精馏塔课程设计苯甲苯板式精馏塔的工艺设计

1、第一章 绪论1.1精馏的特点及分类精馏是分离液体混合物的典型单元操作。它是通过加热造成气液两相物系，利利用物系中各组分挥发度的不同的特性来实现分离的。按精馏方式分为简单精馏、平衡精馏、精馏和特殊精馏。1.1.1蒸馏分离具有以下特点（1）通过蒸馏分离，可以直接获得所需要的产品。（2）适用范围广，可分离液态、气态或固态混合物。（3）蒸馏过程适用于各种浓度混合物的分离。（4）蒸馏操作耗能较大，节能是个值得重视的问题。1.1.2平衡蒸馏将混合液在压力p1下加热，然后通过减压阀使压力降低至p2后进入分离器。过热液体混合物在分离器中部分汽化，将平衡的气、液两相分别从分离器的顶部、底部引出，即实现了混合液的

2、初步分离。 1.1.3简单蒸馏原料液在蒸馏釜中通过间接加热使之部分汽化，产生的蒸气进入冷凝器中冷凝，冷凝液作为馏出液产品排入接受器中。在一批操作中，馏出液可分段收集，以得到不同组成的馏出液。1.1.4连续精馏操作流程化工生产以连续精馏为主。操作时，原料液连续地加入精馏塔内，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（称为釜残液）；部分液体被汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器被全部冷凝，将部分冷凝液用泵（或借重力作用）送回塔顶作为回流液体，其余部分作为塔顶产品（称为馏出液）采出。1精馏塔 2全凝器3储槽 4冷却器 5回流液泵 6再沸器 7原料液预热器 图1连续精馏装置示意图1.

3、2精馏塔的踏板分类1.2.1塔板的结构形式 1.泡罩塔板 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有f80mm、f100mm和f150mm三种尺寸，可根据塔径大小选择。泡罩下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。它的优点是操作弹性适中塔板不易堵塞。缺点是生产能力及板效率较低结构复杂、造价高。图2泡罩塔板（a)操作示意图 (b)塔板平面图 (c)圆形泡罩2.筛孔塔板 筛孔塔板简称筛板，其结构特点是在塔板上开有许多均匀小孔，孔径一般为38mm。筛孔在塔板上为正三角形排列。塔板上设置溢

4、流堰，使板上能保持一定厚度的液层。它的优点是结构简单、造价低生产能力大，板上液面落差小，气体压降低，塔板效率较高。缺点是操作弹性小、筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、黏度大的物料。图3筛孔塔板（a） 操作示意图 （b）筛孔布置图3.浮阀塔板浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可上下浮动的阀片，阀片本身连有几个阀腿，插入阀孔后将阀腿底脚拨转90°，以限制阀片升起的最大高度，并防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，可防止阀片与板面的黏结。 a）F1 型浮阀 （b） V-4 型浮阀 （c）

5、T 型浮阀图4浮阀塔板。1.3 待分离混合物1.3.1甲苯（toluene，又名methylbenzene）图5甲苯的球棍模型甲苯系苯的同系物，亦名“甲基苯”、“苯基甲烷”，具有类似苯的芳香气味，沸点（常压）110.63，熔点-94.99。甲苯不溶于水，溶于乙醇、乙醚和丙酮。蒸气和空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1.27.0%（体积）。如甲苯溶解溴后，在光照条件下，甲基上的氢原子被溴原子取代（与甲烷相似）而在铁作催化剂条件下，苯基上的氢原子被溴原子取代（与苯相似）；但甲苯分子中存在着甲基和苯基的相互影响，使得甲苯又具有不同于苯和甲烷的性质，如苯环上的取代反应（卤化、硝化等），甲苯比苯容易进行，甲

6、苯分子中的甲基可以被酸性高锰酸钾溶液氧化,生成苯甲酸。 1.3.2性质表1甲苯的理化性质CAS号108-88-3沸点110.6 RTECS号XS5250000在水中的溶解度0.053 g/100 mL (20-25)SMILESCc1ccccc1黏度0.590 cP,20化学式C7H8 (C6H5CH3)主要危险高度易燃摩尔质量92.14 g/mol警示性质标准词R11, R38, R48/20, R63, R65, R67外观清澈的无色液体安全建议标准词S2, S36/37, S29, S46, S62密度0.8669 g/ml（l）闪点4 熔点?94.99 沸点110.6 甲苯(Tolue

