苯-氯苯筛板式精馏塔设计

1、河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 苯-氯苯筛板式精馏塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210034 姓 名: 张海龙 指导教师: 冯 敏 2016年11月21日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-氯苯分离板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（塔釜出料量） 5万 吨/年操作周期 每年300天，每天24小时运行 进料组成 含氯苯38% （质量分率，下同）塔顶产品组成 氯苯含量低于2% 塔底产品组成 氯苯含量高于99.8% 2.操作条件操作压力 常压 进料热状态 自选 塔底加热蒸汽压力 0.5MPa(

2、表压) 单板压降 0.7kPa 3.设备型式 筛板或浮阀塔板 4.厂址 天津 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述目录1概述11.1精馏原理及其在化工生产上的应用11.1.1塔设备简介11.1.2设计要求21.1.3精馏操作对塔设备的要求21.2精馏塔的设计简介32工艺条件的确定和说明32.1操作条件的确定32.1.1操作压力32.1.2进料状态42.1.

3、3加热方式42.1.4冷却剂与出口温度42.1.5回流比52.1.6热能的利用52.2确定设计方案的原则52.3物料流程简图63板式精馏塔的工艺参数计算63.1物料衡算与操作线方程63.1.1物料衡算63.1.2 q线方程73.1.3确定操作的回流比R83.2实际板数的求算83.2.1 精馏塔的气液相负荷83.2.2操作性方程83.2.3全塔效率的计算94 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算104.1操作压力的计算104.2 操作温度的计算104.3 平均摩尔质量的计算114.4 平均密度的计算114.4.1 气相平均密度计算124.4.2 液相平均密度计算124.4.3 液相平均表面张力的

4、计算134.4.4 液体平均粘度的计算145 精馏塔的塔体工艺尺寸计算155.1 塔径的计算155.1.1 精馏段塔径的计算155.1.2 提馏段塔径的计算165.2 塔高的计算176 塔板主要工艺尺寸的计算186.1 溢流装置的计算186.1.1 精馏段186.1.2 提馏段206.2 塔板布置的计算216.2.1 塔板的分块216.2.2 边缘密度确定216.2.3 开孔区面积计算216.2.4 开孔数和开孔率227 塔板的流体力学验算237.1 塔板压降237.1.1 气体通过干板的阻力压降237.1.2 气体通过板上液层的压降247.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降247.1.4

5、 液体通过每层筛板的压降257.2 液面落差及雾沫夹带量的验算257.3 漏液的验算267.4 液泛的验算268 塔板性能图278.1 漏液线278.2液沫夹带线288.3 液相负荷下限线298.4 液相负荷上限线308.5 液泛线309 精馏塔附件设计329.1 进料管道329.2 塔顶回流液管道339.3 塔底料液排出管道339.4 塔顶蒸汽出口管道339.5 塔底蒸汽进口管道349.6 冷凝器的选择349.6.1 热负荷349.6.2 冷却水用量349.6.3 总传热系数349.6.4 泡点回流时的平均温度为359.6.5 换热器面积359.7 再沸器的选择359.7.1 热负荷359.

6、7.2 加热蒸汽的量359.7.3 平均温差359.7.4 换热系数359.7.5 换热器面积3510 设计结果一览表3511 设计评述38参考文献39致谢40VI分离苯-氯苯混合液的筛板精馏塔工艺设计张海龙摘要：本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。通过物料衡算、采用图解法确定理论塔板数为块（不含再沸器），第块为加料板的位置，全塔效率为，实际板层数块；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算：操作压力、操作温度、平均摩尔质量、平均密度、液相平均表面张力、液体平均粘度；塔体工艺尺寸：塔径为，选用单溢流弓形降液

7、管；塔板采用分块式、分为块，每层塔板的开孔数：个。对整个塔通过塔板压降、雾沫夹带量、漏液、液泛进行了流体力学验算，做出了塔性能图，塔设计合理。关键词：精馏塔，筛板式，苯，氯苯1概述1.1精馏原理及其在化工生产上的应用化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同(或沸点不同)来实现分离目的。以本设计所选取的苯-氯苯体系为例，加热苯(沸点80.10)和

