苯-氯苯分离过程板式精馏塔课程设计

个人收集整理 仅做学习参考合肥学院Hefei University化工原理课程设计题 目: 苯－氯苯分离过程板式精馏塔系 别: 生物与环境工程系专 业:12 级食品科学与工程学 号:1202061030姓 名: 王影影指导教师: 于宙2014年10 月28 日0/47个人收集整理 仅做学习参考11.1 11.1.1 11.1.2 11.1.3 21.2 21.2.1 21.2.2 21.3 21.4 32.32.132.232.333.43.1NT43.263.2.163.2.274.74.174.274.394.494.4.194.4.2104.5114.6131/47个人收集整理 仅做学习参考5.135.1135.1.1135.1.2145.2155.2.1155.2.2156.156.1156.2176.2.1176.2.2176.2.3176.2.4n187.207.1207.1.1207.1.2217.1.3217.2217.2.1227.2.2227.2.3227.3227.3.1ev227.3.2ev237.4237.4.1237.4.2232/47个人收集整理 仅做学习参考8.248.1248.1.1248.1.2248.1.3258.1.4258.1.5258.2278.2.1278.2.2288.2.3298.2.4298.2.5299.319.1319.2319.3319.4329.5323210.13210.23310.33310.4RP3310.53411.3412.37373842423/47个人收集整理 仅做学习参考附图4/47个人收集整理 仅做学习参考《化工原理》课程设计任务书一、概述课程设计是《化工原理》地一个总结性教学环节， 是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程地基本知识来解决某一设计任务地一次训练， 通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程地基本知识， 进行融会贯通地独立思考， 在规定地时间内完成指定地化工设计任务，从而得到化工工程设计地初步训练 .通过课程设计，要求学生了解工程设计地基本内容，掌握化工设计地程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题地能力 .同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确地设计思想， 培养实事求是、严肃认真、高度责任感地工作作风.课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力地有益实践 .文档来自于网络搜索矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。精馏是分离液体混合物 （含可液化地气体混合物） 最常用地一种单元操作， 精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离， 利用液相混合物中各组分地挥发度地不同，使易挥发组分由液相向气相转移， 难挥发组分由气相向液相转移， 实现原料混合液中各组分地分离.根据生产上地不同要求，精馏操作可以是连续地或间歇地，有些特殊地物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离 .本设计地题目是苯 -氯苯连续精馏筛板塔地设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发地苯和不易挥发地氯苯， 采用间歇操作方式， 需设计一板式塔将其分离 .分离苯和氯苯，可以利用二者沸点地不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存 .文档来自于网络搜索聞創沟燴鐺險爱氇谴净。1.1设计依据1.1.1精馏方式：精馏塔采用间接蒸汽加热， 以提供足够地能量， 若待分离地物系为某种轻组分和水地混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液 .这样操作费用和设备费用均可降低 .但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水地稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加 .综合考虑，我们采用间接蒸汽加热地方式 .文档来自于网络搜索残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。1.1.2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这0/47个人收集整理 仅做学习参考类 非 热 敏 沸 点 在 常 温 （ 工 业 低 温 段 ） 物 系 分 离 .1.1.3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉地浮阀塔，浮阀塔造作弹性大 ，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作；气液接触状态良好，雾沫夹来量小， 并能适应常见地物料状况.文档来自于网络搜索酽锕极額閉镇桧猪訣锥。1.1.4热能利用精馏过程地原理是多次部分冷凝和多次部分汽化 .因此热效率较低， 通常进入再沸器地能量只有 5%左右可以被有效利用 .虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底地热源 .为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热 .文档来自于网络搜索彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。1.2设计任务及要求1.2.1设计题目: 苯－氯苯分离过程板式精馏塔设计苯－氯苯分离过程板式精馏塔设计： 试设计一座苯－氯苯连续精馏塔， 要求年产纯度为98％地氯苯，设计地产量为 9000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2％，原料液中含氯苯38％（以上均为质量分数） .文档来自于网络搜索謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。1.2.2设计条件:操作条件操作压力4kPa（表压）进料热状态自选回流比自选采用间接蒸汽加热塔底加热蒸汽压力0.5Mpa（表压）单板压降≤0.7kPa.塔板类型浮阀塔（F1型）工作日每年工作日为 300天，每天24小时连续运行厂址厂址：安徽省合肥市1.3设计说明书地内容（1）精馏塔地物料衡算；1/47个人收集整理 仅做学习参考2）塔板数地确定；3）精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算；4）精馏塔地塔体工艺尺寸计算；5）塔板主要工艺尺寸地计算；6）塔板地流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）精馏塔接管尺寸计算；9）主要辅助设备地选型；10）对设计过程地评述，有关问题地讨论和设计自我评价.1.4设计图纸要求1）绘制生产工艺流程图（A2号图纸）；2）绘制精馏塔设计条件图（A1号图纸）.2、精馏塔地物料衡算2.1原料液及塔顶、塔釜产品含苯地摩尔分率苯地摩尔质量MA78.11kg/kmol氯苯地摩尔质量MB112.56kg/kmol62/78.110.702xF62/78.1138/112.6198/78.110.986xD98/78.112/112.610.2/78.11xW0.002880.2/78.1199.8/112.612.2原料液及塔顶、塔釜产品地平均摩尔质量MF＝78.11×0.702＋(1－0.702)112×.61＝88.39kg/kmolMD78.110.98610.986112.6178.59kg/kmolMW78.110.0028810.00288112.61112.5kg/kmol2.3物料衡算依题给条件：一年以 300天，一天以 24小时计，全塔物料衡算：2/47个人收集整理 仅做学习参考原料处理量W9000100011.11kmol/h30024112.5总物料衡算FD11.11苯物料衡算0.702F0.968D0.0028811.11联立解得D=29.2kmol/hF=40.31kmol/h3、塔板数地确定3.1理论板数 NT地求取（1）根据苯-氯苯地相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取

