2022年苯甲苯连续精馏塔方案.docx

精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用设计任务书一> 设计题目试设计一座苯甲苯连续精馏塔,要求年产纯度为95%的苯 2.952 万吨 /年,塔顶馏出液中含苯不得低于95% ,塔釜馏出液中含苯不得高于2%,原料液中含苯 39% ；<以上均为质量分数）二> 操作条件1> 塔顶压力 常压 2> 进料热状态 自选 3> 回流比 自选 4> 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa<表压）5> 单板压降 0.7kPa 6> 塔顶操作压力 4kPa 三> 塔板类型自选四> 工作日每年工作日为 300 天,每天 24 小时连续运行 7200小时 >；五> 设计说明书的内容1. 设计内容 1> 流程和工艺条件的确定和说明 2> 操作条件和基础数据 3> 精馏塔的物料衡算；4> 塔板数的确定；5> 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算；6> 精馏塔的塔体工艺尺寸运算；7> 塔板主要工艺尺寸的运算；8> 塔板的流体力学验算；9> 塔板负荷性能图；10>主要工艺接管尺寸的运算和选取 管、人孔等）11> 塔板主要结构参数表<进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽12> 对设计过程的评述和有关问题的争论；2. 设计图纸要求：1> 绘制生产工艺流程图 <A3 号图纸）；2> 绘制精馏塔设计条件图 <A3 号图纸）；名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用目录1. 流程和工艺条件的确定和说明 12. 操作条件和基础数据 12.1. 操作条件 12.2. 基础数据 13. 精馏塔的物料衡算 13.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 13.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 23.3. 物料衡算 24. 塔板数的确定 24.1. 理论塔板层数 NT 的求取 24.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 24.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 44.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 44.1.4. 求操作线方程 44.1.5. 图解法求理论板层数 44.2. 实际塔板数的求取 45. 精馏塔的工艺条件及有关物性的运算 45.1. 操作压力运算 55.2. 操作温度运算 55.3. 平均摩尔质量运算 55.4.平均密度运算 55.4.1. 气相平均密度运算655.4.2. 液相平均密度运算65.5. 液体平均表面张力运算5.6.液体平均黏度运算75.7. 全塔效率运算 7名师归纳总结 5.7.1. 全塔液相平均粘度运算78第 2 页,共 26 页5.7.2. 全塔平均相对挥发度运算- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用5.7.3. 全塔效率的运算 8 6. 精馏塔的塔体工艺尺寸运算 8 6.1. 塔径的运算 8 6.2. 精馏塔有效高度的运算 9 7. 塔板主要工艺尺寸的运算 10 7.1. 溢流装置运算 10 7.1.1. 堰长 lW10 7.1.2. 溢流堰高度 hW10 7.1.3. 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af10 7.1.4. 降液管底隙高度 h011 7.2. 塔板布置 11 7.2.1. 塔板分布 11 7.2.2. 边缘区宽度确定 11 7.2.3. 开孔区面积运算 11 7.2.4. 筛孔运算及其排列 11 8. 筛板的流体力学验算 12 8.1. 塔板压降 12 8.1.1. 干板阻力 hc 运算 12 8.1.2. 气体通过液层的阻力 h1 运算 12 8.1.3. 液体表面张力的阻力 h 运算 12 8.2. 液面落差 13 8.3. 液沫夹带 13 8.4. 漏液 14 8.5. 液泛 14 9. 塔板负荷性能图 14 9.1. 漏液线 14 9.2. 液沫夹带线 15 9.3. 液相负荷下限线 16 9.4.液相负荷上限线 16名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用9.5.液泛线 1610. 主要工艺接管尺寸的运算和选取 1810.1. 塔顶蒸气出口管的直径 dV1810.2. 回流管的直径 dR1910.3. 进料管的直径 dF1910.4. 塔底出料管的直径 dW1911. 塔板主要结构参数表 1912. 设计试验评论 2013.参考文献 21名师归纳总结 14.