化工原理课程设计_苯-甲苯筛板精馏塔分离decc.docx

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1、苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计化工原理理课程设设计-苯苯-甲苯苯连续精精馏筛板板塔的设设计目录一 序序 言3二 板板式精馏馏塔设计计任务书书五4三 设设计计算算51.1 设计方方案的选选定及基基础数据据的搜集集51.2 精馏塔塔的物料料衡算71.3 精馏塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数据据的计算算121.4 精馏塔塔的塔体体工艺尺尺寸计算算161.5 塔板主主要工艺艺尺寸的的计算181.6 筛板的的流体力力学验算算201.7 塔板负负荷性能能图23四 设设计结果果一览表表29五 板板式塔得得结构与与附属设设备305.1附附件的计计算305.1.1接管管305.1.2冷凝凝器325.1.3 再再沸

2、器325.2 板式式塔结构构33六 参参考书目目35七 设设计心得得体会35八 附附录36一 序序 言 化工工原理课课程设计计是综合合运用化化工原理理课程程和有关关先修课课程（物物理化学学，化化工制图图等）所所学知识识，完成成一个单单元设备备设计为为主的一一次性实实践教学学，是理理论联系系实际的的桥梁，在在整个教教学中起起着培养养学生能能力的重重要作用用。通过过课程设设计，要要求更加加熟悉工工程设计计的基本本内容，掌掌握化工工单元操操作设计计的主要要程序及及方法，锻锻炼和提提高学生生综合运运用理论论知识和和技能的的能力，问问题分析析能力，思思考问题题能力，计计算能力力等。 精馏是是分离液液体混

3、合合物（含含可液化化的气体体混合物物）最常常用的一一种单元元操作，在在化工，炼炼油，石石油化工工等工业业中得到到广泛应应用。精精馏过程程在能量量剂驱动动下（有有时加质质量剂），使使气液两两相多次次直接接接触和分分离，利利用液相相混合物物中各组组分的挥挥发度的的不同，使使易挥发发组分由由液相向向气相转转移，难难挥发组组分由气气相向液液相转移移，实现现原料混混合液中中各组分分的分离离。根据据生产上上的不同同要求，精精馏操作作可以是是连续的的或间歇歇的，有有些特殊殊的物系系还可采采用衡沸沸精馏或或萃取精精馏等特特殊方法法进行分分离。本本设计的的题目是是苯-甲甲苯连续续精馏筛筛板塔的的设计，即即需设计

4、计一个精精馏塔用用来分离离易挥发发的苯和和不易挥挥发的甲甲苯，采采用连续续操作方方式，需需设计一一板式塔塔将其分分离。二 板板式精馏馏塔设计计任务书书一、设计计题目苯-甲苯苯连续精精馏筛板板塔的设设计。二、设计计任务(1)原原料液中中苯含量量：质量量分率75(质量量)，其其余为甲甲苯。(2)塔塔顶产品品中苯含含量不得得低于998(质量)。(3)残残液中苯苯含量不不得高于于8.55(质质量)。(4)生生产能力力：9000000 t/y苯产产品，年年开工3310天天。三、操作作条件(1)精精馏塔顶顶压强：4.00kPaa(表压压) (22)进料料热状态态：自选选(3)回回流比：自选。 (4)单单板

5、压降降压：0.77kPaa 四、设计计内容及及要求(1)设设计方案案的确定定及流程程说明(2)塔塔的工艺艺计算(3)塔塔和塔板板主要工工艺尺寸寸的设计计塔高、塔塔径以及及塔板结结构尺寸寸的确定定；塔板板的流体体力学验验算；塔塔板的负负荷性能能图。(4)编编制设计计结果概概要或设设计一览览表(5)辅辅助设备备选型与与计算(6)绘绘制塔设设备结构构图：采采用绘图图纸徒手手绘制五、时间间及地点点安排(1)时时间：220111.6.2020111.77.3(第188周第第19周周)(2)地地点：明明德楼AA3188（1）教教室六、参考考书目1谭谭天恩化工原原理(第第二版)下册北京：化学工工业出版版社，

6、1199882何何潮洪,冯霄化工原原理北京：科学出出版社，2200113柴柴诚敬,刘国维维化工原原理课程程设计天津：天津科科学技术术出版社社，199944贾贾绍义,柴敬诚诚化工原原理课程程设计天津：天津大大学出版版社，220022三 设设计计算算1.1 设计方方案的选选定及基基础数据据的搜集集 本设计计任务为为分离苯苯一甲苯苯混合物物。由于于对物料料没有特特殊的要要求，可可以在常常压下操操作。对对于二元元混合物物的分离离，应采采用连续续精馏流流程。设设计中采采用泡点点进料，将将原料液液通过预预热器加加热至泡泡点后送送人精馏馏塔内。塔塔顶上升升蒸气采采用全凝凝器冷凝凝，冷凝凝液在泡泡点下一一部分