x~y依据x pt pB/pA pB，y pAx/pt，将所得计算结果列表如下：表3-1 相关数据计算T/oC8090100110120130131.8pAo/kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65po/kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33BppBo1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000xpBopAoypAox1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000p绘出x—y图，见图 3-1.3/47个人收集整理 仅做学习参考1.0000.8000.600y0.4000.2000.0000.0000.2000.4000.6000.8001.000x图3-1x—y图（2）进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动地影响，塔地操作就比较容易控制 .此外，泡点进料时，精馏段与提馏段地塔径相同，设计制造均比较方便 .此次我们采用泡点进料 .文档来自于网络搜索厦礴恳蹒骈時盡继價骚。由于泡点进料 q=1，在图上作直线 x=0.986交对角线于 a点，作直线 x=0.702交平衡线于q点，连接 a、q两点，过 q点作横轴地平行线交纵轴于一点，读得文档来自于网络搜索茕桢广鳓鯡选块网羈泪。yq=0.925，则最小回流比如下：0.986 0.9250.303Rmin0.920.702取操作回流比为R=2Rmin=2×0.303=0.6063）求精馏塔地气、液相负荷L=RD=0.606×29.2=17.6592Kmol/hV=(R+1)D=(0.606+1) 29×.2=46.8952Kmol/hL′=L+F=17.6592+40.31=57.9692Kmol/hV′=V=46.8952Kmol/h4/47个人收集整理 仅做学习参考（4）求操作线方程：yLxDxD17.6592x29.20.9860.377x0.614精馏段操作线方程VV46.859246.8952yLxWxw57.9692x11.110.002881.236x0.00068提馏段操作线方程：VV46.859246.8952（5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.702带入精馏段操作线方程，得出y=0.8787，在图中找出该点记为d，连接ad两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.0028，0.0028），连接cd两点即得提馏段操作线.自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线.求解结果为：文档来自于网络搜索鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。1.00.9ye0.80.70.60.50.40.30.2xxxFWD0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0文档来自于网络搜索籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。图3-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数地图解图解得NT=9－1＝8块（不含釜）.其中，精馏段NT13块，提馏段NT2＝5块，第4块为加料板位置.3.2实际板层数地求解3.2.1全塔效率根据奥康奈尔关联法，ET0.49(L)0.2450.49(4.330.248)0.2450.485/47个人收集整理 仅做学习参考故假设成立，总板效率 ET=0.483.2.2实际塔板数精馏段：Np230.486.25块，取Np16块提馏段：Np250.4810.41块，取Np210块总塔板数：NpNp1Np216块.4.精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算4.1操作压力地计算塔顶操作压力：PD101.334105.33kPa每层塔板压降：P0.7kPa进料板压力：PF=105.33+0.7×6=109.5Kpa塔底操作压力：pw109.510×0.7116.5kPa精馏段平均压强：pm1105.3109.5/2107.4kPa提馏段平均压强：pm2116.5109.5/2113kPa4.2平均温度表4-1 苯、氯苯 Antoine 常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597①假设塔顶地泡点温度t83.2oC，则纯组分地饱和蒸气压为6/47个人收集整理 仅做学习参考lgpAo6.068321236.0342.04742对苯48.9983.2273.15pAo111.53kPalgpBo6.104161431.831.34464对氯苯55.51583.2273.15pBo22.11kPa代入泡点方程和露点方程，得xppBo（101.334）22.11pAopBo111.5322.110.931ypAox111.530.9310.986xDp105.33故假设正确，塔顶温度为 tD 83.2oC②假设塔顶地进料板温度 t=91.8℃，则纯组分地饱和蒸气压为o1236.034lgpA6.0683248.9991.8273.152.15632对苯opA143.32kPalgpo6.104161431.831.4769255.515B92273.15对氯苯 poB 29.99kPa代入泡点方程和露点方程，得ppo109.529.99xBpo0.702xFpo143.3229.99AB假设正确，故进料板温度为tF91.8oC③假设塔底地泡点温度t137oC，则纯组分地饱和蒸气压为lgpAo6.068321236.034对苯48.99137273.15pAo442.51kPalgpBo6.629885.211897.41对氯苯137273.15pBo115.28kPa7/47个人收集整理 仅做学习参考代入泡点方程，得ppBo116.53115.280.00380.003xpBo442.51-115.28pAo假设正确，故塔顶温度为tW137oC精馏段平均温度：tm1(83.291.8)/287.5oC提馏段平均温度：tm2(91.8137)/2114.4oC全塔平均温度：tm(83.2137)/2110.1oC4.3平均摩尔质量地计算塔顶：y1xD0.986，x10.940（查相平衡图）MVD,m0.98678.1110.986112.6178.59kg/kmolMLD,m0.94078.1110.940112.6180.18kg/kmol加料板：yF0.925，xF0.702（查相平衡图）MVF,m0.92578.1110.925112.6180.70kg/kmolMLF,m0.70278.1110.702112.6188.39kg/kmol塔底：y2 0.0108 x2 0.00288（查相平衡图）MVW,m0.010878.11(10.0108)112.61112.23kg/kmolMLW,m0.0028878.11(10.00288)112.61112.42kg/kmol精馏段： MV,m 78.59 80.70 2 79.82kg/kmolML,180.1888.39/284.29kg/kmol提镏段：MV,2112.2380.70/296.46kg/kmolML,2112.4288.39/2100.41kg/kmol4.4平均密度地计算（1）气相平均密度计算8/47个人收集整理 仅做学习参考由理想气体状态方程计算，得精馏段：提馏段 ：