附图 <工艺流程简图、主体设备设计条件图）21第 4 页,共 26 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用1. 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分别苯甲苯混合物；对于二元混合物的分别,应采纳连续 精馏流程；设计中采纳泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏 塔内；塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其 余部分经产品冷凝冷却后送至储罐；该物系属易分别物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的 却后送至储罐；2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件 塔顶压力 常压 4kPa 进料热状态 泡点进料 回流比 1.759倍1.4 倍；塔釜采纳间接蒸汽加热,塔底产品经冷塔底加热蒸气压力 0.5Mpa<表压）单板压降 0.7kPa；2.2. 基础数据 进料中苯含量 <质量分数） 39% 塔顶苯含量 <质量分数） 95% 塔釜苯含量 <质量分数） 2% 生产才能 <万吨 /年） 2.952 3. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率名师归纳总结 甲醇的摩尔质量MA=78.11 kg/kmol 第 5 页,共 26 页水的摩尔质量MB=92.13 kg/kmol xF=0.430 xD=0.957 - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - xW=个人资料整理仅限学习使用=0.024 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF= 0.430× 78.11+<1-0.430）× 92.13=86.10kg/kmol MD= 0.957× 78.11+<1-0.957）× 92.13=78.71 kg/kmol MW= 0.024× 78.11+<1-0.024）× 92.13=91.79 kg/kmol 3.3. 物料衡算生产才能 F= =47.62 kmol/h 总物料衡算 47.62=D+W 苯物料衡算 47.62× 0.430=0.957D+0.02W联立解得D=20.72 kmol/h W=26.90 kmol/h 4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数 NT 的求取 苯甲苯属抱负物系,可采纳图解法求理论板层数；4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图 由手册 1查的甲醇 -水物系的气液平稳数据表一 苯甲苯气液平稳 苯<101.3KPa）/%<mol） 名师归纳总结 沸点 /110.56 105.71 101.78 98.25 95.24 92.43 第 6 页,共 26 页20.8 37.2 50.7 61.9 71.3 气相组成0.0 液相组成0.0 10.0 20.0 30.0 40.0 50.0 沸点 /89.82 87.32 84.97 82.61 81.24 80.01 85.7 91.2 95.9 98.0 100.0 气相组成79.1 液相组成60.0 70.0 80.0 90.0 95.0 100.0 由上数据可绘出和t-x-y 图和 x-y 图；- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用图一图二名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定采纳作图法求最小回流比；由于是泡点进料,就xF =x q,在图二中对角线上,自点 <0.430,0.430）作垂线即为进料线 <q 线）,该线与平稳线的交点坐标 为yq= 0.654 xq=0.430336 故最小回流比为Rmin=1.353 就操作回流比为 R= 1.3Rmin =1.3× 1.353=1.759 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 L=RD=1.759× 20.72=36.45 kmol/h V=R+1>D =<1.759+1）× 20.72=57.17 kmol/h L=L+F =36.45+47.62=84.07 kmol/h V=V =57.17 kmol/h 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用4.1.4. 求操作线方程相平稳方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为4.1.5. 