 圖5：chemcad擬合計算得進料板溫度塔底溫度圖6：chemcad擬合計算得塔釜溫度精餾段平均溫度=（ 81.126+93.665）/2 = 87.40提餾段平均溫度=（93.665+112.43）/2 =103.053.4.3平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xd=y1=0.957,代入相平衡方程得x1

16、=0.900進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法，得0.745， 0.541塔底平均摩爾質(zhì)量計算由 =0.034,由相平衡方程，得=0.081精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量3.4.4平均密度的計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 由溫度可以查有機液體相對密度共線圖可以得到對應的液體密度圖7：有機液體相對密度共線圖a.塔頂液相平均密度的計算由td81.126，查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 b.進料板液相平均密度的計算 由td93.665，查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得

17、 得 c.塔底液相平均密度的計算 由tw112.43，查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為3.4.5液體平均表面張力的計算由公式：及查有機液體的表面張力共線圖得液體張力可以計算液體表面張力圖8：有機液體的表面張力共線圖a.塔頂液相平均表面張力的計算 由 td81.126，查共線圖得 b.進料板液相平均表面張力的計算 由tf93.665，查共線圖得 c.塔底液相平均表面張力的計算 由tw112.43，查共線圖得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為3.4.6液體平均黏度的計算由公式：及查液體黏度共線圖得液體黏度可以計算液體黏度圖9：液

18、體黏度共線圖a. 塔頂液相平均黏度的計算由 td81.126，查共線圖得 b. 進料板液相平均黏度的計算由tf93.665，查共線圖得 c. 塔底液相平均黏度的計算由tw112.43，查共線圖得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為3.4.7氣液負荷計算精餾段：提餾段：3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 3.5.1塔徑的計算塔板間距ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。表8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht，mm20030025035030

19、0450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得c20=0.074；依式圖10：史密斯關(guān)聯(lián)圖校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 按標準,塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.27m/s。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得c20=0.068；依式校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 按標準,塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.26m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔

20、徑取1.2m。3.5.2有效塔高的計算精餾段有效塔高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個，高度為600mm,故有效塔高3.6 塔板主要工藝尺寸的計算3.6.1溢流裝置計算 精餾段因塔徑d1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流區(qū)lw=（0.60.8）d，取堰長為0.60d=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高：， 查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)e。圖11：液流收縮系數(shù)計算圖查得e=1.039,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得圖12：弓形降液管的寬度與面積，故 ， 利用計算

21、液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm提餾段因塔徑d1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流區(qū)lw=（0.60.8）d，取堰長為0.60d=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高：， 查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)e。查得e=1.058,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得，故 ， 利用計算

22、液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm3.6.2塔板布置 塔板的分塊 因d1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：a) 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取安定區(qū)寬度 由于d=1.2m<1.5m故取b)開孔區(qū)面積用計算開空區(qū)面積，解得， b) 篩孔數(shù)與開孔率：本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列取孔中心距t為篩孔數(shù)開孔率 則每層板上的開孔面積為 3

23、.7 篩板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負荷性能圖。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式計算：式中： (1) 精餾段 查干板孔的流量系數(shù)圖得圖13：干板孔的流量系數(shù)圖 所以 單板壓降(2) 提餾段 查干板孔的流量系數(shù)圖得 所以 單板壓降3.7.2漏液點當孔速低于漏液點氣速時，大量液體從篩孔漏液，這將嚴重影響塔板效率，因此，漏液點氣速為下限氣速，篩孔的漏液點氣速按下式計算：其中（1） 精餾段 穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。（2） 提餾段穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。3

24、.7.3霧沫夾帶 其中精餾段故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶3.7.4液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 3.7.5液泛的校核為了避免液泛，降液管中液面高（）不得超過即 其中液體在降液管出口阻力：精餾段取則則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛提餾段取則則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。3.8 塔板負荷性能圖 1精餾段(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中取，前面求得，代入，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表9。

25、 表90.0020.0030.0040.0050.0061.611.541.481.421.37由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1。 (2) 液泛線 由e=1.039,=0.72得：已算出，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表10。 表100.0020.0030.0040.0050.0061.8371.7451.6741.5971.512由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限， 從而做出液相負荷上限線3(4) 漏液線由和，代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表11。 表110.