Vm1pm1MVm1107.479.823RTm18.314(87.5273.15)2.86kg/mVm2pm2MVm211396.463.38kg/m3RTm28.314(114.4273.15)（2）液相平均密度计算1wiLmi塔顶tD83.2oC时，A9121.18783.2813.24kg/m311271.11183.21034.56kg/m3LDm0.98/813.241816.73kg/m30.02/1034.56进料板tF91.8oC时，A9121.18791.8803.03kg/m3B11271.11191.81025.01kg/m3wA0.62178.110.62178.110.3790.532112.56LFm1893.60kg/m30.532/803.030.468/1025.01塔底tW137oC时，A9121.187137749.38kg/m3B11271.111137974.79kg/m3LWm0.002/749.381974.20kg/m30.998/974.79精馏段液相平均密度为Lm1(816.73893.60)/2855.17kg/m3提馏段液相平均密度为9/47个人收集整理 仅做学习参考Lm2 (893.60 974.20)/2 933.9kg/m34.5液体地平均表面张力Lmxii塔顶：tD83.2oC时，查得A20.82mN/mB25.84mN/mLDm0.92020.820.0825.8421.22mN/m进料板tF91.8oC时，查得A19.71mN/mB24.82mN/mLFm0.62119.710.37924.8221.65mN/m塔底tW137oC时，查得A14.25mN/mB19.48mN/mLWm0.00114.250.99919.4819.47mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm1(21.2221.65)/221.435mN/m提馏段液相平均表面张力为Lm2(21.2219.47)/220.795mN/m4.6液体地平均粘度表4-3苯-氯苯温度粘度关系表温度℃20406080100120140苯粘度mPa·s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa·s0.750.560.440.350.280.24lgm xilgi10/47个人收集整理 仅做学习参考塔顶tD83.2oC时，A 0.299mPas

B 0.303mPaslg LDm 0.920lg0.299 0.08lg0.303LDm 0.299mPas进料板tF91.8oC时，A0.272mPasB0.309mPsalgLDm0.621lg0.2700.379lg0.309LDm 0.284mPa s塔底tW137oC时，A 0.184mPas