求理论板层数1>采纳图解法求理论板层数,如图二所示；求解结果为总理论塔板数 NT=16<包括再沸器）进料板位置 NF=9 2逐板运算求理论塔板数x y x y 1 0.901 0.957 9 0.364 0.586 2 0.827 0.922 10 0.308 0.524 3 0.738 0.875 11 0.242 0.441 4 0.645 0.818 12 0.176 0.345 5 0.560 0.759 13 0.117 0.247 6 0.491 0.704 14 0.072 0.161 7 0.440 0.660 15 0.0406 0.095 8 0.406 0.628 16 0.0198 0.048 x8<xq 换提馏段方程逐板运算进料板在 NF=8 x16<xw 总理论塔板数 NT=16 4.2. 实际塔板数的求取全塔效率假设 0.54 塔内实际板数 N=16-1>/0.54=28 实际进料板位置 Nm=NR+1=16 名师归纳总结 精馏段实际板层数N 精=8/0.54=15 第 9 页,共 26 页提馏段实际板层数N提=7/0.54=13 - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的运算5.1. 操作压力运算 塔顶操作压力 PD=101.30 + 4 =105.30 kPa 每层塔板压降 P=0.70 kPa 进料板压力 PF=101.30+0.70× 15=115.80 kPa 精馏段平均压力 Pm=105.30+115.80> /2=110.60 kPa 5.2. 操作温度运算 1）由图二得出塔顶温度tD=82.2oC 法计算进料板温度 tF=99.6oC精馏段平均温度tm=<82.2+99.6）/2=90.9oC 2）示差依据操作压力,由泡点方程通过试差法运算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸 气 压 由 安 托 尼 方 程 计 算 , 计 算 过 程 略 ； 计 算 结 果 如 下 ：塔顶温温度度tDtF82.2进料板99.6精馏段平均温度 tm<82.299.6）/2 = 90.95.3.平均摩尔质量运算 1）塔顶平均摩尔质量运算 由 xD=y 1=0.957,逐板运算得 x1=0.901 MVDm=0.957× 78.11+<1-0.957）× 92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.901× 78.11+<1-0.901）× 92.13=79.51 kg/kmol 2）进料板平均摩尔质量运算 由逐板运算解理论板,得yF=0.628 xF=0.406 M VFm=0.628× 78.11+<1-0.628）× 92.13= 83.32 kg/kmol M LFm=0.406× 78.11+<1-0.406）× 92.13= 86.44 kg/kmol 3）精馏段平均摩尔质量名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用M Vm=<78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmol M Lm=<79.51+86.44）/2=82.98 kg/kmol 5.4.平均密度运算5.4.1. 气相平均密度运算 由抱负气体状态方程运算,即Vm=kg/m35.4.2. 液相平均密度运算 液相平均密度依下式运算,即1/ Lm=塔顶液相平均密度的运算有 tD=82.2oC,查手册 2 得3 A=812.7 kg/m3 B=807.9 kg/m kg/m3LDm= 进料板液相平均密度运算有 tF=99.6oC,查手册 2 得3 A=793.1 kg/m3 B=790.8kg/m进料板液相的质量分率 A=LFm=3 kg/m精馏段液相平均密度为3 Lm=<812.49+791.64）/2=802.07 kg/m5.5. 液体平均表面张力运算 液相平均表面张力依下式运算,即塔顶液相平均表面张力的运算有 tD=82.2oC,查手册 2 得名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - A=21.24 mN/m 个人资料整理仅限学习使用B=21.42 mN/m LDm=0.957× 21.24+0.043× 21.42=21.25 mN/m 进料板液相平均表面张力的运算有 tF=99.6oC,查手册 2 得 A=18.90 mN/m B=20.04 mN/m LFm=0.406× 18.90+0.594× 20.04=19.58 mN/m 精馏段液相平均表面张力为Lm= <21.25+19.58）/2=20.42 mN/m 5.6.液体平均黏度运算 液相平均粘度依下式运算,即塔顶液相平均粘度的运算 由 tD=82.2 oC,查手册 2 得A=0.302 mPa·s B=0.306 mPa·s 解出LDm=0.302mPa· s 进料板液相平均粘度的运算由 tF=99.6 oC,查手册 2 得A=0.256 mPa· s B=0.265 mPa·s解出 LFm=0.261mPa· s 精馏段液相平均粘度为Lm=<0.302+0.261 ）/2=0.282 5.7. 