課程設(shè)計(jì)精餾塔分離苯甲苯混合物

1、目 錄摘要IIAbstractIII引言1第一章 概述11.1精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)21.2精餾塔設(shè)計(jì)方案的選定2第二章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算32.1精餾塔物料衡算32.2塔板的確定42.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算52.4精餾塔的塔體工藝尺度計(jì)算10第三章 塔附屬設(shè)備選型及計(jì)算293.1接管293.2塔體總高度303.3輔助設(shè)備32第四章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總35設(shè)計(jì)小結(jié)與體會(huì)37符號(hào)說(shuō)明38參考文獻(xiàn)40摘要化工生產(chǎn)中所處理的物料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)，生產(chǎn)中為了滿足儲(chǔ)存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。精餾是分

2、離液體混合物最常用的一種單元操作, 利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(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)原料混合物中各組成分離該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程。本設(shè)計(jì)任務(wù)為精餾塔分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾過(guò)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器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)溫度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，所以在設(shè)計(jì)中把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。本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)以通過(guò)物料衡算，熱量衡算，工藝

3、計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核等一系列工作來(lái)設(shè)計(jì)一個(gè)具有可行性的合理的篩板塔以及相關(guān)輔助設(shè)備的計(jì)算。繪制了精餾塔裝配圖，精餾工藝流程圖。關(guān)鍵詞：篩板塔；苯；甲苯AbstractIn the chemical production processes the material, the intermediary product, the primary product, nearly is the mixture which is composed of certain components, moreover majority is the homogeneous phase material, in

4、the production to satisfy the storage, the transportation, the processing and the use need, often needs these mixture separation for pure or nearly the pure state material. Separation of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, using liquid mixture of all the differ

5、ent points of the volatile, volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer. Mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process. The design task is to separ

6、ate the benzene - toluene mixture using the distillation tower. For the separation of binary mixtures, we can use a continuous distillation process. In the design, we feed the raw material in the bubble point ,using preheater where the liquid can be heated up to the bubble point and then give it awa

7、y to the distillation tower. Up top of the tower ,there is a total condenser which can condense the steam. Part of the condensed steam return to the tower in the bubble point, and the rest product is sent to the tank through the total condenser. It is so easy to isolate material system using this sy

8、stem. the minimum return is relatively small, so we take the minimum reflux ratio of 1.7 times of the operating reflux ratio in our design. Tower reacter is heated with indirect steam and the tower bottom product is sent to storage tanks after cooling.The design specification through the material ba

9、lance, energy balance, technology, structural design and verification and a series of work to design a reasonable possibility of the sieve tower that should use the relation selective evaporation flow，and drawing assemble diagram of distillation tower and PID of distillation.Keywords：Distillation；Si

10、eve tower；Benzene 引 言化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。蒸餾是一種常用的化工單元的操作，是工業(yè)上分離液相混合物常用的手段。蒸餾操作可以是板式塔，也可以采用填料塔。板式塔為逐步接觸型，按汽液接觸原件不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、舌形塔、浮動(dòng)噴射塔等多種。目前，從國(guó)內(nèi)外實(shí)際情況來(lái)看，主要的塔板類(lèi)型為浮閥塔，篩板塔及泡罩塔，前兩種應(yīng)用尤為廣泛。作為氣液兩用傳質(zhì)用的塔的設(shè)備，首先必須保證氣液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的要求，塔設(shè)備還得具備下列的基本要求：·塔內(nèi)滯留量小。·耐腐蝕和不易堵塞，

11、方便操作，調(diào)節(jié)。·結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，創(chuàng)造，安裝，維修方便。·流體流動(dòng)阻力小。即流體經(jīng)塔設(shè)備的壓降小，可節(jié)省動(dòng)力消耗，降低操作的費(fèi)用。·氣液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)不至于發(fā)生大量的霧沫夾帶，攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。·操作穩(wěn)定，彈性大。即當(dāng)塔設(shè)備的氣液負(fù)荷在一定范圍內(nèi)變化時(shí)，仍能夠在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作。第一章 概述化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲(chǔ)存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元

12、操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量計(jì)的驅(qū)動(dòng)下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(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)原料混合物中各組成分離該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分離苯和甲苯混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤(pán)造價(jià)減少40%左右，安裝，維修都較容易。1

13、在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問(wèn)題，適當(dāng)控制漏液。篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后，通過(guò)大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)方法和結(jié)構(gòu)。近年來(lái)與浮閥塔一起成為化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。為減少對(duì)傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制成突起的斜臺(tái)狀，這樣可以降低進(jìn)口處的速度，使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比較少。實(shí)際操作表明，篩板在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍比泡罩塔窄，但設(shè)計(jì)良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到2-3?；?/p>

