苯甲苯二元系物精馏化工原理课程设计

1、吉林化工学院化工原理课程设计题目苯-甲苯二元物系筛板精馏塔设计教学院专业班级学生姓名学生学号指导教师2013年6月5日目录课程设计任务计划书-（3）纲领-（4）第一章绪论-（5）第二章流程的设计及说明-（6）第三章精馏塔的设计计算-（7）精馏塔物料衡算-（7）原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量-（7）温度计算-（8）相对挥发度的求取-（8）黏度的求取-（9）塔板数确实定-（9）理论塔层数NT的求取-（9）实际塔层数的求取-（11）第四章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算-（12）操作压强P的计算-（12）操作温度-（12）物性数据计算-（12）平均摩尔质量计算-（12）平均密度的计算-（13）

2、液体平均表面张力计算-（14）精馏塔体工艺尺寸的计算-（14）塔径的计算-（14）精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算-（16）精馏段有效高度的计算-（16）溢流装置计算-（16）塔板布置-（17）筛板的流体力学验算-（18）塔板的压降-（18）泡沫夹带量计算-（18）漏液计算-（19）液泛计算-（19）塔板负荷性能图-（19）漏液线-（19）液沫夹带线-（20）液相负荷下限线-（21）液相负荷上限线-（21）液泛线-（21）板式塔的结构-（22）塔体的结构-（23）塔板结构-（23）第五章热量衡算-（24）热量衡算-（24）塔顶热量-（24）塔底热量-（24）第六章隶属设施设计-（26）接收尺寸与

3、结构-（26）进料管-（26）塔釜出料管-（26）进气管-（27）再沸器-（27）冷凝器-（28）计算结果总汇-（29）致谢-（30）参照文件-（31）主要符号说明-（32）主要符号说明-（33）附录-（35）课程设计任务书设计题目：苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计设计条件：常压P1atm（绝压）办理量：185kmol/h进料组成馏出液组成釜液组成（以上均为摩尔分率）加料热状况q=塔顶全凝器泡点回流回流比R(1.12.0)Rmin单板压降设计任务：精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算。绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设施条件图，撰写精馏塔的设计说明书。纲要根据化工原理课

4、程设计任务书的要求对苯-甲苯二元精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设施条件图，此设计针对二元物系的精馏问题进行解析、采用、计算、核算、画图等，是较完整的精馏设计过程。本设计首先确定设计方案，再进行主要设施的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设施的结构设计和工艺尺寸的设计计算，协助设施的选型，工艺流程图，主要设施的工艺条件图等内容，然后经过筛板的流体力学验算查验本设计的合理性。本次设计采用回流比R为2Rmin，Drickamer和bradford的精馏塔全塔效率关系图获得全塔效率ET为%，设定每块板压降P为，板间距HT=0.4m，确定了塔的主要工艺尺寸。经过

5、本次设计使自己掌握化工设计的基本程序和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，电脑制图等能力。重点词：苯甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。第一章绪论精馏是分别液体混淆物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业获得宽泛应用。它经过气，液两相多次直接接触和分别，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传达，难挥发组分由气相向液相传达，是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求，精馏操作能够是连续或间歇的;有些特殊的物系，还能够采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分别。精馏过程其核心为精馏塔，板式塔种类：气液传质

6、设施主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设施，其种类众多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，此后，特别是在本世纪五十年月此后，随着石油、化学工业生产的快速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式涟漪塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。当前从国内外实际使用情况看，主要的塔板种类为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为宽泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用

7、填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设施，其种类众多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。当前从国内外实际使用情况看，主要的塔板种类为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分别，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等隶属设施。筛板塔也是传质过程常用的塔设施，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔80左右。办理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操

8、作弹性较小(约23)。小孔筛板容易拥塞。第二章流程的设计及说明一加料方式加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时经过控制液位高度，能够获得稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。二进料状态进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混淆进料、露点进料、加热蒸汽进料等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设施的要求高，设计起来难度相对大，所以采用泡点进料。三冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分别苯和甲苯，制造设施较为

9、简单，为节俭资本，选全凝器。四回流方式本设计采用泵泡点回流。五加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比获得相同的镏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，本次分别苯和甲苯混淆液，所以采用间接加热。六加热器采用管壳式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。第三章精馏塔的设计计算本设计任务为分别苯甲苯二元物系。对于二元混淆物的分别，应采用连续精馏流程。设计中采用过泡点进料，将原料经过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内。塔顶上涨蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分别物系，最小回流比较小