7、回回流至塔塔内，其其余部分分经产品品冷却器器冷却后后送至储储罐。该该物系属属易分离离物系，最最小回流流比较小小，故操操作回流流比取最最小回流流比的11.8倍倍。塔底底设置再再沸器采采用间接接蒸汽加加热，塔塔底产品品经冷却却后送至至储罐。其其中由于于蒸馏过过程的原原理是多多次进行行部分汽汽化和冷冷凝，热热效率比比较低，但但塔顶冷冷凝器放放出的热热量很多多，但其其能量品品位较低低，不能能直接用用于塔釜釜的热源源，在本本次设计计中设计计把其热热量作为为低温热热源产生生低压蒸蒸汽作为为原料预预热器的的热源之之一，充充分利用用了能量量。塔板的类类型为筛筛板塔精精馏，筛筛板塔塔塔板上开开有许多多均布的的筛

8、孔，孔孔径一般般为38mmm，筛孔孔在塔板板上作正正三角形形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 结构构比浮阀阀塔更简简单，易易于加工工，造价价约为泡泡罩塔的的60，为浮浮阀塔的的80左右。 () 处理理能力大大，比同同塔径的的泡罩塔塔可增加加1015。 () 塔板板效率高高，比泡泡罩塔高高15左右。 () 压降降较低，每每板压力力比泡罩罩塔约低低30左右。 筛板塔塔的缺点点是： () 塔板板安装的的水平度度要求较较高，否否则气液液接触不不匀。 () 操作作弹性较较小(约约233)。() 小孔筛筛板容易易堵塞。下图是板板式塔的的简略图图：表1 苯和甲甲苯的物物理性质质项

9、目分子式分子量MM沸点（）临界温度度tC（）临界压强强PC（kPPa）苯AC6H6678.11180.11288.568333.4甲苯BC6H55CH392.113110.6318.5741077.7表2 苯和甲甲苯的饱饱和蒸汽汽压温度80.11859095100105110.6,kPaa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPaa40.0046.0054.0063.3374.3386.00表3 常温下下苯甲苯气气液平衡衡数据（2：例11附表表2）温度80.11859095100105液相中苯苯的摩尔尔分率1.00000.78800.58810.41120

10、.25580.1330汽相中苯苯的摩尔尔分率1.00000.90000.77770.63300.45560.2662表4 纯组分分的表面面张力(1：附录录图7)温度8090100110120苯，mNN/m甲苯，MMn/mm21.2221.772020.6618.8819.5517.5518.4416.2217.33表5 组分的的液相密密度(1：附录图图8)温度()8090100110120苯,kgg/814805791778763甲苯,kkg/809801791780768表6 液体粘粘度（11：）温度()8090100110120苯（mPP.s）0.30080.27790.25550.233

11、30.2115甲苯（mmP.ss）0.31110.28860.26640.25540.2228表7常压压下苯甲苯苯的气液液平衡数数据温度t液相中苯苯的摩尔尔分率x气相中苯苯的摩尔尔分率y110.560.0000.000109.911.0002.500108.793.0007.111107.615.00011.22105.0510.0020.88102.7915.0029.44100.7520.0037.2298.88425.0044.2297.11330.0050.7795.55835.0056.6694.00940.0061.9992.66945.0066.7791.44050.0071.3

12、390.11155.0075.5580.88060.0079.1187.66365.0082.5586.55270.0085.7785.44475.0088.5584.44080.0091.2283.33385.0093.6682.22590.0095.9981.11195.0098.0080.66697.0098.8880.22199.0099.66180.001100.0100.01.2 精馏塔塔的物料料衡算(1) 原料液液及塔顶顶、塔底底产品的的摩尔分分率 苯苯的摩尔尔质量 甲苯的的摩尔质质量 （2）原原料液及及塔顶、塔塔底产品品的平均均摩尔质质量 （3）物物料衡算算 原料料处理量量总物

13、料衡衡算 苯苯物料衡衡算 联联立解得得 式中 F-原料料液流量量 DD-塔顶产产品量 WW-塔底产产品量3 塔板板数的确确定 （1）理理论板层层数NTT的求取取 苯一一甲苯属属理想物物系，可可采逐板板计算求求理论板板层数。 求最小小回流比比及操作作回流比比。 采采用恩特特伍德方方程求最最小回流流比。 解得，最最小回流流比 取取操作回回流比为为 求精馏馏塔的气气、液相相负荷 (泡泡点进料料：q=1)求操作作线方程程 精馏段段操作线线方程为为提馏段操操作线方方程为（2）逐逐板法求求理论板板又根据 可解得得 =22.477 相平衡方方程 解得 变形得得 用精馏段段操作线线和相平平衡方程程进行逐逐板计

