化工原理課程設(shè)計(jì)苯-甲苯板式精餾塔設(shè)計(jì)(DOC36頁(yè))

1、化工原理課程設(shè)計(jì)-苯-甲苯連續(xù)精餾板式塔的設(shè)計(jì)專(zhuān)業(yè)年級(jí) ：11級(jí)化工本2姓 名 ：申濤 指導(dǎo)老師 ：代宏哲2021年 7月目錄一 序 言3二 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)4三 設(shè)計(jì)計(jì)算51.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集51.2 精餾塔的物料衡算71.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算121.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算161.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算181.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算201.7 塔板負(fù)荷性能圖23四 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表29五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備305.1附件的計(jì)算305.1.1接管305.1.2冷凝器325.1.3 再沸器325.2 板式塔結(jié)構(gòu)33六 參考書(shū)目35七 設(shè)計(jì)心得

2、體會(huì)35八 附錄36一序言化工原理課程設(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(shí)，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(guò)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(shí)和技能的能力，問(wèn)題分析能力，思考問(wèn)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(guò)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的揮發(fā)度的不

3、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(lái)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。二板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)五一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)。二、設(shè)計(jì)任務(wù)(1)xf: 0.35，xD: 0.98，xW: 0.05。(2)處理量：300kg/h苯產(chǎn)品。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強(qiáng)：常壓 (2)進(jìn)料熱狀態(tài)：q=1.0，泡點(diǎn)進(jìn)料(3)

4、回流比：R=(1.1-2.0) Rmin (4)單板壓降壓：0.7kPa (5)加熱狀態(tài)：塔釜飽和蒸汽直接加熱四、設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求(1)設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明(2)塔的工藝計(jì)算(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板的負(fù)荷性能圖。(4)編制設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表(5)輔助設(shè)備選型與計(jì)算(6)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖：采用繪圖紙徒手繪制五、時(shí)間及地點(diǎn)安排(1)時(shí)間：6月23日至7月4日(2)地點(diǎn)：榆林學(xué)院六、參考書(shū)目1化工原理上下冊(cè)2化工原理課程設(shè)計(jì) 3化工原理設(shè)計(jì)手冊(cè)三 設(shè)計(jì)計(jì)算1.1設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于

5、對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)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)后送人精餾塔內(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)品冷卻器冷卻后送至儲(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1.1倍。塔釜飽和蒸汽直接加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)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(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類(lèi)型為篩板

6、塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)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(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：() 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)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(diǎn)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(jiǎn)略圖：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1

7、180.1288.56833.4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1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度809010

8、0110120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液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.501

9、08.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.

10、0100.01.2 精餾塔的物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 （2）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 塔板數(shù)的確定（1）理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計(jì)算求理論板層數(shù)。求最小回流比及操作回流比。 采用恩特伍德方程求最小回流比。解得，最小回流比取操作回流比為求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1)求操作線(xiàn)方程 精餾段操作線(xiàn)方程為提餾段操作線(xiàn)方程為（3）逐板法求理論板又根據(jù) 可解得 =2.47 相平衡方程 解得 變形得 用精餾段操作線(xiàn)和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算 = 0.983 ， =0

11、.959， ， ， ， ， 因?yàn)?故精餾段理論板 n=5，用提留段操作線(xiàn)和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算，因?yàn)?，所以提留段理論?n=5（不包括塔釜）（3） 全塔效率的計(jì)算查溫度組成圖得到，塔頂溫度TD=80.94，塔釜溫度TW=105，全塔平均溫度Tm =92.97。分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度，平均粘度由公式，得全塔效率ET（4） 求實(shí)際板數(shù) 精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)進(jìn)料板在第11塊板。1.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力P4+101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力105.3+0.7×10112.2 kPa塔底操作