10、，故操作回流比取最小回流比的2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。精馏塔物料衡算有设计要求数据：加料量F185Kmolh苯的摩尔质量MA=78.11Kg/Kmol甲苯的摩尔质量MB=92.14Kg/Kmol进料组成摩尔分数：XF=馏出液组成摩尔分数：XD=釜液组成摩尔分数：XW=原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量苯的摩尔质量MA78.11KgKmol甲苯的摩尔质量MB92.14KgKmol进料组成摩尔分数：XF0.45馏出液组成摩尔分数：XD0.98釜液组成摩尔分数：XW0.03平均摩尔质量：MF0.4578.11(10.45)92.1385.82kg/

11、kmolMD0.9878.11(10.98)92.1378.39kg/kmolMW0.0378.11(10.03)92.1391.71kg/kmol原料的办理量：F185Kmolh总物料衡算：FDW即DW185易挥发组分的物料衡算：DxDWxwFxF即D0.98W0.031850.45由上述二式解得：D81.79KmolhW103.21Kmolh温度计算1温度的计算由苯甲苯的气液平衡关系表可知：（）温度t/苯的摩尔分数温度t/液相x/气相y/苯的摩尔分数液相x/气相y/利用表中数据用插值法可求的tF，tD，tW。98.6102.2tF102.2tF:tF20.045.020.030.080.2

12、81.2tD81.2tD:tD95.098.095100.0110.6106.1tW110.6tW：tW8.8300精馏段平均温度：t1tFtD89.92提溜段平均温度：t2tFtw104.152相对挥发度的求取tF99.20tD80.6tW109.1yF由xF=yF=FxF=2.4941-yF1-xFyDxDyD=xWyW=xD=1.771-yD1-xDyWxW=1.2671-yW1-xW精馏段相对挥发度：=F+D2提馏段相对挥发度：=F+W2=2.132=1.881黏度的求取由tm189.9时查书“液体黏度共线图”可得a0.265mpa.sb0.302mpa.s当tW109.1时，a0.2

13、16mpa.sb0.252mpa.s当tF=99.20时，a0.259mpa.sb0.278mpa.s当tD80.6时，a0.31mpa.sb0.33mpa.s根据液相平均黏度公式lgLmxilgi塔顶液相平均黏度计算当tD80.6时lgLDm0.98lg(0.31)10.98lg0.33进料板液相平均黏度的计算tF=99.20时LFm0.304mPaslgLFm0.45lg0.25910.45lg0.278塔底液相平均黏度的计算当tW109.1时LFm0.266mPasLWm0.03lg0.21610.03lg0.252则液相平均黏度为LFm0.251mPasLm(0.3040.2660.2

14、51)/30.273mPas塔板数确实定理论塔层数NT的求取（1）相对挥发度的计算根据化学工程手册109页Antoine方程常数（有机物值）得化合物ABC温度范围苯6137甲苯-16104由表可知t的共用区间为6t104又因为甲苯的正常沸点为110.6，苯的沸点为80.1所以80.1t104.0。因此取10个温度点：81、82、85、87、89、90、92、93、95、100由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系平时可表示成如下的经验式logp。ABtC1211.033当t=81时，将A、B、C分别代得：苯logpA06.0305581220.790甲苯：logpB06.079541344.881

15、219.482则pA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpapA0=kpapB0=kpa因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=pA0/pB0则1=同理2=3=4=5=6=7=8=9=10=则1023102.51本设计为泡点进料q=XF0.452.51yX2.511X11.51XXe0.4411所以，qXFYe0.665y24X11.25Xq1q1xDye0.980.665Rminxe

16、0.6651.41ye0.441本设计回流比采用：R=2Rmin=精馏段操作线方程：yn+1=Rxn+xD=0.738xn+0.2565R+1R+1提馏段操作线方程：yn11.3383xn0.0102相平衡方程：xnyn=yn=(1)yn2.511.51yn由逐板法能够求:由yn10.7382xn0.2565yn11.3383xn0.0102xq0.4444yq0.5845第一块塔板上涨气相组成为y1=xD=0.98从第一块塔板下降的液体组成x1=y1/y1=由第二块塔板上涨气相组成为y20.7382x10.25650.73820.95130.25650.9587同理x20.0215y30.0