8、氯苯(沸点132.2)的混合物时,由于苯的沸点较低（即挥发度较高)。所以苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯氯苯和四氯化碳分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分。1.1.1塔设备简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量踏板，气体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面

9、下流，气体逆流而上(也有并流向下者)与液相接触进行质、热传递，气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中

10、，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。1.1.2设计要求设计条件： 体系：苯氯苯体系 已知：生产能力（塔釜出料量） 5万 吨/年操作周期 每年300天，每天24小时运行 进料组成 含氯苯38%（质量分率，下同）塔顶产品组成 氯苯含量低于2% 塔底产品组成 氯苯含量高于99.8% 操作条件：操作压力常压（表压） 进料热状态 泡点进料 塔底加热蒸汽压力 0.5MPa(表压) 单板压降 0.7kPa 设备型式：筛板式精馏塔 厂址：天津（大气压为101.325kPa） 1.1.3精馏操作对塔设备的要求工业上对塔设备的主要要求:(1)生产能力

11、大；(2)传质、传热效率高；(3)气流的摩擦阻力小；(4)操作稳定，适应性强，操作弹性大；(5)结构简单，材料消耗少；(6)制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.1.3.1常用板式塔类型及本设计的选型 塔设备大致可以分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一类是无降液管塔板，如传流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。板式塔是化工生产中广泛采用的一种传质设备，板式塔的塔盘结构是决定塔特性的关键，常用塔盘有泡罩形、浮阀形、筛板形、舌形及浮动喷射形等。对于苯氯苯体系，本设计选用

12、筛板塔。1.1.3.2筛板塔 筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精

13、确，应用日趋广泛。1.2精馏塔的设计简介 (1) 筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。(2) 若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。2工艺条件的确定和说明2.1操作条

14、件的确定2.1.1操作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： (1) 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸汽可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸汽时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 (2) 考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热，或可利用较低

15、品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 (3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综合考虑以上因素本设计采用常压精馏。2.1.2进料状态精馏塔的进料情况有五种： 冷进料； 泡点进料； 气液混合进料； 饱和蒸汽进料； 过热蒸汽进料。为了便于分析，令q=(每公斤分子进料液体变成饱和蒸所需热量)/(每公斤分子进料的汽化潜热)从上式可以看出：冷进料时q1，泡点进料时q=1，气液混合进料时0q1，饱和蒸汽进料时q=0，过热蒸汽进料时q0。当进料状况发生变化(回流比、塔顶馏出

16、物的组成为规定值)时，q值也将发生变化，这直接影响到提馏段回流量的改变，从而使提馏段操作线方程式改变，进料板的位置也随之改变，q线位置的改变，将引起理论塔板数和精馏段、提馏段塔板数分配的改变。对于固定进料状况的某个塔来说，进料状况的改变，将会影响到产品质量及损失情况的改变。从传质的角度而言，亦将热量加入塔底，既选择冷液进料，这样可以提供更多的气相回流。2.1.3加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于苯氯苯体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，氯苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用0.5MPa(温度151.7)间接饱和

17、水蒸汽加热。2.1.4冷却剂与出口温度本设计中采用的冷却剂为冷工程用水20-30，易于操作条件的控制。冷却水出口温度过高，则冷却效果不佳；反之，如果温度过低，冷却水用量较大，增加了成本。综合考虑这两方面因素，本设计的冷却水出口温度选为40。2.1.5回流比本设计任务为分离苯氯苯混合物。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，将原料通过预热加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升争气采用全凝器冷凝，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。该物系属较容易分离物质，最小回流比较大，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送

18、至储罐。2.1.6热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。塔顶蒸汽可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。塔顶冷却水的热量，通过水介质导出，可用周边生活区的供暖。2.2确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 (1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常

19、有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 (2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。(3)保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器应为

20、防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。2.3物料流程简图图1 苯-氯苯物料流程图3板式精馏塔的工艺参数计算3.1物料衡算与操作线方程3.1.1物料衡算已知出料量W50000吨/年，进料组成 0.38(质量分率)原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率：苯的摩尔质量： 氯苯的摩尔质量： 原料液及塔顶、塔底组成的平均摩尔质量：MF=0.70278.11+0.298112.56=88.376Kg/kmolMD=0.98678.11+0.014112.56=78.592 Kg/kmolMW=0.00378.11+0.997112.56=112.457Kg/kmol物料