B 0.197mPaslgLDm 0.001lg0.184 0.999lg0.197LDm 0.197mPas精馏段液相平均粘度为m1 (0.299 0.284)/2 0.292mN/m提留段液相平均粘度为m2 (0.284 0.197)/2 0.241mN/m全塔液相平均粘度为L(0.2990.197)/20.248mPas又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137）/2=110.1℃po234.7A54.4.33则此温度下地相对挥发度为po2B根据奥康奈尔关联法，ET 0.49( L)0.2450.49(4.330.248)0.2450.48故假设成立，总板效率 ET=0.4811/47个人收集整理 仅做学习参考5.精馏塔地主要工艺结构尺寸地计算5.1塔径地计算精馏塔地气、液相体积流率为VS1VMVm146.859279.823/sVm10.363m360036002.863LS1LMLm117.659284.29/s3600Lm136000.0005m855.17由umaxCLVV0.2式中C由公式CC20L计算，其中C20可由史密斯关联图查出，图地横坐标为201LhL2VhV

0.0005 3600 855.170.363 3600 2.86

12 0.023取板间距HT0.42m，板上液层高度hL0.07m，则HThL0.420.070.35m图5-1史密斯关联图由史密斯关系图得 C20 0.06912/47个人收集整理 仅做学习参考CC20L0.20.06921.4350.20.0702020umax0.070855.172.862.861.20m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为0.6umax0.72m/sD14VS140.3630.80mu13.140.72在0.8m1.6m范围,符合统一按照《塔板结构参数系列化标准（单溢流型）》将塔径圆整后取 D=800mm.AT23.1422塔截面积：D0.80.50m2444实际空塔气速：（2）提馏段

0.363u00.72m3/s0.52VS2VMVm246.895296.460.372m3/s3600Vm236003.383LS2LMLm257.9692100.410.0017m/s3600Lm23600933.91LhL2VhV

0.00173600933.90.37236003.38

12 0.076取板间距HT0.42m，板上液层高度hL0.07m，则HThL0.420.070.35m查图得C200.070C20m20.220.7950.2C200.70200.071umax0.071933.93.383.381.17m/su20.6umax0.61.170.70m/sD24VS240.3720.82m2u23.140.70统一按照《塔板结构参数系列化标准（单溢流型）》将塔径圆整后取 D=800mm.13/47个人收集整理 仅做学习参考ATD23.1422塔截面积：0.80.50m2444u0.3724m0/s实际空塔气速：0.500.7245.2塔高地计算5.2.1精馏塔地有效高度精馏段Z精(N精1)HT(61)0.422.1m提馏段Z提(N提1)HT(101)0.423.78m在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为 0.8m，则有效高度为Z有效 Z精 Z提 0.8 3 2.1 3.6 2.4 8.28m5.2.2全塔实际高度取进料板板间距为 0.42m，人孔处地板间距为 0.8m，塔底空间高度为 2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为文档来自于网络搜索預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。H(nnFnP1)HTnFHFnPHPHDHBH1H2(16131)0.420.830.80.72.00.62.013.12m6、塔板主要工艺尺寸计算根据塔径和液体流量， 选用单溢流弓形降液管、 凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装.6.1．溢流装置地计算（1）堰长： lW 0.66D 0.66 0.8 0.528m（2）堰高：由 hW hL hOW，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得22.84Lh132.840.00053600精馏段：hOW11000ElW10000.528

23 0.00643m取hL0.07m，则14/47个人收集整理 仅做学习参考hW1 hL hOW1 0.07 0.00640.3063m5722提馏段：hOW22.84ELh232.840.0017360030.0145m1000lW10000.66hW2 hL hOW2 0.07 0.0145 0.0555m（3）降液管面积当lW0.66时，查表得DWd0.1mAf0.0722，Af0.07220.50240.036m2AT塔地相对操作面积为120.0715100%85.7%（4）液体在降液管里停留地时间3600AfHT36000.0360.42精馏段1Lh130.24s5s36000.0005故降液管设计合理（5）降液管底隙高度h0Lhh03600lWu0精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处地液体流速分别取u01 0.075m/s u02 0.180m/sh01Lh136000.00053600lWu0136000.5280.013m精馏段：0.075h02Lh236000.0017提馏段：3600lWu0236000.5280.018m0.18015/47个人收集整理 仅做学习参考6.2塔板布置地计算选用F1型浮阀，阀孔直径 39mm，阀片直径 48mm，阀片厚度 2mm，最大开度 8.5mm，静止开度 2.5mm，阀质量为 32~34g.文档来自于网络搜索渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。6.2.1阀孔临界速度u0Kp172.80.548V1精馏段：0.548u0Kp272.8提馏段：V2