17、522x30.8262y40.8664x40.7210 x50.6623y6=x6=y7=x7=xq因x7x9所以第8块塔板上涨气相组成由提馏段操作线方程计算则y81.3383x70.01020.5646同理x89=910=10=yx=yx=y11=x11=y120.1092x12=y130.0522x130.0215xW所需总理论板数:13块(包括再沸器)精馏段需6块板提馏段需7块板(2)全塔效率的计算ET0.49(L)0.2450.538实际塔层数的求取因此：精馏段实际板数NT6N11.1512ET0.538提馏段实际板数NT713.0114（包括塔釜）N0.538ET第四章精馏塔的工艺条

18、件及有关物性数据的计算操作压强P的计算取每层塔板压降为P=0.7kPa,则塔顶压强PD101.3kPa进料板压强PF101.3120.7109.7kPa塔底压强PW101.3260.7119.5kPa精馏段平均压强pm1pDpF101.3109.72105.5kpa2提馏段平均压强pm2pF2pW109.7119.5114.6kpa2操作温度塔顶温度：tD=80.6进料温度：tF=99.2塔底温度：tW109.1精馏段平均温度：tm1tDtF89.9C2提馏段平均温度：tm2tFtW104.15C2物性数据计算平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算xDy10.98代入平衡线方程得x10.9

19、513气相MVDm0.9878.11(10.98)92.1378.39kg/kmol液相ML,Dm0.951378.11(10.9513)92.1378.79kg/kmol（2）进料板平均摩尔质量计算由逐板法，可得第7块板为进料板80.4295,8xy0.6539气相MVFm0.653978.11(10.6539)92.1382.96kg/kmol液相MLFm0.429578.11(10.4295)92.1386.11kg/kmol（3）塔底平均摩尔质量计算:xW0.03yW0.072气相MVWm0.07278.11(10.072)92.1391.12kgmol-1液相MLWm0.0378.1

20、1(10.03)92.1391.71kgmol-1（4）精馏段平均摩尔质量：气相：MVm178.3982.9680.68kgmol-12液相：MLm178.7986.1182.45kgmol-12（5）提馏段平均摩尔质量：气相：MVm291.1282.9687.04kgmol-12液相：MLm291.7186.1188.91kgmol-12平均密度的计算（1）气相平均密度Vm的计算因为pmMVm则：VmRTm精馏段平均气相密度:Vm1提馏段平均气相密度:Vm2105.580.688.314(89.92.82kg/m3273.15)114.687.048.314(104.153.17kg/m32

21、73.15)（2）液相平均密度Lm的计算由式1iAB求相应的液相密度。LMiLALB塔顶平均密度的计算：tD=80.6时,查化工原理(上)得A812.1kg/m3B807.5kg/m3aA0.9878.110.97650.9878.1110.9892.13aB0.0292.130.02350.0292.1310.0278.11LDm1/(0.97650.0235)812.0kg/m3812.1807.5对于进料板：tF=93.41时A792.5kg/m3B790.2kg/m3同上可得0.3900.6103LFm1/()791.1g/m792.5790.2对于塔底：tW109.1时A781.2k

22、g/m3B782.3kg/m3同上可得LWm1/(0.025550.97445)782.3kg/m3781.2782.33）精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：LDmLFmLm12LWmLFmLm22812.0791.1801.6kgm-32791.1782.3786.7kgm-32液体平均表面张力计算n依下式计算mxiii1tD80.6CLA20.75mNm-1,LB21.02mNm-1（1）对于塔顶：LDm0.9820.75(10.98)21.0220.78mNm-1（2）对于进料板：tF99.2CLA18.75mNm-1,LB19.25mNm-10.429518.75(10.5705

23、)19.2519.04mNmLFm（3）对于塔底：tW109.1CLA18.1mNm-1,LB18.6mNm-10.0318.1(10.97)18.618.59mNm-1LWm（4）精馏段平均表面张力：Lm120.7819.0419.91mNm-12提馏段平均表面张力：Lm218.59119.0418.82mNm-12精馏塔体工艺尺寸的计算塔径的计算（1）求精馏塔气液相负荷LRD2.8281.79230.6478kmol/h精馏段：(R1)D(2.821)81.79312.4378kmol/hV提馏段：LLqF230.64780.96185408.2478kmol/hVV(1q)F312.43