21、衡算：原料处理量： 总物料衡算: 易挥发组分物料衡算: 3.1.2 q线方程 选择泡点进料：q=1 q线方程：x=0.702表1 苯-氯苯气液平衡数据图2 苯-氯苯平衡相图 由上表得：1=5.000 2=4.608 3=4.400 4=4.144 5=3.950 =（5.0004.6084.4004.1443.950）/5=4.42 则气液平衡方程为： 可作出气液平衡相图3.1.3确定操作的回流比R 在xy图上，因q=1，查的yq=0.912,而xq=xF=0.702，xD=0.986.故有： 3.2实际板数的求算3.2.1 精馏塔的气液相负荷 3.2.2操作性方程精馏段操作线方程： 提馏段操

22、作线方程: 图3 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解采用图解法求理论板层数，如图二所示。图解的NT= 10.5-1=9.5块（不包含再沸器）。其中，精馏段NT1=3块，提馏段NT2=6.5块，第4块为加料板位置。3.2.3全塔效率的计算饱和液体进料：故由： 可求得： 全塔平均温度： 表2 苯氯苯液体粘度温度（）6080100120140苯（）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（0.5150.4280.3630.3130.274把、代入全塔效率公式： 得: 精馏段实际板层数： 提留段实际板层数； 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力： 每

23、层塔板压降进料板压力： 塔底压力为： 精馏段平均压力： 提馏段平均压力： 4.2 操作温度的计算依据操作压力，由图二可得：塔顶温度：加料板温度： 精馏段平均温度： 塔釜温度： 提馏段平均温度： 4.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量： 查平衡曲线（见图二），得： 进料板平均摩尔质量：由图解理论板查平衡曲线（见图1），得: 精馏段平均摩尔质量： 塔釜平均摩尔质量： ， 提馏段平均摩尔质量： 4.4 平均密度的计算4.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即：精馏段气相平均密度：提馏段气相平均密度：4.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依计算，即： 表3 苯氯苯的液相密度温度809

24、0100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985塔顶液相平均密度：由查得：，进料板液相平均密度：由查得：， 精馏段液相平均密度： 塔釜液相平均密度：由查得：，4.4.3 液相平均表面张力的计算液相平均表面张力计算公式：表4 苯-氯苯表面张力数据表708090100110120130140苯22.5021.2720.0618.8517.6616.4915.3214.17氯苯27.0825.9624.8523.7522.6521.5720.4919.42塔顶液相的平均表面张力：由查得：， 进料板液相的平均表面张力：由查得：， 精馏段液

25、相的平均表面张力： 塔釜液相的平均表面张力：由查得：， 提馏段液相的平均表面张力： 4.4.4 液体平均粘度的计算已知液体平均粘度计算公式：表5 苯氯苯液体粘度温度（）6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.274塔顶液相平均粘度：由查得：，则：解得：进料板液相平均粘度：由查得：，带入公式得：解得：塔釜液相平均粘度：由查得：，带入公式得：解得：提馏段液相平均粘度： 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算 5.1.1 精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率： 由：其中由计算，其中由史密斯关联图查取横坐

26、标为： 表6 塔板间距与塔径的关系塔径板间距图4 史密斯关联图取板间距，板上液层高度，则：故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为：塔截面积为： 实际空塔气速为：5.1.2 提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率： 由 其中由计算，其中由史密斯关联图查取横坐标为： 取板间距，板上液层高度，则： 按标准塔径圆整后为：故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 圆整得：塔截面积： 实际空塔气速： 5.2 塔高的计算 精馏塔有效高度的计算（1） 精馏段有效高度为： （2） 提馏段有效高度为： 在进料板，提馏段各开一人孔，其高度为5.2.1筒体与封头1.筒体 计算公

27、式 常压操作，采用双面对接焊，则，。 所以 选壁厚为8mm，材料为20R钢2.封头 封头大多为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 ，查得曲面高度，直度高度，内表面积 ，容积，选用封头， 1154。3.裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好。连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座与筒体的焊接方式采用对接，要求裙座的厚度与塔体厚度相同，故裙座壁厚取8mm。基础环内径：圆整： ；基础环厚度考虑到腐蚀余量取18mm;考虑到再沸器，裙座高度取2.5m,地角螺栓取直径M303.5。材料选Q235-B。故精馏塔的实际高度：6 塔板