全塔效率运算 5.7.1. 全塔液相平均粘度运算塔顶液相平均粘度为 LDm=0.302mPa· s 塔釜液相平均粘度的运算名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用由 tW=117.2oC,查手册 2 得A=0.22 mPa·s s B=0.24mPa·s 解出LWm=0.24mPa·全塔液相平均粘度为L=<0.302+0.24 ）/2=0.27 mPa ·s 5.7.2. 全塔平均相对挥发度运算相对挥发度依下式运算,即<抱负溶液）塔顶相对挥发度的运算由 tD=82.2 oC,查手册 2 得PA° =104.80 KPa PB° =40 KPa 由 tW=117.2 oC,查手册 2 得PA° =250 KPa PB° =100.60 KPa 全塔相对挥发度为5.7.3. 全塔效率的运算查精馏塔全塔效率关联图 筛板塔校正值为 1.1 3 得全塔效率 E0'=0.50 故 E0=1.1E0'=1.1 × 0.50=0.55 与假定值相当接近,运算正确；名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用6. 精馏塔的塔体工艺尺寸运算6.1. 塔径的运算精馏段的气、液相体积流率为m 3/s m 3/s 由 umax=式中 C= 0.2,查手册史密斯关联图 4其中横坐标为= =0.039 取板间距 HT=0.45 m,板上液层高度 hL=0.06m,就HT-hL=0.45-0.06=0.39m 查史密斯关联图可得C20=0.082 C= 0.2=0.082×=0.0823 umax=0.0823×=1.387m/s 取安全系数为 0.7,就空塔气速为u= 0.7umax=0.70× 1.387=0.971m/s D=0.774m 按标准塔径圆整后为 D=0.80 m 塔截面积为名师归纳总结 AT=2 m第 14 页,共 26 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用实际空塔气速为u= =0.910 m/s 6.2. 精馏塔有效高度的运算 精馏段有效高度为 Z精=N 精-1>× HT=15-1>× 0.45=6.30 m 提馏段有效高度为 Z提=N 提-1>× HT=13-1>× 0.45=5.40m 在进料板上方开一个人孔,其高度为 0.80m 就精馏塔的有效高度为 Z= Z精+ Z 提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m 7. 塔板主要工艺尺寸的运算7.1. 溢流装置运算 因塔径 D=0.80 m,选用单溢流弓形降液管,采纳凹形受液盘；各项运算如下：7.1.1. 堰长 lW 取 lW=0.726D=0.726× 0.80 =0.581 m 7.1.2. 溢流堰高度 hW 由 hW=hL-hOW选用平直堰,堰上液层高度hOW=2/3 hOW=0.0101m 取板上请液层高度 hL=0.06m 就 hW=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m 符合加压情形下 4080mm 的范畴 7.1.3. 弓形降液管宽度 W d和截面积 Af 由 lW/D=0.726 名师归纳总结 查手册弓形降液管的参数图4 得第 15 页,共 26 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用就 Af=0.050 m 2=0.125 m 验算液体在降液管中停留时间,即 =21.43 s>5s 故降液管设计合理7.1.4. 降液管底隙高度 h0 取 u0=0.06 m/s 就 =0.0301m 符合小塔径 h0 不小于 25mm 的要求； hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m0.006m 故降液管底隙高度设计合理；选用凹形受液盘,深度 =50mm 7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因 D=0.80m,所以采纳分块式；查手册 7.2.2. 边缘区宽度确定4 得,塔板分为 3 块；取安定区 0.06m,边缘区 Wc=0.05m；7.2.3. 开孔区面积运算开孔区面积 A a按下式运算,其中 x=-0.125+0.05>=0.225m r=-0.05=0.35m 就 Aa=0.292 m 27.2.4. 筛孔运算及其排列名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用苯 甲 苯 体 系 处 理的物 系 无 腐 蚀 性 , 选用 =3mm 碳 钢 板 , 取筛 孔 直 径d0=5mm；筛孔按正三角排列,取孔中心距 t 为 t=2.5 d0=2.5× 5=12.5mm 筛孔数目 n 为n=2165 个开孔率为 =0.907<）2=0.907=14.51% 气体通过阀孔的气速为u0=m/s 8. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板压降 hd运算干板压降可由下式运算,hd=由 d0/ =5/3=1.67,查手册干筛孔的流量系数图 4 ,可得孔流系数 C0=0.78 故 hd= m 液柱8.1.2. 气体通过液层的阻力 hL 运算ua= = m/s Fa= = kg 1/2/<s· m 1/2）查手册充气系数关联图 4 可得=0.59 名师归纳总结 就hL=hw+how>=0.59<0.0499+0.0101）=0.035m液柱第 17 页,共 26 页- - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用8.1.3. 液体表面张力的阻力 h 运算液体表面张力所产生的阻力 h 由下式运算h= m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度 hp 由下式得hp= h1+ h+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hp g=0.0711× 802.07× 9.81=559.44 Pa<700Pa<设计答应值）8.2. 液面落差液面落差 由下式运算平均液流宽度m 塔板上鼓泡层高度m 内外堰间距离m 液相流量=0.00105 m 3/s 故m /0.05=0.014<0.5 所以液面落差符合要求8.3. 液沫夹带液沫夹带量由下式运算名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用hf=2.5hL=2.5× 0.035=0.0875 就ev 在答应范畴内； kg 液/kg 气<0.1 kg 液/kg 气所以本设计中液沫夹带8.4. 漏液对筛板塔,漏液点气速 u0,min 由下式算得=5.20 m/s 实际孔速 u0=10.79m/s>u0,min 运算正确稳固系数为故在本设计中无明显漏液；8.5. 液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层 Hd高应听从下式苯甲苯物系属一般物系,取 =0.5,就=0.5<0.45+0.0499）=0.25m 又 Hd=hp+ h L+ hd板上不设计进口堰, hd可由下式算得m 液柱Hd = 0.0711+0.035+0.0096=0.116m液柱就所以本设计中不会发生液泛现象；名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线由u0,min=hL=h OW +hW hOW=2/3得 =4.4× 0.78× 0.292× 0.1451 ×整理得=在操作范畴内,任取几个L s值,依上式运算出V s值,运算结果如下表二；表二Ls,m 3/s 0.0070 0.010 0.030 0.060 1.37 1.56 1.75 Vs,m 3/s 1.33 由上表作出漏液线1；9.2. 液沫夹带线以 ev=0.1 kg 液/kg 气为限,求 Vs-Ls关系如下：由ua= =hf=2.5hL=2.5<hOW +hW）名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用hW=0.036 hOW=故 hf=0.09+1.22Ls 2/3HThf=0.6<0.09+1.22Ls 2/3 ）=0.511.22Ls 2/3=0.1 整理得在操作范畴内,任取几个Ls值,依上式运算出Vs值,运算结果如下表三；表三Ls,m 3/s 0.0070 2；0.010 0.030 0.060 8.80 7.61 6.27 Vs,m 3/s 9.03 由上表可作出液沫夹带线9.3. 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；由下式 hOW= 2/3=0.006 取 E=1,就Ls,min= m 3/s 就可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3；9.4.液相负荷上限线以 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式 = 4 得 Ls,max= m 3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4；9.5.液泛线令名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h 1+ h+ h c；h1= hL；hL=hOW +hW联立得忽视 h,将 hOW 与 Ls,hd与 Ls,hc与 Vs的关系代入上式,并整理得式中将有关数据代入,得就即在操作范畴内,任取几个Ls值,依上式运算出Vs值,运算结果如下表四；表四Ls,m 3/s 0.0070 5. 