7、ne）是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866 g/cm³，对光有很强的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa·s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ，燃点为535 。图6甲苯1.3.3甲苯的用

8、途甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶剂中。甲苯容易发生氯化，生成苯氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；它可以萃取溴水中的溴，但不能和溴水反应；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。甲苯与硝酸取代的产物三硝基甲苯一份甲苯和三份硝酸硝化，可得到三硝基甲苯（俗名TNT，梯恩梯），是威力很大的炸药。 甲苯主要由原油经石油化工过程而制行。作为溶剂它用于油类、树脂、天然橡胶和合成橡胶、煤焦油、沥青、醋酸纤维素，也作为溶剂用于纤维素油漆和清漆，以及用为照相制版、墨水的溶剂。甲苯也是有机合成，特别是氯化苯酰和

9、苯基、糖精、三硝基甲苯和许多染料等有机合成的生要原料。它也是航空和汽车汽油的一种成分。1.4苯1.4.1苯的理化性质表2苯的理化性质分子量：78.11 表面张力（与空气接触，0）31.6mN/m熔点5.51导热系数（12，液体,)0.0087671W/(mK)沸点80.1折射率（20)14462液体密度(20879.4kg/m3闪点-11气体密度： 2.770kg/m3燃点562.2相对密度（38,空气=1）：1.4爆炸界限1.3%-7.1% 气化热(25443.62kJ/kg 最大爆炸压力9kg/cm2 临界温度288.94最大爆炸压力的浓度3.9% 临界压力：302kg/m3 最易引燃浓度

10、5% 临界密度：4898kPa 燃烧热（液体，25）3269.7KJ/mol比热容Cp=1361.96kJ/(kgK)毒性级别2 比热比Cp/Cv=1.10易爆炸性级别0蒸气压(26.1)13.33kPa 易燃性级别3 粘度（20 0.647mPas苯在常温常压下为具有芳香气味的无色透明挥发性液体。能放出有毒蒸气。苯是一种不易分解的化合物，与其它化学物质发生反应时，其基本结构不变，仅仅是苯环中的氢原子被其它基团取代而已。苯的蒸气能与空气形成爆炸性的混合物。液体苯比水轻，但其蒸气比空气重。遇到高热或明火极容易引起燃烧和爆炸。苯蒸气能扩散很远，遇到火源就着燃，并能把火焰沿气流引回来。苯容易产生和积

11、聚静电。苯与氧化剂接触反应激烈。苯难溶于水，但易溶于酒精、乙醚、丙酮、氯仿、汽油、二硫化碳等有机溶剂。1.5课程设计的理念课程设计使教学中综合性和实践性较强的环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性。学习化工设计基本知识的的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力，同时通过课程设计，还可以树立正确的设计思想，培养实事求是严肃认真的高度责任感的工作作风

12、同时也增强工程观念、培养提高学生独立工作的能力。1.6 设计方案简介本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，用低压热蒸汽对对原料进行预热，加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔底一部分经冷却后送至储罐作为产品产出，另一部分进过再沸器加热再次送入塔内。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比是最小回流比的2倍。第二章 工艺计算及主体设备设计2.1 设计基础数据 表1-1苯(A)-甲苯(B)饱和蒸气压（总压1.013×105Pa）温度/80.

13、1859095100105110.6pA*/105Pa1.0131.1691.3351.5571.7922.042240PB*/105Pa0.400.4600.5400.6330.7430.860 表1-2 苯-甲苯物系的气液平衡数据温度/80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率xA1.0000.7800.5810.4120.2580.1300气相中苯的摩尔分率yB1.0000.9000.7770.6300.2620 表1-3 苯-甲苯部分温度下的密度温度/8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0

14、 表1-4纯组分的表面张力温度/8090100110120苯mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 表1-5液体粘度uL温度/8090100110120苯（mPa s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mPa s）0.3110.2860.2640.2540.228表1-6苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tc()临界压强Pc(kPa)苯AC6H678.1180.01288.56833.4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7表1-7 苯和甲苯的液