28、主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置的计算因为塔径为，所以选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘6.1.1 精馏段(1) 溢流堰长（出口堰长）取(2) 溢流堰高度:对平直堰 近似取 取板上清液层高度为: 故：(3) 降液管的宽度和降液管的面积由，查图得：，即： 图5 弓形降液管的宽度与面积(4) 液体在降液管内的停留时间 故降液管设计合理。(5) 降液管的底隙高度取降液管底隙的流速，则： 图6 弓形降液管的参数6.1.2 提馏段(1) 溢流堰长（出口堰长）取(2) 溢流堰高度：对平直堰 近似取E=1 取板上清液层高度为：故 (3) 降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即： (4) 液体在降液管内的停

29、留时间 故降液管设计合理。(5) 降液管的底隙高度取降液管底隙的流速，则： 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度6.2 塔板布置的计算6.2.1 塔板的分块表7 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456因为，故塔板采用分块式。查表得塔板分为4块。6.2.2 边缘密度确定取， 6.2.3 开孔区面积计算开孔区面积： 所以图7 单层塔板的结构参数图8 正三角形排列6.2.4 开孔数和开孔率本设计所处理的物系无腐蚀性，可选碳钢板，取筛孔的孔径，正三角形排列，取孔中心距为：每层塔板的开孔数：个每层塔板的开孔率: （）每层塔板的开孔面

30、积： 气体通过精馏段筛孔的孔速： 气体通过提馏段筛孔的孔速： 7 塔板的流体力学验算7.1 塔板压降7.1.1 气体通过干板的阻力压降干板阻力的公式：由，查图5-10得出，：精馏段： 液柱 提馏段： 图9 干筛孔流量系数气体7.1.2 气体通过板上液层的压降 精馏段： 图10 充气系数关联图查充气系数关联图得，故： 液柱提馏段： 查充气系数关联图得，故： 液7.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降已知则精馏段： 液柱提馏段： m液柱7.1.4 液体通过每层筛板的压降精馏段： 液柱 （允许压降范围内）。提馏段： 液柱 （允许压降范围内）。7.2 液面落差及雾沫夹带量的验算 因为对于筛板塔而言液

31、面落差很小(D1600m)，且本设计的塔径和液体流量均不大，故可忽略液面落差的影响。雾沫夹带按下式计算得：精馏段： 提馏段：故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内。7.3 漏液的验算 漏液点的气速： 实际空塔气速筛板的稳定性系数: 故在本设计中无明显漏液。7.4 液泛的验算为防止塔内发生液泛，应使降液管中的清液层高度不能超过上层塔板的出口堰，即： 因苯-氯苯物系属于一般物系，取，所以精馏段： 而 板上不设进口堰，可有下式计算，即： 液柱 提馏段： 液柱 成立故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。

32、8 塔板性能图8.1 漏液线（气相负荷下限线） 漏液点气速： 得：精馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个 值，依式算出对应的 值列于下表：表8 漏液线计算结果0.00060.00150.00300.0045 1.11501.1461.1851.216依据表中数据作出漏液线。提馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：表9 漏液线计算结果0.00060.00150.00300.0045 0.9310.9340.9400.9468.2液沫夹带线 以为阻，求关系如下：由 精馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：表10 液沫夹带线计算结果

33、0.00060.00150.00300.00453.8753.8383.7923.753依据表中数据作出液沫夹带线。提馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：表11 液沫夹带线计算结果0.00060.00150.00300.00453.77533.66703.52783.4111依据表中数据作出液沫夹带线。8.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 精馏段： 由 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 提馏段： 由 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。8.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中的停留时间的下限精馏段：

34、作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。提馏段： 作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。8.5 液泛线 令 由 =+； =；整理得： 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得： 式中， 精馏段：将有关数据代入得： a=0.00743，b=0.127，c=7.078，d =0.0651得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：表12 液泛线计算结果0.00060.00150.00300.00454.2874.2844.2804.276依据表中数据作出液泛线。提馏段：将有关数据代入得 a=0.0833，b=0.1381166，c=496.40973122，d=0.077838