0.010 0.030 0.040 9.13 7.06 5.07 Vs,m 3/s 9.32 由上表数据可以作出液泛线依据以上各线方程,可以作出筛板塔的负荷性能图,如下：名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用在负荷性能图上,作出操作点 A,连接 OA,即作出操作线；由图可知,改筛板的操作上限为液泛掌握,下限为漏液掌握；由图得=1.18 m 3/s =7.83 m 3/s 就操作弹性为/ =6.64 10. 主要工艺接管尺寸的运算和选取10.1. 塔顶蒸气出口管的直径 dV 操作压力为常压时,蒸气导管中常用流速为1220 m/s,蒸气管的直径为, 其 中 dV- 塔 顶 蒸 气 导 管 内 径 m Vs- 塔 顶 蒸 气 量 m 3/s, 取uv=15.00 m/s,就m 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用应选取接管外径 ×厚度 630 ×20mm 10.2. 回流管的直径 dR塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时,回流液靠重力自流入塔内,流速 uR 可取0.20.5 m/s；取 uR=0.3 m/s,就m 应选取接管外径 ×厚度 25×2mm 10.3. 进料管的直径 dF 采纳高位槽送料入塔,料液速度可取uF=0.40.8 m/s,取料液速度uF= 0.5 m/s,就m 应选取接管外径 ×厚度 219× 14mm 10.4. 塔底出料管的直径dW 一般可取塔底出料管的料液流速UW 为 0.51.5 m/s,循环式再沸器取1.01.5 m/s本设计取塔底出料管的料液流速 UW 为 0.8 m/s>就 m 接管外径 ×厚度 133× 5.5mm 11. 塔板主要结构参数表表五.筛板塔设计运算结果名师归纳总结 序号工程数值第 24 页,共 26 页1 平均温度 tm 89.28 2 105.15 平均压力 Pm kPa 3 4.25 气相流量 Vs m 3/s 4 0.011 液相流量 Ls m3/s 5 38 实际塔板数6 有效段高度 Z m 22.20 - - - - - - -精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用7 精馏塔塔径 m 2 8 板间距 m 0.60 9 溢流形式 单溢流10 降液管形式 弓形11 堰长 m 1.60 12 堰高 m 0.036 13 板上液层高度 m 0.060 14 堰上液层高度 m 0.024 15 降液管底隙高度 m 0.028 16 安定区宽度 m 0.060 17 边缘区宽度 m 0.030 18 开孔区面积 m2 2.28 19 筛孔直径 m 0.004 20 筛孔数目 6145 21 孔中心距 m 0.012 22 开孔率 14.50 23 空塔气速 m/s 1.36 24 筛孔气速 m/s 12.95 25 稳固系数 2.16 26 精馏段每层塔板压降 Pa 675.16 27 负荷上限 液泛掌握28 负荷下限 漏液掌握29 液液沫夹带 ev 0.1kg 液/kg 气> 0.016 30 气相负荷上限 m 3/s 0.070 31 气相负荷下限 m 3/s 1.36× 10-332 操作弹性 1.69 12. 设计试验评论苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到,常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等,常实行精馏的方法分别提纯苯；苯为无色透亮液体,有芳香族名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页,共 26 页精选学习资料 - - - - - - - - - 个人资料整理 仅限学习使用特有的气味,难用于水；苯的危急特性属第3.2 类中闪点易燃液体；苯的蒸气对人有剧烈的毒性,急性中毒时显现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤惨白、体温顺血压下降、脉搏柔弱,终因呼吸麻痹、痉挛而死亡；工业上 常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料,清漆、硝 基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂；本设计进行苯和甲苯的分别,采纳直径为2m 的精馏塔,选取效率较高、塔板结构简洁、加工便利的单溢流方式,并采纳了弓形降液盘；该设计的优 点：1.操用、调剂、检修便利；2.制造安装较简洁；3.处理才能大,效率较高,压强较低,从而降低了操作费用；4.操作弹性较大；该设计的缺点：设备的运算及选型都有较大的误差存在,从而选取的操作点的不是在最好 的范畴内,影响了设计的优良性；13.参考文献1 程能林 .溶剂手册 .北京：化学工业出版社, 2002 2 刘光启等 .化工物性算图手册 , 2002 3 杨祖荣 .化工原理 .北京：化学工业出版社,2022 4 贾邵义 柴诚敬 .化工原理课程设计 .天津：天津高校出版社,20025 国家医药治理局上海医药设计院 工业出版社, 1996,2-200.化学工艺设计手册