14、原理課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫(huà)出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過(guò)程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。在設(shè)計(jì)過(guò)程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的業(yè)精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影響，因此設(shè)計(jì)是否合理的利用熱能等直接關(guān)系到生產(chǎn)過(guò)程的經(jīng)濟(jì)問(wèn)題。2本課程

15、設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是設(shè)計(jì)過(guò)程的物料衡算，塔工藝計(jì)算，塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)以及校核。1.1精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合液。已知原料液的年處理量為4萬(wàn)噸，原料組成為0.3(甲苯的摩爾分率)，要求塔頂餾出液的組成為0.991，塔底釜液含苯量0.014（質(zhì)量分率）。 表1-1 設(shè)計(jì)條件操作壓力進(jìn)料熱狀態(tài)回流比單板壓降全塔效率建廠地址塔頂常壓Q=0自選0.5kPaET=70%武漢地區(qū)試根據(jù)上述工藝條件作出篩板塔的設(shè)計(jì)1.2精餾塔設(shè)計(jì)方案的選定本設(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)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣

16、采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)溫度下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分產(chǎn)品經(jīng)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1.5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。第二章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算2.1精餾塔物料衡算2.1.1料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料：苯甲苯混合物 XF=0.3（摩爾分?jǐn)?shù)）產(chǎn)品：XD=0.991（摩爾分?jǐn)?shù)） XW=0.014（摩爾分?jǐn)?shù)）原料溫度：50 處理量：4萬(wàn)噸每年 生產(chǎn)時(shí)間：300天每年冷卻水進(jìn)口溫度：25 加熱劑：0.5MPa飽和水蒸氣平均摩爾質(zhì)量：苯的摩爾質(zhì)量： MA=78.11Kg/Kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=92.1

17、3Kg/Kmol （其中A、B分別代表苯和甲苯）原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：ML,F=0.3×78.11+(1-0.7)×92.13=87.92Kg/KmolML,D=0.991×78.11+0(1-0.991)×92.13=78.23Kg/KmolML,W=0.014×78.11+(1-0.014)×92.13=91.91Kg/Kmol2.1全塔總物料衡算總物料衡算 F = D + W （3-1）易揮發(fā)組分（苯）物料衡算 F XF = D XD + W XW （3-2）式中 F、D、W分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃毫髁浚琸m

18、ol/h；XF、XD、XW分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分率。結(jié)合（3-1）、（3-2）得：F=63kmol/hD= 18kmol/hW=45kmol/h2.2塔板的確定逐板法法求取塔板數(shù)：相對(duì)揮發(fā)度a=2.5 由相平衡方程和q線方程算得最小回流比為3.1R=1.5Rmin=4.73.精餾段操作線方程Y=0.082x+0.174.提溜段操作線方程YY1=0.991 x1=0.978Y2=0.972 x2=0.933Y3=0.935 x3=0.852Y4=0.870 x4=0.725Y5=0.765 x5=0.567Y6=0.635 x6=0.410Y7=0.506 x7=0.2

19、91Y7<0.3Y8=0.497 x8=0.284Y9=0.480 x9=0.271Y10=0.460 x10=0.254Y11=0.432 x11=0.233Y12=0.395 x12=0.208Y13=0.349 x13=0.176Y14=0.292 x14=0.145Y15=0.236 x15=0.107Y16=0.168 x16=0.074Y17=0.046 x17=0,046Y18=0.058 y18=0.024Y19=0.023 x19=0.009總的理論板數(shù)18(包括再沸器)，進(jìn)料板位置5.實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)：10 提留段實(shí)際板層數(shù)：17 2.3精餾塔的工藝條

20、件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.3.1以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算1.操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力KPa每層塔板壓降KPa進(jìn)料板壓力KPa精餾段平均壓力KPa2.操作溫度的計(jì)算XF=0.491 XD=0.957由內(nèi)插值法求得：進(jìn)料板溫度 塔頂溫度精餾段平均溫度3.平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由，再由平衡曲線得=0.903kg/kmol kg/kmol進(jìn)料板的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板得查平衡曲線得 kg/kmol kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol kg/kmol4.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)方程計(jì)算，即= (2).液相平均密度計(jì)算塔頂液相平均密度計(jì)算由,查手