24、78(10.96)185305.037kmol/h（2）精馏段的气液体积流率为:VS1VMVm1312.437880.682.483m3s13600Vm136002.82LS1LMLm1230.647882.450.0066m3s13600Lm13600801.6umaxCLVC20(L)0.2）（由式CV20C20由史密斯关系图查取，图的横坐标为Lh(L)20.00663600(801.6)1VhV2.48336002.8210.0448取板间距HT板上液层高度h0.06mHh=0.4-0.06=0.34=0.4mTLL查得史密斯关系图到C200.072CC20(Lm1)0.20.072(1

25、9.91)0.20.07192020umaxCLm1Vm10.0719801.62.821.2101ms-1Vm12.82取安全系数为，则空塔速度为u0.7umax0.71.21010.8471m/s塔径D4Vs142.4831.9323mu3.140.8471按标准塔径圆整为D2.0m截面积AT4D242.023.142m2实际空塔气速uVs12.4830.790ms-1AT3.142（2）提馏段气液相体积流率计算VMVs3600Vm,2Vm,2305.03787.042.319m3s136003.18LMLs3600Lm,2Lm,2408.247888.910.0128m3s1360078

26、6.7式中C由CC20(L)0.2计算其中的C20查史密斯关系图，图的横坐标为20Lh(L10.01283600786.710.0870Vh)22.319()2V36003.17取板间距HT板上液层高度h0.06mHh=0.4-0.06=0.34=0.4mTLL查史密斯关系图获得C200.068CC20(Lm2)0.20.068(18.820.20.067220)20umaxCLm2Vm20.0672786.73.171.0565ms-1Vm23.17取安全系数为，则空塔速度为u0.7umax0.71.05650.7396ms-1塔径4Vs242.3191.999m按标准塔径圆整为D3.140

27、.7396uD2.0m截面积AT4D22.023.142m24实际空塔气速uVs12.3190.738ms-1AT3.142根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为D2.0m精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段有效高度的计算精馏段有效高度为Z1(N1-1)HT(121)0.44.4m提馏段有效高度为Z2(N2-1)HT(141)0.45.2m在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8m故精馏塔的有效高度为ZZ1Z20.810.4m溢流装置计算D2.0m，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设入口堰，各项计算如下：（1）溢流堰长lWlW0.68D0.682.01.36m(2)溢流堰高度

28、hWhWhLhOW选平直堰，堰上液高度为hOW，近似取E1，hOW2.84103E(LS1)32.841031(36000.0066)2lW1.3620.0191m取板上清液层高度hL60mm故hWhLhOW0.060.01910.0409m(3)弓形降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lw0.68查弓型降液管图得Wd0.148，Af0.085DDAT故Wd0.148D0.1482.00.296mAf0.085AT0.0853.1420.267m2计算液体在降液管中停留时间3600AfHT36000.2670.45s，Lh116.18s0.00663600故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度

29、h0取液体经过降液管底隙的流速u00.1ms-1，依下式计算降液管底隙高度h0LS10.00663600h010.10.0485mlWu01.363600hW1h010.04090.04850.0137m0.006m故降液管底隙高度设计合理。采用凹形受液盘深度hw50mm塔板布置（1）塔般的分块因800mmD，故塔板采用分块式。由文件（一）查表5-3得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定取WsWs0.07mWc0.04m。（3）开孔区面积计算Aa2(xr2x2r2sin1x)180r其中：xDWW2.0(0.2960.07)0.634m2dS2rDWC2.00.040.96m22故Aa20.6

30、340.9620.63423.140.962sin1(0.634)2.243m21800.96（4）筛孔数n与开孔率本设计所办理的物系无腐化性，可采用3.0mm碳钢板，取筛孔直径d5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距为t3d3515mm取筛孔的孔径d0=5mm塔板上筛孔数目为n1.155A1.1552.24311515个t20.0150.015塔板开孔区的开孔率d0)20.005)2100%10.1%0.907(0.907(t0.015开孔率在5-15%范围内，符合要求。气体经过筛孔的气速：精馏段：u0VS2.48310.96ms-1A00.1012.243提馏段：u0VS2.319-1A0