15、体汽化热温度t/8090100110120苯/KJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯/KJ/kg379.9373.8367.6361.2354.62.2 精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.388×78.11+(1-0.388)92.13= 86.69kg/kmolMD=0.966×78.11+(1-0.966)92.13=78.59kg/kmolMW=0.012×78.11+(1-0

16、.012)92.13=91.96kg/kmol（3）物料衡算原料处理量总物料衡算88.12=D+W苯物料衡算88.12×0.388=0.966D+0.012W联立解得D=34.73kmol/hW=53.39kmol/h第三章 理论塔板层数NT的求取3.1 求最小回流比苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据表1-2，绘出x-y图，如图1-2求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图1-1中对角线上，自e(0.388,0.388)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为xq=0.388yq=0.61故最小回流比为取操作

17、回流比为：R=1.6Rmin=1.6×1.6=2.563.2 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.56×34.73=88.9kmol/hV=(R+1)D=(2.56+1) ×34.73=123.64kmol/hL=L+F=123.64+88.12=211.76kmol/hV=V=123.64kmol/h3.3 求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为3.4 图解法求理论板层数采用图解法求理论塔板层数，如图1-1所示。求解结果为总理论板层数NT=15(包括再沸器)进料板位置 的一些问题，这次的实题的思维方式，不至于纸上谈兵，这次的实习NF=63.5 实际塔板

18、数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.535=9.3510提馏段实际板层数N提=9/0.535=16.8217第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降 P =0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.7×10=112.3kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+112.3)/2=108.8kPa4.2 操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯甲苯的饱和蒸气压由安东尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=82.25进料板温度tF=99精馏段平均温度tm=(82

19、.25+99)/2=90.6254.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.966,查平衡曲线（见图1-1），得x1=0.9MVDm=0.966×78.11+(1-0.966)×92.13=78.59kg/kmolMLDm=0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol进料平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1-1），得yF=0.601 查平衡曲线（见图1-1），得xF=0.376MVFm=0.601×78.11+(1-0.601)×92.13=83.70kg/kmolMLFm=0.376

20、×78.11+(1-0.376)×92.13=86.85kg/kmol精馏段平均摩尔质量的计算MVm=（78.59+83.70）/2=81.145kg/kmolMLm=（79.512+86.85）/2=83.181kg/kmol4.4平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即液相平均密度计算液相平均密度依下式计算 （1-1）塔顶液相平均密度的计算由tD=82.25,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P305得进料板液相平均密度的计算由tF=99,查手册得793.64进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为4.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即

21、 （1-2）塔顶液相平均表面张力的计算由tD=82.25,查手册得进料板液相平均表面张力的计算由tF=99,查手册得精馏段液相平均表面张力为4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 （1-3）塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.25,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P303得进料板液相平均粘度的计算由tF=99,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P303得精馏段液相平均粘度为第五章 提馏段工艺条件及有关物性数据的计算5.1操作压力计算塔底操作压力 PD=105.3+0.7×27=124.2kPa每层塔板压降 P =0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.7×

22、;10=112.3kPa提馏段平均压力Pm=(124.2+112.3)/2=118.25kPa5.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯甲苯的饱和蒸气压由安东尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔底温度 tD=116.8进料板温度 tF=99精馏段平均温度 tm=(116.8+99)/2=107.95.3 平均摩尔质量的计算塔底平均摩尔质量计算由xw =0.012,查平衡曲线（见图1-1），得y1=0.035MVDm=0.035×78.11+(1-0.035)×92.13=91.63kg/kmolMLDm=0.012×78.11

23、+(1-0.012)×92.13=91.96kg/kmol进料平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1-1），得yF=0.601 查平衡曲线（见图1-1），得xF=0.376MVFm=0.601×78.11+(1-0.601)×92.13=83.70kg/kmolMLFm=0.376×78.11+(1-0.376)×92.13=86.85kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm=（91.63+83.70）/2=87.665kg/kmolMLm=（91.96+86.85）/2=89.405kg/kmol5.4 平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状

24、态方程计算，即液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 （5-1）塔底液相平均密度的计算由tw=116.8,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P305得进料板液相平均密度的计算由tF=99,查手册得793.64进料板液相的质量分率提馏段液相平均密度为5.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即（5-2）塔底液相平均表面张力的计算由tw=116.8,查手册得进料板液相平均表面张力的计算由tF=99,查手册得提馏段液相平均表面张力为5.6 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即（5-3）塔底液相平均粘度的计算由tw=116.8,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P303得进