12、壓力=119.3 kPa精餾段平均壓力 P m1 （105.3+112.3）2108.8 kPa提餾段平均壓力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa（2）操作溫度計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度進(jìn)料板溫度85.53塔底溫度=105.0精餾段平均溫度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24提餾段平均溫度=（85.53+105.0）/2 =95.27（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959進(jìn)料板平

13、均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得0.877，0.742塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量（4） 平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)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(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由tD80.94，查手冊(cè)得 塔頂液相的質(zhì)量分率 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF85.53，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw105.0，查手冊(cè)得 塔底液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為(5) 液體平

14、均表面張力計(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 tD80.94，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF85.53，查手冊(cè)得 塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 tW105.0，查手冊(cè)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 (6) 液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 Lm=xii塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由 tD80.94，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由tF85.53，查手冊(cè)得 塔底液相平均粘度的計(jì)算 由tw105.0，查手冊(cè)得 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 （7）氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段： 提餾段：1.4 精餾塔的塔

15、體工藝尺寸計(jì)算(1) 塔徑的計(jì)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(yàn)關(guān)系選取。表7 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，mm200300250350300450350600400600對(duì)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=0.070；依式校正物系表面張力為時(shí)0.0707可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；0

16、.0717查2：圖38得C20=0.068；依式=0.069校正物系表面張力為時(shí)按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/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(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取2.0m。1.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算(1) 溢流裝置計(jì)算 精餾段因塔徑D2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.60D=0.60×2.0=1.20mb)出口堰高：故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故 ，

17、利用(2：式310)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)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(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盤(pán) 采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段相關(guān)數(shù)據(jù)如下：a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D=0.8×1.6=1.056mb)出口堰高：由查知E=1.04,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由 查圖得， 故計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即15.16（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速0.1

18、m/s（0.07-0.25）0.036（m）符合（）(2) 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對(duì)精餾段：a) 取邊緣區(qū)寬度安定區(qū)寬度b)計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積，解得，c)篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取3.5，故孔中心距5×5=17.5mm篩孔數(shù)則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為1.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。(1) 氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算 精餾段：a) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊?/p>

19、柱高度：依，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.84由式b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗?，故則單板壓強(qiáng)：(2) 液面落差 對(duì)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) 霧沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。 (4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。 （5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。同

20、精餾段公式計(jì)算，提溜段各參數(shù)計(jì)算如下：(1) 氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算a) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篵)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?故則單板壓降： （2）液面落差 對(duì)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) 液沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。(4) 漏液 查得： 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)

21、液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為提餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。1.7 塔板負(fù)荷性能圖精餾段：(1) 霧沫夾帶線(xiàn) 霧沫夾帶量取，前面求得，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。 表8Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線(xiàn)。 (2) 液泛線(xiàn) 由E=1.04,lW=1.2得：已算出，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。 表10Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(

22、m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線(xiàn)2。 (3) 液相負(fù)荷上限線(xiàn) 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限， 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線(xiàn)0.0163（m3/s）。 (4) 漏液線(xiàn) 由和，代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-21。 表11Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線(xiàn)4。 (5) 液相負(fù)荷下限線(xiàn) 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.04據(jù)此可作

23、出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn)5。根據(jù)以上各線(xiàn)方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 圖1 精餾段篩板負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，即作出操作線(xiàn)。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。同精餾段，得出提餾段的各曲線(xiàn)為：(1) 霧沫夾帶線(xiàn) 整理得：(2) 液泛線(xiàn) 已知E=1.06 lw=1.2，同理精餾段得：由此可作出精餾段液泛線(xiàn)2。(3) 漏液線(xiàn) 整理得：據(jù)此可作出漏液線(xiàn)3。 (4) 液相負(fù)荷上限線(xiàn) 以5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線(xiàn)0.013。 (5) 液相負(fù)荷下限線(xiàn) 以how5s作為液體在降液