21、冊(cè)得，進(jìn)料板平均密度的計(jì)算由進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由，進(jìn)料板液相的分率計(jì)算：精餾段液相平均密度為5.液體平均表面張力計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由, 精餾段液相平均表面張力為：6.液相平均粘度計(jì)算塔頂液相平均粘度計(jì)算，解得=0.292進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算:,解得=0.271精餾段液相平均表面張力為：2.3.2以提餾段為例進(jìn)行計(jì)算1.操作壓力的計(jì)算每層塔板壓降KPa進(jìn)料板壓力KPa精餾段平均壓力KPa2.操作溫度的計(jì)算XF=0.491 Xw=0.012由內(nèi)插值法求得：進(jìn)料板溫度 塔頂溫度精餾段平均溫度3.平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由，再由平衡

22、曲線得=0.005進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算有圖解理論板 查平衡曲線得 .提餾段平均摩爾質(zhì)量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)方程計(jì)算，即= (2).液相平均密度計(jì)算塔釜液相平均密度計(jì)算由進(jìn)料板液相的分率計(jì)算：提餾段液相平均密度為5. 液體平均表面張力計(jì)算塔釜液相平均表面張力的計(jì)算由,進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由,提餾段液相平均表面張力為：6.液體平均粘度計(jì)算塔釜液相平均粘度的計(jì)算：，解得=0.260進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算:,解得=0.271提餾段液相平均表面張力為：2.4精餾塔的塔體工藝尺度計(jì)算2.4.1精餾段塔徑的計(jì)算1.精餾段的氣液相摩爾流率為：V=(R+1)D L=

23、RD取板間距，板上液層高度， 圖2-2 斯密斯關(guān)聯(lián)圖查圖2-2，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D1.0m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為2.提溜段塔徑的計(jì)算提餾段的氣液相體積流率為：取板間距，板上液層高度，查圖2-2，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D1.0m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為3.精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度為 4m提餾段有效高度為 6.8m在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為Z=4+6.8+0.8=11.6m2.4.2精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1.溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.0m,，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)，

24、各項(xiàng)計(jì)算如下：(1).堰長(zhǎng)取=0.66D=0.661.0=0.66m(2).溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度近似取E=1,則取板上清液層高度，故(3).弓形降液管寬度和截面積 圖2-3弓形漿液管的參數(shù)由，查圖2-3，得故依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理(4).降液管底隙高度則選用凹形受液盤(pán)，深度2.塔板布置(1).塔板的分塊表2-1塔板分塊數(shù)表塔徑/mm塔板分塊數(shù)800-120031400-160041800-200052200-24006因，故2板采用分塊式，查表2-1得，塔板分為3塊(2).邊緣區(qū)寬度確定 取(3).開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積按式（5-12）計(jì)算，即(

25、4).篩孔計(jì)算及其排列物系無(wú)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)目個(gè)開(kāi)孔率為氣體通過(guò)篩孔的氣速為3篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(1)塔板壓降干板阻力計(jì)算干板阻力計(jì)算：由，查圖5-10得故液柱氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算 查圖2-6，得液柱液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力計(jì)算：液柱氣體通過(guò)每層塔板得液柱高度可按下式計(jì)算：液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降（設(shè)計(jì)允許）(2)液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，可忽略(3)液沫夾帶故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)(4)漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速計(jì)算= 實(shí)際孔數(shù)穩(wěn)定系數(shù)為(5)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降壓管內(nèi)液層高苯-甲苯物系屬一

26、般物系，取，則板上不設(shè)進(jìn)口堰，計(jì)算，即液柱液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生泛液現(xiàn)象4塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線 由在操作范圍內(nèi)，任取n個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2-2表2-2精餾段漏液線上的氣液體積流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()0.3420.3510.3620.371由此表數(shù)據(jù)即可做出漏液線1(2)液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下；由=2.5 =2.5(+),=0.052, = =0.13+2.2 , =0.27-2.2 在操作范圍內(nèi)，任取n個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2-3表2-3精餾段液沫夾

27、帶線上的氣液體積流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()1.1591.0991.0220.957由此表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2。(3)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.008m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得=取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下線限了3。見(jiàn)圖2-4(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限由式得故據(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4。(5)液泛線令由聯(lián)立得 +=（）+忽略，將與Ls，與Ls，與Vs的關(guān)系式代入上式并整理得式中將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得故0.108Vs-1.47Ls或Vs-13.61Ls表2-

28、4精餾段液泛線上的氣液體積流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()1.1801.0830.9240.744由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程可求出篩板塔的精餾段的負(fù)荷性能圖。見(jiàn)圖2-441A523圖2-4 塔板負(fù)荷性能圖2.4.3提餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算。1、溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)，各項(xiàng)計(jì)算如下：(1)堰長(zhǎng)取=0.66D=0.66 1.0=0.66m(2)溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則=0.015m 取板上清液層高度=60mm,故(3)弓形降液管寬度和截面積 由，查圖