72.82.86.83.38

0.5485.89m/s0.5485.38m/s上下两段相应地阀孔动能因子为：F01u0Kp1V1F02u0Kp2V2

5.892.869.9615.383.389.8916.2.2精馏段塔板布置取边缘区宽度Wc﹦0.045m,安定区宽度Ws0.055m，开孔区面积Aa12xR2x2R2sin1x180R20.2450.35520.24520.3552sin10.24521800.3550.318m其中，DWC0.80.0450.355mR22，DWdWs0.80.245x0.10.055226.2.3提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc﹦0.030m,安定区宽度Ws0.045m，16/47个人收集整理仅做学习参考开孔区面积Aa22xR2x2R2sin1x180R20.2550.37020.25520.3702sin10.2550.345m21800.370其中，RDWC0.80.0300.370m22，xD0.8WdWs0.10.0450.255226.2.4浮阀数n与开孔率F1型浮阀地阀孔直径为 39mm阀孔气速u0F0，其中取F0=10VVs1浮阀数目 u0do2 /42开孔率 nd0D2u01105.91m/s精馏段：2.86n40.3630.039525.910.0390.0390.03952012.36%0.8.817/47个人收集整理 仅做学习参考u02105.44m/s3.38提留段：n40.372580.0390.0395.443.140.0390.0395813.78%0.80.8浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排地孔心距t=0.08m，则排间距t为Aa0.31876.4mmt0.0764m精馏段：nt520.08Aa0.34574.4mmt0.0744m提留段：nt580.08考虑到塔地直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板地支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取 t=70mm=0.07m，塔孔板布置如下图： 文档来自于网络搜索铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。核算：18/47个人收集整理 仅做学习参考n1Aa10.318精馏段：tt570.080.07u01V0.3634nd2/45.33m/s570.0390.0393.140F05.332.869.010.0390.03913.55%570.82n2Aa0.345tt0.0862提留段：0.07u02V0.37245.03/snd2/4620.0390.0393.140F05.033.389.25620.0390.03913.73%0.82由此可知，开孔率在10%~14%之间，且实际动能因数F0在9~12间，满足要求.7、塔板流体力学验算7.1塔板压降hp hc hl h7.1.1干板阻力精馏段 u0c1 1.82573.1/V11.82573.1/2.865.90m6/s19/47个人收集整理 仅做学习参考u01 u0c1,则0.175195.330.175hc1u010.030m液柱19.0L1855.17提馏段 u0c2 1.82573.1/V21.82573.1/3.385.38m9/su02u0c2,则hc219.0u0.175195.030.175020.027m液柱L2933.97.2.2板上充气液层阻力取充气系数 0 0.5，则hl 0hL 0.5 0.07 0.035m液柱7.2.3液体表面张力所造成地阻力：此阻力很小，忽略不计 .因此，上下两段塔板压降如下hp1 hc1 hl 0.030 0.035 0.065m液柱精馏段每层压降：pp1 hp1L1g 0.065855.179.81545.30Pa700Pahp2 hc2 hl 0.027 0.035 0.062m液柱提馏段每层压降：pp2 hp2L2g 0.062933.9 9.81 568.02Pa 700Pa上下两段单板压降均符合设计任务要求 .7.2液泛为了防止液泛现象地发生，要求控制降液管中清液层高度 Hd (HT hW)，而Hd hp hL hd20/47个人收集整理 仅做学习参考（1）与气体通过塔板压降所相当地液柱高度精馏段： hp1 0.065m液柱提馏段： hp2 0.062m液柱（2）液体通过降液管地压头损失LS120.00052hd10.1530.1530.00052m液柱精馏段：lWh010.660.017LS220.00172hd20.1530.1530.0031m液柱提馏段：lWh020.660.0183）板上液层高度精馏段和提馏段皆为hL0.07m因此，取 0.5，降液管中清液层高度如下：精馏段：Hd1hp1hL1hd10.0650.0700.00050.213m55(HThW1)0.5(0.420.06357)0.2418Hd1可见，精馏段符合防止液泛地要求.提馏段： Hd2 hp2 hL2 hd2 0.062 0.07 0.0031 0.1351m(HT hW2) 0.5(0.42 0.0555) 0.238 Hd2可见，提馏段符合防止液泛地要求 .7.3液沫夹带7.3.1精馏段液沫夹带量ev地验算uaVs0.363Tf0.780.5030.036AA21/47个人收集整理 仅做学习参考3.631063.2uaevHThf3.63 10 621.435 10 3

0.7843.20.1kg液/kg气0.422.50.0070kg液/kg气0.07故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 .7.3.2提馏段液沫夹带量 ev地验算vs2ua3.23.7210evHThf20.79510