25、料板液相平均粘度的计算由tF=99,查“化学化工物性数据手册 有机卷1”P303得提馏段液相平均粘度为第六章 精馏段的塔径及塔板的计算6.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由（6-1） 式中计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.40-0.06=0.34m查“史密斯关联图”得C20=0.073取安全系数为0. 7，则空塔气速为u=0. 7umax=0. 7×1.210=0.847m/s按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为第七章 塔径的计算7.1 提馏段塔径的计算提馏段的气、

26、液相体积流率为由 （7-1）式中计算，其中的C20由“史密斯关联图”查取，图的横坐标为取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.08m,则HT-hL=0.40-0.08=0.32m查“史密斯关联图”得C20=0.06取安全系数为0. 7，则空塔气速为u=0. 7umax=0. 7×0.904=0.633m/s按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为实际空塔气速为7.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(10-1)×0.40=3.6m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(17-1)×0.40=6.4m在进料板上方开一人孔，其高度

27、为0.8m 故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.6=10.8m第八章 塔板主要工艺尺寸的计算8.1 溢流装置计算因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lW取lW=0.66D=0.66×1.2=0.792m溢流堰高度hW精馏段：由hW=hL-hOW (6-1）选用平直堰，堰上液层高度（8-1）近似取E=1,则取板上清液层高度hL=60mm故hW=0.06-0.0117=0.0483m提馏段：由hW=hL-hOW （6-3）选用平直堰，堰上液层高度 （8-2） 近似取E=1,则取板上清液层高度hL=80mm故hW=0.08-0.0182=0.0

28、618m8.2 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 查“弓形降液管的参数图”，得故Af=0.0722AT=0.0722×1.1304=0.0816m2Wd=0.124D=0.124×1.2=0.1488m依式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段：提馏段：故降液管设计合理。8.3 降液管底隙高度h0（8-3）取u0=0.09m/s则精馏段：hw-h0=0.00483-0.0256=0.0227m>0.006m提馏段：hw-h0=0.0619-0.05=0.0227m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。8.4 塔板布置塔板的分块

29、因D800mm，故塔板采用分块式。查“塔板分块数表”得，塔板分为3块。边缘区宽度的确定取Ws=Ws=0.075m，Wc=0.055m。开孔区面积计算开孔区面积（8-4）其中故8.5 筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d0=3×5=15mm筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速精馏段：提馏段：第九章 塔板的流体力学验算及负荷性能图9.1 塔板的流体力学验算9.1.1 精馏段：干板阻力hc计算干板阻力hc由式（9-1）故由，查“干筛孔的流量系数图”得，c0=0.81气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层

30、的阻力h1由式计算查“充气系数关联图”，得0.64故液体表面张力的阻力计算表面张力所产生的阻力由式（9-2）气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算气体通过每层塔板的压降为液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由式（9-3）故故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可如下计算（9-4）实际孔速u0=8.52m/s>u0,min稳定系数为故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有苯-甲苯物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，hd可由式计算，即Hd=0.0889+

31、0.06+0.00124=0.150液柱故在本设计中不会发生液泛现象。9.1.2 提馏段：干板阻力hc计算干板阻力hc由式（9-5）由，查“干筛孔的流量系数图”得，c0=0.81故气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力h1由式（9-6）查“充气系数关联图”，得0.62故液体表面张力的阻力计算表面张力所产生的阻力由式计算气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算气体通过每层塔板的压降为液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由式计算 （9-7）故故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可如下

32、计算实际孔速u0=10.99m/s>u0,min稳定系数为故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应有苯-甲苯物系属一般物系，取，则而 （9-8）板上不设进口堰，hd可由式计算，即Hd=0.09034+0.08+0.0012=0.172液柱故在本设计中不会发生液泛现象。9.2塔板负荷性能图9.2.1 精馏段漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s0.3530.3630.3750.386由上表数据即可作出漏液线1。液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg

33、气为限，求Vs-Ls关系如下:由故整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.7491.6721.5731.49由上表数据即可作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准，则=0.006取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，则故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4液泛线令由联立得忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式带入上式，并整理得式中将有关数据代入，