31、0.1012.24310.23ms筛板的流体力学验算塔板的压降d05（1）干板阻力hc计算：干板阻力hc，由1.67查文件（1）中图5-103得C0=精馏段：hc0.051(u0)2(V)0.051(10.96)2(2.82)0.0361mC0L0.772801.6（2）气流穿过板上液层的阻力hl计算uaVSAf2.4830.864ms-1AT3.1420.267FauaV0.8642.821.45kg1/2/(sm1/2)查文件（1）中5-11，得0.5。故hlhLhwhow0.50.060.03m液柱3）液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力h4L419.91103液柱hgd08

32、01.69.810.0050.00203mL气体经过每层塔板的液柱高度hphphchlh0.03610.030.002030.06813m气体经过每层塔板的压降为PPhPLg0.06813801.69.81535.75Pa700Pa（设计允许值）4）液面落差对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。泡沫夹带量ev的验算塔板上鼓泡层的高度hf2.5hL2.50.030.075me5.7106(ua)3.25.7106(0.864)3.20.00654kg液/kg气0.1vHThf19.911030.40.075Lkg液/kg气ev在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会

33、发生过分液沫夹带。漏液计算对筛板塔，漏夜点气速为u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV4.40.772(0.00560.130.060.00203)801.62.826.1067m/s实际孔速u010.96m/su0,min筛板的稳定性系数u010.96K1.7951.5u0,min6.1067液泛计算为防备降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd(HThW)甲醇水物系属一般物系，取0.5，则(HThW)0.5(0.40.0457)0.223m而HdhphLhd板上不设入口堰，则HdhPhLhd0.075730.060.00150.20313m液柱0.223mHd(HTh

34、W)故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图漏液线由u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LVuVS,minhhhh2.84L2E(h)30.minA0Lwowow1000lwVS,min4.4C0(0.00560.13hW2.84E(Lh2h)LA01000lW)3V4.40.7720.1011.03440.00560.130.04572.84120.0023801.6(3600Ls)310000.9522.8223则VS,min5.98320.0095110.0896Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-1Ls,m3sVs，m3s由上表

35、数据可做出漏液线1液沫夹带线取雾沫夹带极限值ev0.1kg液/kg气依式e5.7105(ua)3.2vHThf式中uaVSVS0.710VSAf1.5390.131AThf2.5(hwhOW)hW=0.0457即how2.843600Ls)2210001(30.69Ls30.952hf2.50.045722故0.69Ls30.1141.7Ls32323HThf0.40.1141.7Ls0.2861.7Ls5.7106ua3.25.71060.710VSe()3.20.1vHThf19.911032L0.2861.7LS3Vs2.5114.932则Ls3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出

36、Vs的值，计算结果见表3-2：Ls，m3s表3-2Vs，m3s由上表数据即可做出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。hOW2.841033600Ls20.006E()3lW取E1lW0.60mLs,min0.00081m3s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4s作为液体在降液管中的停留时间的下限AfHT则4LsAfHT0.1310.43/sLs,max0.0131m44据此可作出与气体流量VS无关的垂直线，液相负荷上限线4。液泛线令Hd(HThW)由HdhPhLhd；hPhch1h；h1hL;hLhWhOW联立得

37、HT（-1）hW（1）hOWhchdh忽略h，将hOW与LS,hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得aVS2bcL2SdL2/3Sa0.051V0.0512.82220.028A0c0L0.1011.03440.772801.6bHT-1hW0.50.40.0457=0.148c0.153lWh020.1532164.860.9520.0322/32/3d2.84103E(1)36002.841031(10.63)36001.124lW0.95220.14822/3故0.028VS164.86LS1.124LS即25.285888L22/3VSS40.14LS在操作范围内，任取几个L

38、s值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-3Ls，m3sVs，m3表s3-3由上表数据即可作出液泛线5根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图。精馏塔负荷性能图见图31精馏段筛板负荷性能图76系列15)系列2s/4系列33m(3系列4sV2系列51系列6000.0050.010.0150.02Ls(m3/s)1.在负荷性能图上，作出操作点，与原点连结，即为操作线。2.从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所获得的操作点P在适宜操作区的适中地点，说明塔板设计合理。3.因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。4.按固定的液气比，从

39、负荷性能图中可查得气相负荷上限Vs,max2.15m3s,气相负荷下限Vs,min0.69m3s，所以可得故操作弹性为Vsmax2.153.12Vsmin0.69塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表示塔板设计是合理的。板式塔的结构塔体的结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的出入口及人孔（手孔）、基坐、除沫器等隶属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其余处根据需要决定其间距。1、塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距，取1.0m。2、塔底空间1）、塔底储液空间依储液量停留35min或更长时间而定。2）、塔底液面至下层塔板之间