14、算算 = 00.9883 ， =0.9599， ， ， ， ， 因为,故精馏段段理论板板 n=5，用用提留段段操作线线和相平平衡方程程继续逐逐板计算算，因为，所以提留留段理论论板 nn=5（不不包括塔塔釜）【提提留段的的操作线线方程错错误】（3） 全塔效率率的计算算查温度组组成图得得到，塔塔顶温度度TD=80.94，塔釜釜温度TTW=1105，全塔塔平均温温度Tmm =992.997。分别查得得苯、甲甲苯在平平均温度度下的粘粘度，平均粘度度由公式式，得全塔效率率ET（4） 求实际板板数 精馏段段实际板板层数提馏段实实际板层层数进料板在在第111块板。1.3 精馏塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数

15、据据的计算算（1）操操作压力力计算 塔顶操操作压力力P44+1001.33 kPPa每层塔板板压降 P0.7 kkPa进进料板压压力1105.3+00.7101122.2 kPaa塔底操操作压力力=1119.33 kkPa精馏段平平均压力力 P m1 （1105.3+1112.3）21108.8 kkPa提馏段平平均压力力P m22 =（1112.3+1119.3）/2 =1155.8 kPaa（2）操操作温度度计算 依据操操作压力力，由泡泡点方程程通过试试差法计计算出泡泡点温度度，其中中苯、甲甲苯的饱饱和蒸气气压由 安托尼尼方程计计算，计计算过程程略。计计算结果果如下： 塔顶顶温度进料板温温

16、度85.53 塔底温度度=1055.0精馏段平平均温度度=（ 880.99.+885.553）/2 = 883.224提馏段平平均温度度=（885.553+1105.0）/2 =95.27（3）平平均摩尔尔质量计计算 塔塔顶平均均摩尔质质量计算算 由xD=y1=00.9557,代代入相平平衡方程程得x1=00.9559进料板平平均摩尔尔质量计计算 由上面理理论板的的算法，得得0.8777， 0.7422塔底平均均摩尔质质量计算算由xw=0.0077,由相平平衡方程程，得yyw=00.1771精馏段平平均摩尔尔质量 提馏段平平均摩尔尔质量（4） 平均密度度计算 气相平平均密度度计算 由理想想气体

17、状状态方程程计算，精精馏段的的平均气气相密度度即 提馏段的的平均气气相密度度液相平平均密度度计算 液相平平均密度度依下式式计算，即即 塔顶顶液相平平均密度度的计算算 由tD80.94，查手手册得 塔顶液相相的质量量分率 进料板液液相平均均密度的的计算 由tF85.53，查手手册得 进料板液液相的质质量分率率 塔底液相相平均密密度的计计算 由由tw1005.00，查手手册得 塔底液相相的质量量分率 精馏段液液相平均均密度为为 提馏段液液相平均均密度为为(5) 液体平平均表面面张力计计算 液液相平均均表面张张力依下下式计算算，即 塔顶液液相平均均表面张张力的计计算 由由 tDD80.94，查手手册

18、得 进料板液液相平均均表面张张力的计计算 由由tF85.53，查手手册得 塔底液相相平均表表面张力力的计算算 由 tW1055.0，查手手册得 精馏段段液相平平均表面面张力为为 提馏馏段液相相平均表表面张力力为 (6) 液体平平均粘度度计算 液相平平均粘度度依下式式计算，即即 Lm=xii塔顶液液相平均均粘度的的计算 由 ttD80.94，查手手册得 进料板液液相平均均粘度的的计算 由tF85.53，查手手册得 塔底液相相平均粘粘度的计计算 由由tw1055.0，查手手册得 精馏段液液相平均均粘度为为 提馏段液液相平均均粘度为为 （7）气气液负荷荷计算 精馏馏段： 提提馏段： 1.4 精馏塔塔

19、的塔体体工艺尺尺寸计算算 (1) 塔径的的计算塔板间距距HT的选定定很重要要，它与与塔高、塔塔径、物物系性质质、分离离效率、塔塔的操作作弹性，以以及塔的的安装、检检修等都都有关。可可参照下下表所示示经验关关系选取取。表7 板间距距与塔径径关系塔径DTT，m0.30.550.50.880.81.661.62.442.44.00板间距HHT，mmm20030002503500300450035060004006000对精馏段段：初选板间间距，取取板上液液层高度度，故；查史密斯斯关联图图 得CC20=00.0770；依依式校正物系系表面张张力为时时0.007077 可取安全全系数为为0.77，则（安