34、得故或在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表：Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.2761.2371.1751.109由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并可查得：Vs,max=1.175m3/sVs,min=0.35m3/s故操作弹性为9.2.2 提馏段：漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：Ls，m3/s0.00060.00

35、150.00300.0045Vs，m3/s0.2330.2460.2620.275由上表数据即可作出漏液线1。液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由故整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表：Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.4841.4091.3131.233由上表数据即可作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准，则=0.006取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的

36、下限，则故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4液泛线令由联立得忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式带入上式，并整理得：式中将有关数据代入，得故或在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表：Ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs，m3/s1.3321.2471.1341.033由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并可查得Vs,max=0.975m3/sVs,min=0.25m3/s故

37、操作弹性为第十章 所设计筛板塔的主要结果汇总于下表表8-1主要结果汇总于下表筛板塔工艺设计计算总表项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段各段平均压强pmkPa109.15117.9各段平均温度tm90.35107.9平均流量气相Vsm3/s85.4485.44液相Lsm3/s64.08112.55实际塔板数N块1115板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm116塔径Dm11.2空塔气速um/s0.580.568塔板液流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流装置堰长lWm0.7920.792堰高hWm0.04830.0618溢流堰宽度Wdm0.1488管底与受液盘距离hom0.02560.05板

38、上清液层高度hLm0.060.08孔径domm0.0050.005孔间距tmm0.0150.015孔数n个2967开孔面积m20.5780.578筛孔气速uom/s11.2410.99塔板压降hpkPa0.70.7液体在降液管中停留时间s17.849.42降液管内清液层高度Hdm0.02560.05雾沫夹带evkg液/kg气0.10.1液相负荷上限液沫夹带线液泛线液相负荷下限漏液线漏液线气相最大负荷Vs，maxm3/s1.1750.975气相最小负荷Vs，minm3/s0.350.25操作弹性3.3573.9第十一章 精馏塔接管尺寸计算和冷凝器的选取及检验11.1 塔主要连接管直径的确定（1）

39、进料管径采用直管进料管。管径计算如下： （11-1）取uF=1.5m/s,查标准系列，选取42mm×2.5mm检验：符合u取值范围，所以管径选择合理。（2）回流管径采用直管回流管，管径计算如下： 取uD=1.5m/s,查标准系列，选取45mm×2.5mm检验：符合u取值范围，所以管径选择合理。（3）塔釜出料管径采用直管出料管。管径计算如下： 取uW=1.5m/s,查标准系列，选取63.5mm×3mm检验：符合u取值范围，所以管径选择合理。（4）塔顶出气管径采用直管出气管。管径计算如下： （11-2）取uD=15m/s,查标准系列，选取219mm×6mm.

40、检验：符合u取值范围，所以管径选择合理。（5）塔底进气管径采用直管出气管。管径计算如下： 取 uD=15m/s,查标准系列，选取219mm×6mm.检验：符合u取值范围，所以管径选择合适。11.2冷凝器的选取及检验出料液温度：81.7 （饱和气）81.7 （饱和液）冷却水温度：3545kj/kg2619008.032kJ/h假设K=500）选择面积S=35.7m2)故选择K=500基本符合条件根据S=35.7 查手册可知选择的尺寸如下：公称直径：500mm公称面积：44.8管长：3000mm管子总数：206管程数：2管程流通面：0.0182中心排管数：11第十二章 对设计过程的评述和

41、有关问题的讨论12.1设计过程的评述经过这几天的化工课程设计，使我知道了身为一名化工人应该具备的素质、应该具备的条件，课程设计需要的不仅是广博的知识水平，还需要阅读大量文献，也使我知道了更加了解专业的发展方向。化工原理不是一门独立的学科，它与其他学科又是密不可分的，所以我们在学习中不仅要注重专业课的学习还要掌握其他课程，将其他课程的知识融汇到化工原理知识里，才更能培养我们实战能力。同时原理课程设计也培养了我们从实际情况考虑问题的思维方式，不至于纸上谈兵，这次的设计使我对我们的专业在现实中的应用有了很深的认识，经过老师们的认真的讲解与指导，我们将我们的专业知识更好的运用到实践中，通过这次的课程设计我们也算和化工具体行业有了一次亲密接触，总之我们真的是受益匪浅。首先，作为工程设计人员计算的准确率是很致命的问题，一个小