40、要有1.5m的间距。3、人孔对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的要求，每隔8层塔板设一人孔，本塔共开3个人孔。提馏段开2个人孔精馏段开1个。人孔处板间距为800mm，直径为500mm，其伸出塔体的筒长为200mm。4、塔高实际塔板数N=26人孔NP3塔板间距HT0.40m进料板处间距HF0.8m人孔处板间距HP0.8m桾座高度H23m封头高度H10.35m塔空间高度HD=1.2m塔底空间高度HB=1.5mH(NNFNP1)HTNFHFNPHPHD+HB+H1+H2所以总高度H=(26-1-3-1)+3=塔板结构塔径为2.0m，超过800mm，故采用整块式；由于钢度、安装、检修等要求，多将

41、塔板分红数块送入塔内。为了检修方便，取一块作为通道板，通道板的宽度取400mm。第五章热量衡算热量衡算表41苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度CT/K苯394甲苯363塔顶热量QC(R1)D(IVDILD)其中IVDILDXDHVA(1XD)HVBHV2HV1(1Tr2)0.381Tr1则:tD80.50C时苯:Tr2(80.6273.15)/288.51.23Tr1(80.1273.15)/288.51.22蒸发潜热HV2HV1(1Tr2)0.38394(11.23)0.381Tr111.22甲苯:Tr2(80.5273.15)/318.571.11Tr1(11

42、0.63273.15)/318.571.20蒸发潜热HV2HV1(1Tr2)0.38363(11.11)0.381Tr111.2MD78.39kg/molDMDD78.3981.796411.52kJ/kgIVDILDXDHVA(1XD)HVB0.98400.71(10.98)289.23386.91kJ/kg400.71kJ/kg289.23kJ/kgQC(R1)D(IVDILD)3.516411.52386.918.71106kJ/kg塔底热量QC(R1)D(IVDILD)其中IVDILDXDHVA(1XD)HVBHV2HV1(1Tr2)0.381Tr1则:tW109.10C苯:Tr2(1

43、09.1273.15)/288.51.32Tr1(80.1273.15)/288.51.22蒸发潜热HV2HV1(1Tr2)0.38394(11.32)0.38454.29kJ/kg1Tr111.22甲苯:Tr2(109.1273.15)/318.571.1999Tr1(110.63273.15)/318.571.2047蒸发潜热HV2HV1(1Tr2)0.38363(11.1999)0.38359.74kJ/kg1Tr111.2047MW91.71kg/molWMWW91.71103.219465.39kJ/kgILWIVW(1XW)HVBXWHVA(10.03)359.740.03454.

44、29335.27kJ/kgQC(R1)W(IVWILW)3.519465.39335.271.11107kJ/kg第六章隶属设施设计接收尺寸与结构接收的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择亲密有关。塔顶蒸汽的适宜流速为：常压操作时取1220ms，绝对压力在600014000Pa时取3050ms，绝对压力小于6000Pa时取5070ms。进料管内的适宜流速为：重力回流取0.20.5ms，强制回流取1.52.5ms。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取0.40.8ms，由泵输送时取1.52.5ms。塔釜出料管内适宜流速一般取0.51.0ms。由公式计算获得尺寸均应圆整到相应规格的管径。进料管

45、当塔径D800mm，且物料清洁不易聚合时，一般采用简单的进料管，如图当塔径D800mm时，人不能进入塔内检修，为了检修方便，进料管应采用带外套的可拆结构，如图塔釜出料管当塔支座直径小于800mm时，塔底出料管一般采用如图a所示，当塔支座直径大于800mm时，出料管可采用如图b所示，为了安装方便，引出管通道直径应大于管法兰外径。进气管当对气体散布要求不高时，采用如图a所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求平均时，可采用如图b所示结构的进气管，管上开有3排小孔，管径及小孔直径与数量由工艺条件决定。当蒸汽直接加热釜液时，蒸汽进入管安装在液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方的，小孔直径平时为510mm，