26、0020.0030.0040.0050.0060.5530.5660.5780.5880.598由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。e=1.039據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。操作點p圖14：精餾段篩板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點p（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，所以操作彈性2.提餾段(1) 霧沫夾帶

27、線 霧沫夾帶量 其中取，前面求得，代入，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表12。 表120.0010.0020.0030.0040.0051.8761.7921.7211.6571.599由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1。 (2) 液泛線 由e=1.058,=0.72得：已算出，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表13。 表130.0010.0020.0030.0040.0051.8581.7981.7461.6961.647由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負荷上限線 以5s作為液體在降液管中停留時間的下限， 從而做出液

28、相負荷上限線3(4) 漏液線由和，代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表14。 表140.0010.0020.0030.0040.0050.4810.4980.5120.5230.534由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。e=1.058據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。操作點p圖15：提餾段篩板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點p（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制

29、，操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限，所以操作彈性四 設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位設(shè)計得數(shù)據(jù)精餾段提餾段主要結(jié)構(gòu)參數(shù)塔徑1.21.2塔的有效高度2.84實際塔板數(shù)塊811板間距0.400.40塔板液流形式單流型單流型塔板形式弓形弓形堰長0.720.72堰高0.04630.0368溢流堰寬度0.1320.132降液管的面積0.06330.0633管底與受液盤距離0.02780.0597板厚3.03.0孔徑5.05.0孔間距17.517.5孔數(shù)個31203120開孔率10.1%10.1%邊緣區(qū)寬度0.040.04安定去寬度0.060.06開孔區(qū)面積0.

30、8250.825主要性能參數(shù)各段平均壓強104.1110.75各段平均溫度87.40103.05氣相平均流量0.850.83液相平均流量0.00200.0043板上清液層高0.030.03空塔氣速0.270.26篩孔氣速10.2410塔板壓降0.0560.058液體在降液管中停留時間12.665.88降液管內(nèi)清液層高度0.11750.1195霧沫夾帶量0.0120.012負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相負荷上限1.3451.588氣相負荷下限0.5550.47操作彈性2.423.38五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備5.1附件的計算5.1.1配管(1)進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型

31、很多，有直管進料管、彎管進料管、t形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。已知進料流率為，平均分子質(zhì)量，密度為所以取管內(nèi)流速則進料管直徑(2)回流管采用直管回流管，回流的體積流率：取管內(nèi)流速則進料管直徑(3)釜液出口管體積流率：取管內(nèi)流速則進料管直徑(4)塔頂蒸汽管取管內(nèi)流速則進料管直徑(5)加熱蒸汽管取管內(nèi)流速則進料管直徑5.1.2冷凝器塔頂溫度td=81.126 冷凝水t1=20 t2=30 則 由td=81.126 查液體比汽化熱共線圖圖16：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5.1.3 再沸器塔底溫度tw=112.43 用t0=135的蒸汽

32、，釜液出口溫度t1=112則 由tw=112.43 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) 則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量儲槽、加料泵、高位槽、產(chǎn)品冷卻器設(shè)計從略。5.2 板式塔結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。（1） 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間?。?） 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。 塔底駐液空間依貯存液量停留35min

33、或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔?。?） 人孔 一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。本塔設(shè)計每7塊板設(shè)一個人孔，共兩個，即（4） 塔高 故全塔高為10.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙座取了較小的1.5m。六 參考書目 1夏清,陳常貴化工原理下冊天津：天津大學出版社，20052任曉光化工原理課程設(shè)計指導北京：化學工業(yè)出版社，20093陳均志，李雷化工原理

34、實驗及課程設(shè)計北京：化學工業(yè)出版社，20084賈紹義,柴敬誠化工原理課程設(shè)計天津：天津大學出版社，2002七 設(shè)計心得體會 本次課程設(shè)計通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計一套苯甲苯物系的分離的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。通過近四周的努力，反經(jīng)過復雜的計算和優(yōu)化，我終于設(shè)計出一套較為完善的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項操作性能指標均能符合工藝生產(chǎn)技術(shù)要求，而且操作彈性大，生產(chǎn)能力強，達到了預期的目的。                     通過這次課程設(shè)計我經(jīng)歷并學到了很多知識，熟悉了大量課程內(nèi)容，懂得了許多做事方法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門課程的最初本意。從接到課題并完成分組的那一刻起我們就立志要盡最大努