29、2-3，得故 依式（5-9）驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 故降液管設(shè)計(jì)合理(4)降液管底隙高度 取，則選用凹形受液盤(pán)，深度2塔板布置(1)塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式，查表5-3得，塔板分為3塊(2)邊緣區(qū)寬度確定 取(3)開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積按式（5-12）計(jì)算，即 其中 故(4)篩孔計(jì)算及其排列物系無(wú)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：個(gè)開(kāi)孔率為氣體通過(guò)篩孔的氣速為3.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(1)塔板壓降干板阻力計(jì)算干板阻力計(jì)算：=0.051 圖2-5 干篩孔的流量系數(shù)圖 由，查圖2-5得故液柱氣體通過(guò)液層計(jì)算 圖2-6充氣系數(shù)關(guān)

30、聯(lián)圖 查圖2-6，得 液柱液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式計(jì)算液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算： 液柱體通過(guò)每層塔板的壓降為（設(shè)計(jì)允許）(2)液面落差對(duì)于篩板塔、液面落差很小、可忽略(3)液沫夾帶 故在本設(shè)計(jì)中，液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)(4)漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速計(jì)算實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為(5)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高即 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則 板上不設(shè)進(jìn)口堰，計(jì)算，即 液柱液柱 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象4、塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線由得整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表2-5表2-5提餾段漏液線上的氣液體積流量

31、表0.00060.00150.00300.00450.3090.3170.3280.337由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由表2-6提餾段液沫夾帶線上的氣液體積流量表0.00060.00150.00300.00451.2261.1671.0911.028由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2， (3)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，得 取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限故據(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4(5)液泛線全由聯(lián)立得忽略，將與，與的關(guān)系式代入上

32、式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故表2-7提餾段液泛線上的氣液體積流量表0.00060.00150.00300.00451.111.0370.9370.845由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5，見(jiàn)圖2-7根據(jù)以上各線方程，可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖B13425圖2-7提留段篩板負(fù)荷性能圖第三章 塔附屬設(shè)備選型及計(jì)算3.1接管3.1.1頂蒸汽出口管徑蒸汽出口管中的允許氣速應(yīng)不產(chǎn)生過(guò)大的壓降，其值可參照表蒸汽出口管中允許氣速參照表表3-1蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力（絕壓）常壓1400-6000pa>6000pa蒸汽速度/m/s12-2030-5050-70因=105.3kpa，故取

33、出口氣速u(mài)=60m/s故 查表取3.1.2 回流液管徑Dr故取，則 而則查標(biāo)準(zhǔn)系列取3.1.2進(jìn)料管徑液料由高位槽進(jìn)塔時(shí)，液料流速取0.4-0.8m/s。由泵輸送時(shí)，流速取為1.5-2.5m/s。采用直管出料管取，則而則查標(biāo)準(zhǔn)系列取3.1.4釜液排除管徑3.2塔體總高度3.2.1塔頂空間:3.2.2人孔數(shù)目S：,人孔直徑通常為450mm，不包括塔頂空間和塔底空間的人孔，則S=N-2=33.2.3塔底空間:，取t=4min其中=0.785取進(jìn)料板空間3.2.4體總高度：3.2.5筒體壁厚選8mm3.2.6封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由于公稱(chēng)直徑1m，查得曲線高度，厚度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積，選

34、用封頭3.2.7裙座的相關(guān)尺寸計(jì)算考慮到再沸器，裙座高度取3m。3.2.8吊住設(shè)計(jì)對(duì)于較高的室內(nèi)無(wú)框架的整體塔，在塔頂設(shè)計(jì)吊柱，對(duì)于補(bǔ)充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，及經(jīng)濟(jì)又方便的一項(xiàng)設(shè)施，一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱。本設(shè)計(jì)中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計(jì)塔徑D=1800mm，可選用吊柱500kg.s=1000mm,L=3400mm.材料為A3。3.3輔助設(shè)備 出料溫度：3.3.1全凝器 （冷卻水進(jìn)口溫度，出口溫度） 溫度推動(dòng)力：取總傳熱系數(shù)，則傳熱面積：3.3.2原料預(yù)熱器原料預(yù)熱溫度：（泡點(diǎn)溫度）采用過(guò)熱飽和蒸汽加熱平均溫度：平均溫度下查表得：取總傳熱系數(shù)由：換熱面積：3.3.3再沸器再沸器

