化工課程設(shè)計(jì)書重點(diǎn)講義

1、 貴州理工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 化工原理課程設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)學(xué)生姓名： 李 曦 洲 指導(dǎo)老師： 李 自 衛(wèi) 學(xué) 院： 化學(xué) 工程 學(xué)院 專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 班 級： 能 源 131 學(xué)生學(xué)號： 2013 0718 24 時(shí) 間：2016.3.7.2016.3.18.院系：化學(xué)工程學(xué)院 專業(yè)：化學(xué)工程與工藝姓名：李曦洲 學(xué)號：2013071824 班級：能源131 實(shí)習(xí)性質(zhì)：實(shí)習(xí)地點(diǎn)：學(xué)校 指導(dǎo)老師：李自衛(wèi)課程設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)目 錄第一章、設(shè)計(jì)任務(wù)書.41.1設(shè)計(jì)題目.41.2設(shè)計(jì)任務(wù).41.3操作條件.41.4設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求.4第二章、設(shè)計(jì)方案

2、的確定.4第四章、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算.5第三章、設(shè)計(jì)條件及注意物性參數(shù).53.1操作壓力計(jì)算.53.2操作溫度計(jì)算.53.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.53.3.1塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算.53.3.2進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.63.3.3提餾段平均摩爾質(zhì)量.63.4平均密度計(jì).算.63.4.1氣相平均密度計(jì)算.63.4.2液相平均密度計(jì)算.63.5液相平均表面張力計(jì)算.63.5.1塔頂液相平均表面張力計(jì)算.73.5.2進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算.73.6液相平均粘度計(jì)算.73.6.1塔頂液相平均粘度計(jì)算.73.6.2進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算.8第四章 工藝計(jì)算.74.1精餾塔的物料衡算.74.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)

3、品的摩爾分?jǐn)?shù).74.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.84.1.3物料衡算原料處理量.8第五章 設(shè)備結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì).85.1塔板數(shù)的確定.85.1.1相對揮發(fā)度的確定取.85.1.2精餾段與提餾段操作線方程的確定.95.1.3塔板數(shù)的確定.95.1.4全塔效率的確定.105.2精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.105.2.1塔徑的計(jì)算.105.2.2精餾塔有效高度計(jì)算.115.3塔板主要工藝尺寸的計(jì)算.115.3.1溢流裝置計(jì)算.115.3.2塔板布置.125.4篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.135.4.1塔板壓降.135.4.2液面落差.145.4.3液沫夾帶.145.4.4漏液.155.4.5液泛.15

4、5.5塔板負(fù)荷性能圖.155.5.1漏液線.155.5.2液沫夾帶線.165.5.3液相負(fù)荷下限線.175.5.4液相負(fù)荷上限線.175.5.5液泛線.17第六章 附屬設(shè)備類型.196.1冷凝器.196.2再沸器.196.3回流泵.206.4進(jìn)料管.216.5塔頂產(chǎn)品接管.226.6塔底產(chǎn)品接管.226.7塔頂蒸汽接管.23第七章 設(shè)計(jì)一覽表.23第八章 對設(shè)計(jì)的評述及有問題的分析.248.1對設(shè)計(jì)的評述分析.248.2設(shè)計(jì)心得.24九、參考文獻(xiàn).25前 言課程設(shè)計(jì)是“化工原理”的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)先修課程的基本知識來解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練，在整個(gè)教學(xué)計(jì)劃

5、中它起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計(jì)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(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)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

6、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，實(shí)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(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)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(jì)一板式塔將其分離。苯和甲苯都是重要的基本有機(jī)化工原料。工業(yè)上常用精餾方法將他們分離。精餾是分離液體混合物最早實(shí)現(xiàn)工業(yè)化的典型單元操作，廣泛應(yīng)用于化工，石油，醫(yī)藥，冶金及環(huán)境保護(hù)等領(lǐng)域。它是通過加熱造成汽液兩相體系，利用混合物中各組分揮發(fā)度的差別實(shí)現(xiàn)組分的分離與提

7、純的目的。 實(shí)現(xiàn)精餾操作的主要設(shè)備是精餾塔。精餾塔主要有板式塔和填料塔。板式塔的核心部件為塔板，其功能是使氣液兩相保持密切而又充分的接觸。塔板的結(jié)構(gòu)主要由氣體通道、溢流堰和降液管。本設(shè)計(jì)主要是對板式塔中的篩板進(jìn)行塔設(shè)計(jì)。第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)1.2設(shè)計(jì)任務(wù)1.2.1原料液中苯含量70%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，剩余甲苯。1.2.2塔頂產(chǎn)品中苯含量苯含量為98%。1.2.3殘液中苯含量苯含量不高于9%。1.3操作條件(1)精餾塔頂壓強(qiáng)104kpa；(2)進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和；(3)原料溫度：20度；(4)回流比R=1.7RMIN；(5)單板壓降小于0.7kpa1.4設(shè)計(jì)內(nèi)

