化工原理課程設(shè)計(jì)-苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)PAGE2-..

化工原理課程設(shè)計(jì)苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)專業(yè)班級：09級化學(xué)工程與工藝2班姓名：吳凡平學(xué)號：06109240指導(dǎo)老師：姚剛設(shè)計(jì)地點(diǎn)：東南大學(xué)成賢學(xué)院2011年9月目錄一序言 -4-二板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 -5-三設(shè)計(jì)計(jì)算 -6-3.1設(shè)計(jì)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全塔效率的計(jì)算 -13-3.3.3求實(shí)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(jì)算 -14-3.4.1操作壓力的計(jì)算 -14-3.4.2操作溫度的計(jì)算 -15-3.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 -16-3.4.4平均密度的計(jì)算 -17-3.4.5液體平均表面張力的計(jì)算 -20-3.4.6液體平均黏度的計(jì)算 -21-3.4.7氣液負(fù)荷計(jì)算 -22-3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 -23-3.5.1塔徑的計(jì)算 -23-3.5.2有效塔高的計(jì)算 -25-3.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 -25-3.6.1溢流裝置計(jì)算 -25-3.6.2塔板布置 -28-3.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 -29-3.7.1塔板阻力 -29-3.7.2漏液點(diǎn) -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(fù)荷性能圖 -33-四設(shè)計(jì)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(jì)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(jì)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(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。二板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、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)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(qiáng)：常壓(2)進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料(3)回流比：自選(4)單板壓降壓：0.7kPa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：2011.8.15～2011.9.9(第1周～第4周)(2)地點(diǎn)：東南大學(xué)成賢學(xué)院六、參考書目[1]夏清,陳常貴?化工原理下冊?天津：天津大學(xué)出版社，2005[2]任曉光?化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)?北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2009三設(shè)計(jì)計(jì)算3.1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(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(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(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3～8mm，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(diǎn)有：(１)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。(２)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(４)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：(１)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(２)操作彈性較小(約2～3)。(３)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AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5—CH392.13110.6318.574107.7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1—1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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2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

EQ3.2.2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(jì)算苯的沸點(diǎn):80.1℃甲苯的沸點(diǎn):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(shí)苯：甲苯：解得：T=110.6℃時(shí)苯：甲苯：解得：則80.1℃時(shí)110.6℃時(shí)

（2）最小回流比的求取由于泡點(diǎn)進(jìn)料即飽和液體進(jìn)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1.1~2倍，即，則?。?）求精餾塔的氣液相負(fù)荷（泡點(diǎn)進(jìn)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(jìn)行逐板計(jì)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(jì)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(jìn)料板為第5塊3.3.2全塔效率的計(jì)算由于塔頂壓強(qiáng)為常壓=101.3，單板壓降為0.7，理論板為10塊，故塔釜壓強(qiáng)=。經(jīng)chemCAD擬合計(jì)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（O`connell）公式計(jì)算全塔效率3.3.3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)全塔共有塔板19塊，進(jìn)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(jì)算3.4.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力P＝101.3kPa每層塔板壓降△P＝0.7kPa進(jìn)料板壓力＝101.3+0.7×8＝106.9kPa塔底操作壓力=101.3+0.7×19＝114.6kPa精餾段平均壓力＝（101.3+106.9）／2＝104.1kPa提餾段平均壓力=（106.9+114.6）/2=110.75kPa3.4.2操作溫度的計(jì)算根據(jù)上式計(jì)算出的壓力，經(jīng)過chemCAD擬合計(jì)算得塔頂溫度℃圖4：chemCAD擬合計(jì)算得塔頂溫度進(jìn)料板溫度℃圖5：chemCAD擬合計(jì)算得進(jìn)料板溫度塔底溫度℃圖6：chemCAD擬合計(jì)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=103.05℃3.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(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=0.900進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)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(jì)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(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，精餾段的平均氣相密度即

提餾段的平均氣相密度②液相平均密度計(jì)算

液相平均密度依下式計(jì)算，即

由溫度可以查有機(jī)液體相對密度共線圖可以得到對應(yīng)的液體密度圖7：有機(jī)液體相對密度共線圖a.塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD＝81.126℃，查共線圖得