63

0.7843.2kg液/kg气kg液/kg气0.422.50.07故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 .7.4漏液地验算7.4.1精馏段漏液地验算F0u0 取F0=5，则Vu052.96m/s5.91m/s2.86故在设计负荷下不会产生过量漏液 .7.4.2提馏段漏液地验算u052.72m/s5.44m/s3.38故在设计负荷下不会产生过量漏液 .8、塔板负荷性能图计算22/47个人收集整理 仅做学习参考8.1精馏段塔板负荷性能图8.1.1漏液线F0取F0=5，又nVu02/4Vu0d02（Vs）minnu00.03921032.960.363m3/s故4d04据此做出与液体流量无关地水平漏液线（ 1)8.1.2液沫夹带线5.7106ua3.2evHThfuaVSVS0.784VS其中，ATAf0.4990.036（a）23hf2.5hwhow2.5hw2.84103E3600LSlW近似取E≈1.0,hw0.06357m,lW0.528m2hf2.50.063572.841031.03600LS30.1592.55LS2/30.528（b）取液沫夹带极限值 ev为0.1kg液/kg气.已知21.435mN/m，HT0.42m并将a,b代入得：3.25.7 100.121.435 10

60.784VS32/30.420.1592.55LS23/47个人收集整理 仅做学习参考整理得： VS 2.12 20.75LS2/3在操作范围内任取几个 LS值，依上式算出相应地 VS值列于下表中Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.971.851.691.55依表中数据在VS—LS图中作出液沫夹带线(2)8.1.3液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件，取E1.0则how2.84360L0S,min2/3E()1000lw20.0062.843600LS,min310001.00.528整理上式得Ls,min0.00045m3/s依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷下限线（3）8.1.4液相负荷上限线(LS)maxAfHT0.0360.423/s40.004m4依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷上限线（4）8.1.5液泛线令Hd (HT hW)由HdhphLhd;hphch1h;h1hL;hLhWhowaVs22联立整理得bcL2sdLs324/47个人收集整理 仅做学习参考a0.051(v)0.051(2.860.029)式中(Aoco)2L(0.1000.772)2855.17bHT(1)hW0.50.42(0.50.601)0.063570.14c0.153/(lWho)20.1533811(0.5280.021)2360023(10.60)(3600d2.84103E(1)()32.8410)lw0.528

231.6323811L2s20.029V0.143故1.63Lss在操作范围内任取几个LS，计算出VS地值列于表中.Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s2.091.951.570.80依此值在VS—LS图中作线即为液泛线（5）图8-1 VS—LS图将以上5条线标绘于VS LS图中，即为精馏段负荷性能图 .5条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线.OA线与（2）线地交点相应相负荷为 VS,max，OA线25/47个人收集整理 仅做学习参考与气相负荷下限线（ 1）地交点相应气相负荷为 Vs,min.图见坐标纸.文档来自于网络搜索擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制 .VS,max2.2读图，精馏段地操作弹性VS,min6.060.3638.2提馏段塔板负荷性能图8.2.1液沫夹带线（1）1063.25.7uaevHThf式中uaVSVS0.709VSATAf0.4990.036（a）2how2.5hw2.84103E3hf2.5hw3600LSlW近似取E≈1.0,hw0.0555m,lW0.528m10313600LS20.142.55LS2/3hf2.50.05552.843故0.528（b）取液沫夹带极限值 ev为0.1kg液/kg气.已知 20.795103N/m，HT0.42m5.7100.120.79510