46、各孔中心相聚510倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的1.251.5倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。再沸器再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行径流分别。再沸器是热互换设施，根据加热面安排的需要，再沸器的结构能够是夹套式、蛇管式或列管式；加热方式能够是间接加热或直接加热。选择时应注意以下几点：使设施成本低（保持较高的传热系数）；使换热表面尽可能清洁（防备传热管表面结垢）；对于易热分解的产品，应使其停留时间短，加热壁温低；能知足分别要求。小型再沸器可直接安装在塔底部，但再沸器的横截面积要略大于塔体的截面，对于较大型的塔，再沸器一般安装在塔外。工业上使用最多的形式有：强

47、制循环式、卧式热虹吸式、立式热虹吸式和凯尔特式。在立式再沸器中，被蒸发的液体在管内经过；在卧式再沸器中，被蒸发液体在管外经过。再沸器容量大时塔的操作稳定，蒸汽分别空间大时可防备蒸气中夹带液体。对易起泡系统尤为有利。采用卧式再沸器，能够使塔和建筑物的总高度降低；由于产品在卧式再沸器中的停留时间较长。因此不适宜用于蒸发对热不稳定的产品。热虹吸式再沸器利用再沸器中气-液混淆物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少污垢的沉积，提高了传热系数，装置紧凑，占地面积小。凯尔特式再沸器一次经过蒸发的气液比可达80%，相当于一块理论板。再沸器的传热面积可随意采用，釜液结焦时冲刷方便，但金属消

48、耗量和占地面积都大。当塔底产品是废水时，平时采用直接水蒸气加热，这样可节俭再沸器的投资成本。冷凝器冷凝器的任务是冷凝走开塔顶的蒸汽，以便为分别提供足够的回流。冷凝的优点是未凝的产品富集了轻组分，冷凝器为分别提供了一块理论板。当全凝时，部分冷凝凝液作为回流返回，冷凝没有分别作用。在小型精馏塔中，冷凝器可采用蛇形式；对大型设施一般采用列管式。为了提高冷却介质的流速，使其传热系数提高，一般安排冷却介质在管内流动，蒸汽在管外冷凝，对于小型精馏塔，冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液靠重力作用回流入塔。冷凝器距塔顶回流口的高度，可根据管道阻力损失进行估算。工业上常用的几种回流形式对于大型精馏塔，往往讲冷凝器安装

49、在离地面约5m的支架上，以保证泵在输送回流液时，不会出现气蚀现象。采用泵进行强制回流时，回流属冷回流，其回流比容易控制，且对安放冷凝器的支座要求不高，安装与检修都比较方便。计算结果汇总符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度tm各段相对挥发度-各段平均压强平均流量实际塔板数板间距塔的有效高度塔径空塔气速塔板液流型式溢流装置板上清液层高度孔径孔间距孔数开孔面积筛孔气速塔板压降堰上液层高度雾沫夹带负荷上限负荷下限气相最大负荷气相最小负荷操作弹性Pm气相Vs液相LSNHTZDU溢流管型式堰长LW堰高hw溢流堰宽度Wd管底与受液H0占有离hLD0TNAaU0P0HdevVmaxVminkPam3/s-

50、m3/s-块1214mmmm/s0783单溢流单溢流弓形弓形m-m-m-m-m-m-11515-m2-m/sPa-m-kg/kg-液沫夹-带控制漏液控-制m3/s-m3/s-致谢课程设计对于我们是一次严峻的考验，综合查验了学过的知识，培养了我们理论联系实际的能力。帮助我们更为深入的理解了化工生产单元操作以及设计要求，使我们所学的知识不限制于书本，锻炼了我们工程设计思维能力。经过对这次化工原理的课程设计使我增长了很多实际的知识，也在大脑中确立了一个对于化工生产的一个轮廓。本次化工原理的课程设计使我对化工行业有了一个更深层次的认识。在设计中锻炼了我查阅资料和文件的能力，提高了我对知识进行概括、整理和总结的本领，培养了我勤奋思考、努力专研、奋斗图强、锲而不舍等很多优异的品质。我相信这在我此后的工作必将成为一笔不可或缺的财富。自然在这次设计中的收获还不止这些，更主要的是它给了我一种设计的思想，使我们认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别，教我怎样面对自己在实际中碰到的问题。在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感想也很深，更感觉学好基础知识的重要性。在此次的设计过程中，使我认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别.我国的化工事业还不是很发达，而且相对外国来说还很落伍，因此对我们每一位将来从事化工行业的大学生来说，现在丰富自己的知识，为此后工作能