8、容及要求1.4.1設(shè)計(jì)方案的確定即要求1.4.2塔的工藝計(jì)算包括全塔物料衡算、塔頂、塔低溫度、精餾段和提餾段氣液負(fù)荷，塔頂冷凝器熱負(fù)荷，冷卻水用量，塔底再飛器熱負(fù)荷，加熱蒸汽用量，塔的理論板數(shù)，實(shí)際板數(shù)。1.4.3塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)包括塔高、塔徑以及降液管，溢流堰，開孔數(shù)及開孔率1.4.4塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1.4.6編制設(shè)計(jì)一覽表1.4.7附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型冷凝器，再沸器，回流泵，進(jìn)料管，塔頂產(chǎn)品接管，塔底產(chǎn)品接管、塔頂蒸汽接管1.4.8編寫設(shè)備結(jié)果一覽表1.4.9繪制精餾塔設(shè)備圖，工藝流程圖。第二章 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)書為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾

9、流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(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2倍。第三章 設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù)3.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：pD=104kPa每層塔板壓降：p0.7kPa進(jìn)料板壓力：pF=104+0.7*17=115.9kPa塔底壓力：pW=115.9-0.7*20=101.9kPa精餾段平均壓力：pm=(104+115.9)/2=109.95kPa提餾段平均壓力：pm=(115.9+101.9)/2=108.9kPa3.2操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度

10、，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算。計(jì)算結(jié)果如下:塔頂溫度，進(jìn)料板溫度3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算3.3.1塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算由由相平衡曲線得3.3.2進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算聯(lián)立精餾段操作線方程和提餾段操作線方程計(jì)算得：；3.3.3提餾段平均摩爾質(zhì)量3.4平均密度計(jì)算3.4.1氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即3.4.2液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算：塔頂液相平均密度計(jì)算：由，查手冊得 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由，查手冊得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算精餾段液相平均密度為：3.5液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即3.5.1塔頂液相平均表面張力計(jì)算由，查手冊得3.5.2

11、進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算由，查手冊得精餾段液相平均表面張力為：3.6液相平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算：3.6.1塔頂液相平均粘度計(jì)算由，查手冊得，解得3.6.2進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算由，查手冊得 解得精餾段液相平均粘度為第四章 工藝設(shè)計(jì)算4.1精餾塔的物料衡算4.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 =78.11Kg/mol甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.14Kg/mol=0.7335=0.9831=0.10454.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.733578.11+(1-0.7335)92.14=81.8490kg/mol=0.983178.11+(1-0.98

12、31)92.14=78.3470kg/mol=0.104578.11+(1-0.1045)92.14=90.6739kg/mol4.1.3物料衡算原料處理量=101.96kmol/h總物料衡算 F=101.96=D+W苯物料衡算 101.960.7335=0.9831D+0.1045W聯(lián)立解得 D=72.99kg/mol，W=28.97kg/mol第五章 設(shè)備結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)5.1塔板數(shù)的確定5.1.1相對揮發(fā)度的確定表1 純組分的飽和蒸汽壓P*與溫度t的關(guān)系A(chǔ)BC苯6.954641341.800219.482甲苯6.905651211.033220.790log=Psat=AB/(T+C)，其中T用

13、oC表示，T=20oC。頂=2.07628；底=1.35174=(頂*底)1/2=1.6755.1.2精餾段與提餾段操作線方程的確定Xe=0.7335代入y=0.823所以（Xe，Ye）=（0.7335,0.823）Rmin=(XD-Ye)/(Ye-Xe)=1.7978R=1.7Rmin=1.7*1.7978=3.056精餾段操作線方程yn+1=R/(R+1)+XD/(R+1)=0.753Xn+0.242精餾段氣液流量：L=RD=223.057kmol/h；V=(R+1)D=296.047 kmol/h提餾段氣液流量：L=L+qF=325.017 kmol/h；V=V-(1-q)F=296.0