3.261.374VS32/30.420.142.55LS26/47个人收集整理 仅做学习参考整理得： VS 1.29 10LS2/3在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应地VS值列于下表中LS，m3/s0.00060.00150.0030.0045VS,m3/s1.221.161.081.02依表中数据在VS—LS图中作出液沫夹带线(1)8.2.2液泛线（2）由HdhphLhd和Hd(HThw)得HThwhphwhowhd，近似取E1.0，lw0.528m222333600LS33600LS33how2.8410Elw2.841010.5281.02LshphChlh22hc0.0510v'VSvC0L0.051LC0A020.051VS3.3820.7720.031VS0.100933.9hl2/30.0410.7446LS2/30hwhow0.730.05551.02L2h 0.0018m（已算出），故hp 0.031VS2 0.041 0.7446LS23 0.0018 0.031VS2 0.7446LS2/3 0.042827/47个人收集整理 仅做学习参考22hdLSLS20.1530.1530.5280.0181693.86LSlwh0将HT﹦0.42m，hW0.0555m,0.5及以上各式代入得0.50.420.05550.031V20.04280.7446LS2/30.05551.02LS2/31693.86LS2SV24.5056.92L2/354641LS2整理得SS在操作范围内任取几个LS值，依上式计算Vs值列于下表中LS，m3/s0.00060.00150.0030.0045VS,m3/s2.021.911.681.36依表中数据在VS—LS图中作出液泛线（2）8.2.3液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为 4秒，由下式LSmaxHTAf0.420.0360.00378m3/s4液相负荷上限线（3）在VS—LS图中为与气相流量Vs无关地垂线.8.2.4漏液线（气相负荷下限线）（4）F0取F0=5，又nVu02/4Vu0d02（Vs）minnu00.0392622.720.201m3/s故4d04据此做出与液体流量无关地水平漏液线（ 1）8.2.5液相负荷下限线（ 5）取平堰、堰上液层高度 how 0.00145 m 作为液相负荷下限条件，取 E 1.028/47个人收集整理仅做学习参考2.84360L0S,min2/3则howE(lw)10000.001451.0S,min23600L32.8410000.528整理上式得Ls,min5.35105m3/s依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷下限线（5）图8-2 VS LS图将以上5条线标绘于VS LS图中，即为提馏段负荷性能图 .5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线.OP线与（2）线地交点相应相负荷为 VS,max，OP线与气相负荷下限线（ 4）地交点相应气相负荷为 Vs,min.图见坐标纸.文档来自于网络搜索贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制 .VS,max 2.0110读图，提馏段地操作弹性 VS,min 0.2019、精馏塔接管尺寸计算9.1塔顶蒸气出口管29/47个人收集整理 仅做学习参考VSVRTD46.89528.314(83.2273.15)33600pD3600105.330.366m/s选择蒸气速度u18m/s，则d4VS40.3660.161mu3.1418按照HG20553-93Ia，选择钢管168.311mm核算u4V40.366S1.4m6/s6d23.10.14268，在10~20m/s之间，可用。39.2塔顶回流液管LMLS13600

Lm1Lm1

17.659284.293/s36000.0005m855.17选择回流液流速u0.4m/s，则d4LS40.00050.040mu3.140.4按照HG20553-93Ia，选择钢管42.41.6mmu4LS40.00050.354m/s核算d23.140.04242，在0.2~0.5m/s之间，可用。9.3进料管FMFS3600

LFmLFm

40.3188.3936000.0012m3/s893.60选择进料液流速u2.0m/s，则d4FS40.00120.028mu3.142.0按照HG20553-93Ia，选择钢管26.91.6mm4FS40.0012，在1.5~2.5m/s之间，可用。核算u3.140.026922.11m/sd29.4塔釜出料管LSLMLWm57.9692112.423/sLWm0.0019m36003600974.2030/47个人收集整理 仅做学习参考选择塔釜出料液流速 u 0.8m/s，则d4LS40.00190.055mu3.140.8按照HG20553-93Ia，选择钢管60.31.6mmu4LS40.003090.67m/s核算d23.140.06032，在0.5~1.0m/s之间，可用。9.5加热蒸气进口管K3502781.261.15Ko选择蒸气速度u15m/s，则VSVRTw46.89528.314(137273.15)0.381m3/s3600pw3600116.5d4VS40.3810.1m8u3.1415按照HG20553-93Ia，选择钢管168.311mm核算u4VS40.38117.1m/s，在12~20m/s之间，可用。d23.140.1683210、产品冷却器选型10.1基本物性数据地查取 :10.2塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯地定性温度tD=83.2℃设水地进口温度为 t1 25℃根据设计经验，选择冷却水地温升为 8℃，则水地出口温度为 t2 25 8 33℃水地定性温度：253329℃2查得苯在定性温度下地物性数据31/47个人收集整理 仅做学习参考密度： 812.94kg/m3饱和蒸汽气化热： r=393.9kJ/kg查得水在定性温度下地物性数据密度： 995.5kg/m3定压比热容：Cp 4.174kJ/(kg℃·）导热系数：k=0.618W/(m2·℃)黏度： =0.80×103Pa·s10.3热负荷计算:M·D·r=78.1129×.2×393.9×103/3600=2.5010×5W冷却水耗量:Q2.50105WCC（）37.5pct21）kg/s（4.1741033-2510.4确定流体地流径该设计任务地热流体为苯， 冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热， 提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程 .文档来自于网络搜索坛摶乡囂忏蒌鍥铃氈淚。计算平均温度 :暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯T83.2-----冷却水----25_______________________________________△t50.258.2‘t2-t158.2-50.2℃tm54.10lnt2ln58.2t150.210.5计算R和P:RT1T20，Pt2-t10.137t2-t1T1t1查表得：t1，因t0.8,选单壳程可行.32/47个人收集整理 仅做学习参考tm t tm' 54.10℃10.6选择换热器型号由于两流体温差≈50℃,壳选用固定管板式换热器地系列标准（JB/T4715-92）选择主要参数如下：公称直径Dn400mm公称压力Np1.6Mpa管程数Np4管子尺寸252.5管子根数n94管长6000mm管中心距32mm中心排管数11管子排列方式正三角形管程流通面积20.0163m实际换热面积S0nd（0L0.1）943.140.025（60.1）43.5m2选K值，估算传热面积参照《化工流体流动与传热》附录二十六，初选取K=310W/(m2·℃)SQ2.510514.9m2Ktm31054.10安全系数：43.523.0100%89.1%，传热面积地裕度可满足工艺要求.23.0采用此换热面积地换热器，则要求过程地总传热系数为：K0Q2.5105106W/(m2S0tm43.554.10·℃)K'310验算：Ko1062.91.15，符合实际标准11、设计结果一览表物料衡算结果序号 项目 符号 单位 数值 备注1 塔顶摩尔分数 xD 1 0.98633/47个人收集整理 仅做学习参考2 塔顶平均摩尔质量 MD kg/kmol3塔顶流量Dkmol/h4进料摩尔分数xF15进料液平均摩尔质量MFkg/kmol