35、熱負(fù)荷：選用150°C的飽和水蒸氣加熱。再沸器液體入口溫度°C回流汽化為上升蒸汽時(shí)的溫度°C加熱蒸汽°C加熱蒸汽冷凝為液體的溫度°C用潛熱加熱可節(jié)省蒸汽量從而減少熱量損失°C°C°C取，第四章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總序號(hào)項(xiàng)目精餾段提餾段1平均溫度，87.889.82平均壓力，kpa109.5117.93氣相流量,0.4010.4034液相流量,0.000870.00235實(shí)際塔板數(shù)12246塔徑,m1.01.07板間距，m0.40.48溢流形式單溢流單溢流9降液管形式弓形弓形10堰長(zhǎng),m0.660.6611堰高，m0.0450

36、.05212板上液層高度，m0.060.0613堰上液層高度,m0.0520.05214降液管底隙高度，m0.0250.03015安定區(qū)寬度，m0.0650.06516邊緣區(qū)寬度，m0.0350.03517開(kāi)孔區(qū)面積，m20.3610.36118篩孔直徑，m0.0050.00519篩孔數(shù)目2731273120孔中心距，m0.0150.01521開(kāi)孔率，10.110.122空塔氣速，m/s0.9950.74123篩孔氣速，m/s7.467.524穩(wěn)定系數(shù)1.50.71325每層塔板壓降，pa548.26499序號(hào)項(xiàng)目精餾段提餾段26負(fù)荷上限液泛控制液泛控制27負(fù)荷下限漏液控制漏液控制28液沫夾帶

37、0.00870.005629氣相負(fù)荷上限0.6840.44630氣相負(fù)荷下限0.2080.19231操作彈性3.2892.32332冷凝器傳熱面積m2,16.3233預(yù)熱器傳熱面積, m23.39734再沸器傳熱面積，m252.31335塔頂蒸汽粗口管，mm8636進(jìn)料管直徑，mm3437回流管直徑，mm2038塔頂出料管徑，mm2139塔釜出料管直徑，mm3140筒體壁厚，mm841塔頂空間，m0.7242人孔數(shù),個(gè)343裙座高度，m344塔總體高度，m16.34設(shè)計(jì)小結(jié)與體會(huì)化工原理課程設(shè)計(jì)是化工原理課程設(shè)計(jì)中的一個(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(mén)課程及有關(guān)選修課程的基本知識(shí)去完成一

38、個(gè)單元操作設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練。本次的設(shè)計(jì)內(nèi)容是苯甲苯分離過(guò)程的板式精餾塔設(shè)計(jì)。這方面的知識(shí)我們?cè)谝郧暗膶W(xué)習(xí)當(dāng)中進(jìn)行了理論性的學(xué)習(xí)，但是了解和掌握的東西很有限，在這次課程設(shè)計(jì)中，通過(guò)物料衡算，熱量衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)等一系列工作，我們基本上完成了設(shè)計(jì)任務(wù)，也讓我們明白了怎樣運(yùn)用所學(xué)的知識(shí)，結(jié)合我們掌握其他的相關(guān)知識(shí)，計(jì)算機(jī)技術(shù)，參照有關(guān)的文獻(xiàn)資料去解決設(shè)計(jì)中的問(wèn)題。并且通過(guò)在設(shè)計(jì)過(guò)程中，結(jié)合我們所掌握的理論知識(shí)，不斷地發(fā)現(xiàn)問(wèn)題和解決問(wèn)題，使我們能夠熟練的運(yùn)用這些知識(shí)與技能，這些經(jīng)驗(yàn)的積累是對(duì)學(xué)習(xí)的鞏固和拓展，也是一次寶貴的經(jīng)驗(yàn)。當(dāng)然在整個(gè)過(guò)程中，也離不開(kāi)老師的悉心指導(dǎo)和其他同學(xué)的熱心幫助，在我們的實(shí)踐過(guò)程當(dāng)中，我們能夠參與一起討論，通過(guò)查閱資料，咨詢(xún)老師等來(lái)解決設(shè)計(jì)中遇到的問(wèn)題，雖然在這個(gè)學(xué)習(xí)的過(guò)程當(dāng)中，我們有發(fā)生過(guò)計(jì)算上的失誤而重頭開(kāi)始計(jì)算，設(shè)備選型錯(cuò)誤等問(wèn)題，但這不但沒(méi)有讓我們知難而退，反而讓我們更加深刻地認(rèn)識(shí)到科學(xué)設(shè)計(jì)中應(yīng)該持有的嚴(yán)謹(jǐn)嚴(yán)務(wù)的態(tài)