24、管中停留時(shí)間的下限，整理得：由此可作出液相負(fù)荷下限線(xiàn)5。 根據(jù)以上各線(xiàn)方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 四設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa108.8115.8各段平均溫度tm83.2495.27平均流量氣相VSm3/s2.082.02液相LSm3/s0.00430.0092實(shí)際塔板數(shù)N塊1010板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.63.6塔徑Dm22空塔氣速u(mài)m/s0.660.643塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm1.21.2堰高h(yuǎn)wm0.0440.044溢流堰寬度Wdm0.20.2管底與受業(yè)盤(pán)距離hom0.0360

25、.0767板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數(shù)n個(gè)96609660開(kāi)孔面積m20.1850.185篩孔氣速u(mài)om/s11.2610.92塔板壓降hPkPa0.5910.591液體在降液管中停留時(shí)間s7.097.09降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1210.121霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.007320.00657負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷VS·maxm3/s3.6氣相最小負(fù)荷VS·minm3/s1.2操作彈性3.1五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備5.1附件的計(jì)算接管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的

26、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=149Kg/h , =807.9Kg/則體積流量管內(nèi)流速則管徑取進(jìn)料管規(guī)格95×2.5 則管內(nèi)徑d=90mm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65×2.5 則管內(nèi)直徑d=60mm回流管內(nèi)實(shí)際流速(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格430×12 則實(shí)際管徑d=416mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速(4)釜液排出管塔底w=30kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量：取管內(nèi)流

27、速則可取回流管規(guī)格54×2.5 則實(shí)際管徑d=49mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速(5)塔頂產(chǎn)品出口管徑D=119koml/h 相平均摩爾質(zhì)量溜出產(chǎn)品密度則塔頂液體體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格58×2.5 則實(shí)際管徑d=53mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速冷凝器塔頂溫度tD=80.94 冷凝水t1=20t2=30則由tD=80.49 查液體比汽化熱共線(xiàn)圖得又氣體流量Vh=2.134m3/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 再沸器塔底溫度tw=105.0 用t0=135的蒸汽，釜液出口溫度t1=112則由tw=105.0 查液體比汽化熱

28、共線(xiàn)圖得又氣體流量Vh=2.374m3/h 密度則取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量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(jìn)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(jì)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(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取（2） 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(gè)因素決定。塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長(zhǎng)時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距

29、，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(zhǎng)為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。本塔設(shè)計(jì)每7塊板設(shè)一個(gè)人孔，共兩個(gè)，即（4） 塔高故全塔高為11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m。六參考書(shū)目1張新戰(zhàn)，化工單元過(guò)程及操作北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19982何潮洪,馮霄化工原理北京：科學(xué)出版社，20013柴誠(chéng)敬,劉國(guó)維化工原理課程設(shè)計(jì)天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，19944賈紹義,柴敬誠(chéng)化工原理課程設(shè)計(jì)天津：天津大學(xué)出版社，

30、20025陳均志，李雷化工原理實(shí)驗(yàn)及課程設(shè)計(jì)北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20216馬江權(quán)，冷一欣化工原理課程設(shè)計(jì)北京：中國(guó)石化出版社，2021七設(shè)計(jì)心得體會(huì)本次課程設(shè)計(jì)通過(guò)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(guò)近兩周的團(tuán)隊(duì)努力，反經(jīng)過(guò)復(fù)雜的計(jì)算和優(yōu)化，我們?nèi)私M終于設(shè)計(jì)出一套較為完善的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項(xiàng)操作性能指標(biāo)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(qiáng)，達(dá)到了預(yù)期的目的。                     通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識(shí)，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(mén)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力把它做全做好。首先，我們?nèi)D書(shū)館借閱了大量有關(guān)書(shū)籍，并從設(shè)計(jì)書(shū)上了解熟悉了設(shè)計(jì)的流程和方法。通過(guò)查閱資料我們從對(duì)設(shè)計(jì)一無(wú)所知變得初曉門(mén)路，而進(jìn)一步的學(xué)習(xí)和討論使我們