78.59 气相80.18 液相29.20.70280.70 气相88.39 液相6进料流量Fkmol/h7塔釜摩尔分数xW18塔釜平均摩尔质量MWkmol/h9 塔釜产品流量 W

40.310.00288112.23 气相112.42 液相11.11精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段备注1每层塔板压降pkPa0.7ET0.482平均压力pmkPa107.41133平均温度tmoC87.5114.44平均粘度mmPas0.2920.2415液相平均摩尔质量MLmkg/kmol84.29100.416气相平均摩尔质量MVmkg/kmol79.8296.467液相平均密度Lmkg/m3855.17933.98气相平均密度Vmkg/m32.863.389平均表面张力LmmN/m21.43520.795浮阀塔板工艺设计结果34/47个人收集整理 仅做学习参考序号项目1塔径D/m2板间距HT/m3堰长4堰高5弓形降液管界面积6弓形降液管宽度7降液管底隙高度8横排孔心距9排间距10浮阀数11开孔率

符号单位数值备注Dm0.8精馏段HTm0.42和提馏段lWm0.528塔径、堰m高、降液管hW0.0640.056底隙高度Afm0.036进行统一Wdm0.1圆整，以便m加工.h00.0130.018tm0.08tm0.080N015258%12.3613.78接管尺寸计算结果序号项目规格材料1塔顶蒸气出口管φ168.3×11热轧钢管2塔顶回流液管φ42.4×1.6冷拔钢管3进料管φ26.9×1.6冷拔钢管4塔釜出料管φ60.3×1.6冷拔钢管5加热蒸气进口管Φ168.3×11热轧钢管12、结论通过这次课程设计， 我才明白要设计好一个设备光是书上地公式是不够地， 还需要一定地实践经验，否则设计出来地设备仅仅是图纸而已，根本不能用于生产 .文档来自于网络搜索蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。因此，在这次课程设计中我收获了很多 .首先，通过这一次地课程设计，我进一步巩固和加深了所学地基本理论、 基本概念和基本知识， 培养了自己分析和解决与本课程有关地具35/47个人收集整理 仅做学习参考体原理所涉及地实际问题地能力 .对化工原理设计有了更加深刻地理解，为后续课程地学习奠定了坚实地基础 .而且，这次课程设计过程，最终完美地实现了预期地目地，同时对这次经历难以忘怀. 其次通过这次课程设计， 对板式塔地工作原理有了初步详细精确话地了解，加深了对设计中所涉及到地一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论地了解 .使我们重新复习了所学地专业课， 学习了新知识并深入理解， 使之应用于实践， 将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大地帮助 .非常有成就感，培养了很深地学习兴趣.文档来自于网络搜索買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。在老师和同学地帮助， 我们及时地按要求完成了设计任务， 通过这次课程设计， 使我获得了很多重要地知识， 同时也提高了自己地实际动手和灵活整合运用知识地能力 .虽然整体设计我基本满意，但由于缺乏经验难免会有不足之处，望老师给予批评指正 .文档来自于网络搜索綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。13.附录13.1.组分地饱和蒸汽压 pi（mmHg）温度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900pi148205293400543719760氯苯13