35、2639得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：表13 液泛线计算结果0.00060.00150.00300.00454.1274.1204.1114.103 依据表中数据作出液泛线。则可作出筛板塔的负荷性能图如下图所示（1.漏液线 2.液沫夹带线 3.液泛线 4.液相负荷上限线 5.液相负荷下限线 6.操作线）。图11 a.精馏段负荷性能图 b.提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 故操作弹性为9 精馏塔附件设计9.1 进料管道 进料体积流量： 利用泵传送料液，取管道内流

36、体流速因为得：因此选用的无缝钢管，实际流速。9.2 塔顶回流液管道塔顶回流液体积流量： 用泵输送回流液，取流速因为得：因此选用的无缝钢管，实际流速。9.3 塔底料液排出管道 塔底产品体积流量： 用泵输送回流液，取流速则同理可得：因此选用的无缝钢管，实际流速。9.4 塔顶蒸汽出口管道塔顶回流液体积流量： 塔顶蒸汽密度： 塔顶蒸汽流速则同理可得：因此选用的无缝钢管，实际流速。9.5 塔底蒸汽进口管道塔底回流液体积流量： 塔底蒸汽密度： 塔底蒸汽流速：则同理可得：因此选用的无缝钢管，实际流速。9.6 冷凝器的选择9.6.1 热负荷塔顶温度，查该温度下苯的汽化潜热为397.432，氯苯383.979，

37、则平均汽化潜热为： 9.6.2 冷却水用量冷却水的进口温度为35，出口温度45。水的比热容为4.18 9.6.3 总传热系数查总传热系数手册，取9.6.4 泡点回流时的平均温度为 9.6.5 换热器面积 9.7 再沸器的选择9.7.1 热负荷 塔底温度 9.7.2 加热蒸汽的量 的加热蒸汽，温度为， 考虑10%的热损失9.7.3 平均温差 9.7.4 换热系数查总传热系数手册，取 9.7.5 换热器面积 考虑10%的热损失10 设计结果一览表表一 物料衡算结果项目符号单位数值备注塔顶摩尔分数0.986塔顶平均摩尔质量78.592塔顶流量151.988进料摩尔分数0.702进料液平均摩尔质量88

38、.3764进料流量213.74塔釜摩尔分数0.003塔釜平均摩尔质量112.457塔釜产品流量61.752表二 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果项目符号单位 数值备注精馏段提镏段每层塔板压降0.7平均压力103.425 110.075平均温度80.48108.735平均粘度0.33990.315液相平均摩尔质量86.8483103.035气相平均摩尔质量81.021297.953液相平均密度871.3739949.4气相平均密度2.853.396平均表面张力22.312321.4945气相流量2.04642.0763液相流量0.002970.00338表三 筛塔板工艺设计结果项目符号单位数

39、值备注精馏段 提镏段堰长1.12堰高0.04720.0461边缘区宽度0.05安定区宽度0.085开孔面积1.3337筛孔直径0.005降液管底隙高度0.0330.0193筛孔孔心距0.015每层开孔率10.1塔有效高度10实际塔板数块20塔径1.6 板间距0.450.45稳定系数1.52.4空塔气速 1.0241.01筛孔气速10.08110.228雾沫夹带量0.012760.0138气相负荷上限0.0210.021气相负荷下限0.000960.00096操作弹性3.854.4311 设计评述两个周的化工原理课程设计已经圆满结束。 在此感谢我们的指导老师冯敏老师和佟永纯老师对我们悉心的指导，感谢同学给予我们的帮助。 通过本次设计，让我们很好的锻炼了理论联系实际，与具体项目、课题相结合设计的能力。既让我们懂得了怎样把理论应用于实际，又让我们懂得了在实践中遇到的问题怎样用理论去解决。在本次设计中，我们还需要大量的以前没有学到过的知识，所以我们就上网，图书馆找资料。在查阅资料的过程中，我们要判断优劣、取舍相关知识，不知不觉中我们查阅资料的能力也得到了很好的锻炼。在设计过程中，总是遇到这样或那样的问题。有时发现一个问题的时候，需要做大量的工作，花大量的时间才能解决。验算的时候只要一个不合格，那么必须全部重来，不