14、47 kmol/h提餾段操作線方程：ym+1=(L/V)Xm-(WXW)/V=1.098Xm-0.015.1.3塔板數(shù)的確定（采用逐板計(jì)算法）y1=xD=0.9831 x1=0.972y2=0.9739 x2=0.9571y3=0.9627 x3=0.9390y4=0.9491 x4=0.9175y5=0.9329 x5=0.8925y6=0.9141 x6=0.8640y7=0.8926 x7=0.8323y8=0.8687 x8=0.7980y9=0.8429 x9=0.7621y10=0.8159 x10=0.7257<xq=0.7335y11=0.7885 x11=0.6900y

15、12=0.7616 x12=0.6560y13=0.7360 x13=0.6247y14=0.7124 x14=0.5966y15=0.6451 x15=0.5204y16=0.5614 x16=0.4332y17=0.4657 x17=0.3423y18=0.3658 x18=0.2561y19=0.2712 x19=0.1818y20=0.1896 x20=0.1226y21=0.1246 x21=0.0783<xw=0.1045因?yàn)閤10<xq，所以第十快塔板上升的氣相組成由精餾段操作線方程計(jì)算。所需總理論板數(shù)為21塊，第十快為加料版精餾段需10塊板。5.1.4全塔效率的確定

16、在80.1oC下，苯的粘度1=0.308mPas，甲苯的粘度為2=0.311mPas。E1=0.49(1*1)-0.245=0.5467E2=0.49(2*2)-0.245=0.6059N精=9/0.5467=16.246417N提=12/0.6059=19.805220所需實(shí)際塔板數(shù)為37塊全塔效率：E=N/Ne=56.76%5.2精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.2.1塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為：由，式中由式（11-2）計(jì)算，其中的由圖11-8查取，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距，則查圖11-8得=0.070按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為實(shí)際空塔氣速為5.2.2精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高

17、度為：提餾段有效高度為：從塔頂開始每隔9塊板開一人孔，其高度為0.6m，開人孔的兩塊間距取0.7m，所以應(yīng)多加高(0.7-0.6)*37/12=0.31m，故精餾塔的有效高度為再加上其他高度6.69m，總塔高為5.3塔板主要工藝尺寸的計(jì)算5.3.1溢流裝置計(jì)算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D=2m,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長取溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度近似取Fw=1.02，則取板上清液層高度弓形降液管寬度和截面積由故液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液

18、管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度取故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度5.3.2塔板布置塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查表得，板塊分為3快。邊緣區(qū)快讀確定取開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積的計(jì)算，即其中 故篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：5.4篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.4.1塔板壓降干板阻力的計(jì)算：干板阻力由故氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力的計(jì)算：查得得，故液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力的計(jì)算：氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算：氣體通過每層塔板的壓降為：5.4.2

19、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。5.4.3液沫夾帶液模夾帶量的計(jì)算：故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。5.4.4漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速的計(jì)算： 實(shí)際孔速： 穩(wěn)定系數(shù)為：故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5.4.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)滿足下式，即。苯-甲苯物系屬一般物系，取，則板上不設(shè)進(jìn)口堰，的計(jì)算：故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.5塔板負(fù)荷性能圖5.5.1漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。整理得：表2 表0.00060.5210.00150.5320.

20、00300.5470.00450.559由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 5.5.2液沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以eV=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:由整理得：表3 表0.00063.7750.00153.6110.00303.4000.00453.223由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。5.5.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7）得取E=1.02，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷

21、下限線3。5.5.4液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5.5.5液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd聯(lián)立得:式中，將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入，得：表4 表0.00062.872

22、0.00152.7100.00302.4920.00452.296由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖： 泡沫夾帶線2 下 液泛線5 限 . A (操作點(diǎn)) 上 線 限 3 漏液線1 線 4負(fù)荷性能圖 0 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得故操作彈性為：第六章 附屬設(shè)備類型6.1冷凝器塔頂溫度tD=82.1 冷凝水t1=20，t2=30，則t1=tD-t1=82.1-20=62.1OC；t2=tD-t2=82.1-30=52.1OC由tD=82.1，查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh

23、=2.199m3/s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：6.2再沸器因精餾塔的直徑較大，故選用罐式再沸器，將再沸器置于塔外采用間接蒸汽加熱，塔底溫度，取加熱蒸汽溫度為150，出再沸器時(shí)的溫度為120。取,最后一塊實(shí)際板上組成。查圖得，該板溫度為故 塔底組成可近似看成純甲苯，則所以，換熱面積6.3回流泵首先計(jì)算回流罐的尺寸，冷凝液在回流罐內(nèi)停留時(shí)間為15mim，回流罐儲存的冷凝液的體積為:回流管內(nèi)的液體可看作是純的苯，溫度為40，則其流動(dòng)雷諾常數(shù)可下式算：其中：則故回流管絕對粗糙度=0.3mm。因?yàn)镽e>>5000,所以可由下面公式直接