塔頂液相的質(zhì)量分率

求得得b.進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算

由tD＝93.665℃，查共線圖得

塔頂液相的質(zhì)量分率

求得得c.塔底液相平均密度的計(jì)算

由tw＝112.43℃，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(jì)算由公式：及查有機(jī)液體的表面張力共線圖得液體張力可以計(jì)算液體表面張力圖8：有機(jī)液體的表面張力共線圖a.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算

由tD＝81.126℃，查共線圖得

b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算

由tF＝93.665℃，查共線圖得

c.塔底液相平均表面張力的計(jì)算

由tw＝112.43℃，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(jì)算由公式：及查液體黏度共線圖得液體黏度可以計(jì)算液體黏度圖9：液體黏度共線圖塔頂液相平均黏度的計(jì)算由tD＝81.126℃，查共線圖得

進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由tF＝93.665℃，查共線圖得塔底液相平均黏度的計(jì)算由tw＝112.43℃，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(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段：3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.5.1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)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表8板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600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(shí)可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6—0.8），故按標(biāo)準(zhǔn),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(shí)可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6—0.8），故按標(biāo)準(zhǔn),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(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.2m。3.5.2有效塔高的計(jì)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(jì)算3.6.1溢流裝置計(jì)算精餾段

因塔徑D＝1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a)溢流堰長：單溢流區(qū)lW=（0.6～0.8）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(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。圖11：液流收縮系數(shù)計(jì)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(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：取液體通過降液管底隙的流速（0.070.25m/s）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm提餾段

因塔徑D＝1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a)溢流堰長：單溢流區(qū)lW=（0.6～0.8）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(jì)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(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：取液體通過降液管底隙的流速（0.070.25m/s）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm3.6.2塔板布置①塔板的分塊

因D≥1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：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(jì)算開空區(qū)面積，解得，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3.7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。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式計(jì)算：式中：精餾段①查干板孔的流量系數(shù)圖得圖13：干板孔的流量系數(shù)圖

②所以單板壓降提餾段①查干板孔的流量系數(shù)圖得

②所以單板壓降3.7.2漏液點(diǎn)當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影響塔板效率，因此，漏液點(diǎn)氣速為下限氣速，篩孔的漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算：其中精餾段穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。提餾段穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。3.7.3霧沫夾帶其中精餾段故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段故在設(shè)計(jì)負(fù)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(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛提餾段取則則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(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。3.8塔板負(fù)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(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表9。

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(jì)算出值，計(jì)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(fù)荷上限線

以θ＝4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，

從而做出液相負(fù)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(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表11。

表110.0020.0030.0040.0050.0060.5530.5660.5780.5880.598由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.039

據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。操作點(diǎn)P操作點(diǎn)P圖14：精餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。③按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性2.提餾段(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(jì)算出值，計(jì)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(jì)算出值，計(jì)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(fù)荷上限線

以θ＝5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，

從而做出液相負(fù)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(jì)算出值，計(jì)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(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.058

據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。操作點(diǎn)P操作點(diǎn)P圖15：提餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。③按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性四設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號單位設(shè)計(jì)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(shí)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0.8250.825主要性能參數(shù)各段平均壓強(qiáng)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(shí)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(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負(fù)荷上限1.3451.588氣相負(fù)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(jì)算5.1.1配管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，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。已知進(jìn)料流率為，平均分子質(zhì)量，密度為所以取管內(nèi)流速則進(jìn)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(jìn)料管直徑(3)釜液出口管體積流率：取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(4)塔頂蒸汽管取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(5)加熱蒸汽管取管內(nèi)流速則進(jìn)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，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(jì)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(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。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。①塔底駐液空間依貯存液量停留3~5min或更長時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。②塔底液面至最下層塔板之間要有1~2m的間距，大塔可大于此值。本塔取人孔一般每隔6~8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450~500mm，其伸出塔體得筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺約800~1200mm。本塔設(shè)計(jì)每7塊板設(shè)一個人孔，共兩個，即塔高故全塔高為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(xué)出版社，2005[2]任曉光?化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)?北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2009[3]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，2008[4]賈紹義,柴敬誠?化工原理課程設(shè)計(jì)?天津：天津大學(xué)出版社，2002七設(shè)計(jì)心得體會本次課程設(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。通過近四周的努力，反經(jīng)過復(fù)雜的計(jì)算和優(yōu)化，我終于設(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