24、計(jì)算摩擦系數(shù)：，求得：=0.0426。根據(jù)塔高的數(shù)據(jù)：可取回流管長度為：所以直管阻力損失為：在回流管中裝有標(biāo)準(zhǔn)彎頭3個(gè)，半開閥（標(biāo)準(zhǔn)截止閥：球形閥）1個(gè)，孔板流量計(jì)1個(gè)（相當(dāng)于一個(gè)半開閥（閘閥）的阻力系數(shù)）（見塔的工藝流程圖），所以回流管中總阻力損失為：則單位重量流體的阻力損失：在回流泵的入口截面（設(shè)為A）和回流管進(jìn)入精餾塔之前一截面（設(shè)為A）之間列機(jī)械能恒算式，令泵入口處液體流速所以回流泵的揚(yáng)程為：所以，選擇揚(yáng)程為45m,型號為IS65-50-125的離心泵。6.4進(jìn)料管料液質(zhì)量流速：體積流速：取管內(nèi)流速為：所以，進(jìn)料管管徑為：由上，原料進(jìn)口管管徑選取為54×2.5，則實(shí)際管徑d=

25、49mm。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭（HG20594）。6.5塔頂產(chǎn)品接管D=72.99koml/h，相平均摩爾質(zhì)量為，溜出產(chǎn)品密度為則塔頂液體體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速為則可取回流管規(guī)格46×2.5，則實(shí)際管徑d=41mm。塔頂蒸汽接管實(shí)際流速：6.6塔底產(chǎn)品接管取出料液質(zhì)量流速：體積流速：所以，塔釜出料管管徑：由上，塔釜出料管選32×2.5，則實(shí)際管徑d=27mm。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭（HG20594）。6.7塔頂蒸汽接管則整齊體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速為則可取回流管規(guī)格470×12 則實(shí)際管徑d=446mm塔

26、頂蒸汽接管實(shí)際流速：第七章 設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表表五 篩板塔的主要結(jié)果匯總表序號項(xiàng)目數(shù)值序號項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度(OC)90.80018邊緣區(qū)寬度(m)0.0402平均壓力(kPa)109.4019開孔區(qū)面積(m2)0.9383氣相流量(m3/s)2.199020篩孔直徑(m)0.0054液相流量(m3/s)0.006221篩孔數(shù)目n48155實(shí)際塔板數(shù)37.00022孔中心距t(m)0.0156有效段高度Z(m)21.30023開孔率(%)10.107塔徑D(m)2.000024空塔氣速u(m/s)0.7008板間距(m)0.600025篩孔氣速(m/s)23.219溢流形式單溢流26穩(wěn)定系數(shù)3

27、.86010降液管形式弓形27每層塔板壓降(kPa)0.55911堰長(m)1.360028負(fù)荷上限液泛控制12堰高(m)0.041329負(fù)荷下限漏液控制13板上液層高度(m)0.060030液沫夾帶（kg液/kg氣）0.048014堰上液層高度(m)0.018731氣相負(fù)荷上限()1.731215降液管底隙高度(m)0.025332氣相負(fù)荷下限()0.506616安定區(qū)寬度(m)0.015033操作彈性3.417017塔總高Z(m)28.000第八章 對設(shè)計(jì)的評述及對有關(guān)問題的分析討論8.1對設(shè)備的評述分析本設(shè)計(jì)進(jìn)行苯和甲苯的分離，采用直徑為2m的精餾塔，選取效率較高、塔板結(jié)構(gòu)簡單、加工方便的單溢流方式，并采用了弓形降液盤。該設(shè)計(jì)的優(yōu)點(diǎn)：1.操用、調(diào)節(jié)、檢修方便；2.制造安裝較容易； 3.處理能力大，效率較高，壓強(qiáng)較低，從而降低了操作費(fèi)用；4.操作彈性較大。該設(shè)計(jì)的缺點(diǎn)：設(shè)備的計(jì)算及選型都有較大的誤差存在，從而選取的操作點(diǎn)的不是在最好的范圍內(nèi)，影響了設(shè)計(jì)的優(yōu)良性。8.2心得體會(huì)本次課程設(shè)計(jì)通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計(jì)一套苯甲苯物系的分離的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。通過近兩周的團(tuán)隊(duì)努力，反經(jīng)過復(fù)雜的計(jì)算和優(yōu)化，我們?nèi)私M