20、安全系数数0.660.88），故 按标准,塔径圆圆整为22.0mm,则空空塔气速速0.666m/s。对提馏段段：初选板间间距，取取板上液液层高度度，故；0.07117查2：图338得CC20=00.0668；依依式=00.0669校正物系系表面张张力为时时按标准,塔径圆圆整为22.0mm,则空空塔气速速1.556m/s。 将精馏馏段和提提溜段相相比较可可以知道道二者的的塔径不不一致，根根据塔径径的选择择规定，对对于相差差不大的的二塔径径取二者者中较大大的，因因此在设设计塔的的时候塔塔径取22.0mm。1.5 塔板主主要工艺艺尺寸的的计算(1) 溢流装置置计算 精馏段因因塔径DD2.0m，可可选

21、用单单溢流弓弓形降液液管，采采用平行行受液盘盘。对精精馏段各各项计算算如下： a)溢流堰堰长：单单溢流去去lW=（00.60.88）D，取取堰长为为0.660D=0.6602.00=1.20mmb)出口口堰高：故 c)降液液管的宽宽度与降降液管的的面积：由查（2：图313）得得，故 ，利用(2：式310)计算液液体在降降液管中中停留时时间以检检验降液液管面积积，即（大于于5s，符符合要求求）d)降液液管底隙隙高度：取液体体通过降降液管底底隙的流流速（00.077-0.225）依(22：式式311)：符合合（）e)受液液盘 采用用平行形形受液盘盘，不设设进堰口口，深度度为600mm同理可以以算出

22、提提溜段相相关数据据如下：a)溢流流堰长：单溢流流去lWW=（00.60.88）D，取取堰长为为0.666D=0.881.66=1.0566mb)出口口堰高：由查知E=1.004,依依式可得故c)降液液管的宽宽度与降降液管的的面积：由 查图得， 故计算液体体在降液液管中停停留时间间以检验验降液管管面积，即15.16（大大于5ss，符合合要求）d)降液液管底隙隙高度：取液体体通过降降液管底底隙的流流速0.1m/s（00.077-0.225） 0.0366（m）符符合（）(2) 塔板布布置 精馏段塔板的的分块 因D8000mm，故故塔板采采用分块块式。塔塔极分为为4块。对对精馏段段：a) 取边缘区

23、区宽度 安定区宽宽度 b)计算算开空区区面积，解得， c)筛孔孔数与开开孔率：取筛空空的孔径径为，正三三角形排排列，一一般碳的的板厚为为,取3.5，故孔中心心距55=177.5mmm筛孔数 则每层板板上的开开孔面积积为 气体通过过筛孔的的气速为为 1.6 筛板的的流体力力学验算算 塔板的流流体力学学计算，目目的在于于验算预预选的塔塔板参数数是否能能维持塔塔的正常常操作，以以便决定定对有关关塔板参参数进行行必要的的调整，最最后还要要作出塔塔板负荷荷性能图图。(1) 气体通通过筛板板压强相相当的液液柱高度度计算 精馏段：a) 干板压降降相当的的液柱高高度：依依，查干干筛孔的的流量系系数图图得，CC

24、0=0.84由由式b)气体体穿过板板上液层层压降相相当的液液柱高度度：， 由与与关联图图查得板板上液层层充气系系数=00.666，依式式c)克服服液体表表面张力力压降相相当的液液柱高度度：依式，故则单板压压强：(2) 液面落差差 对于于筛板塔塔，液面面落差很很小，且且本例的的塔径和和液流量量均不大大，故可可忽略液液面落差差的影响响。 (3) 雾沫夹夹带故在设计计负荷下下不会发发生过量量雾沫夹夹带。 (4) 漏液由式筛板的稳稳定性系系数，故故在设计计负荷下下不会产产生过量量漏液。 （55) 液液泛为防止降降液管液液泛的发发生，应应使降液液管中清清液层高高度依式， 而取，则故在设计计负荷下下不会发

25、发生液泛泛。根据以上上塔板的的各项液液体力学学验算，可可认为精精馏段塔塔径及各各项工艺艺尺寸是是适合的的。同精馏段段公式计计算，提提溜段各各参数计计算如下下：(1) 气体通通过筛板板压强相相当的液液柱高度度计算a) 干板压降降相当的的液柱高高度：b)气体体穿过板板上液层层压降相相当的液液柱高度度：， 由与与关联图图查得板板上液层层充气系系数=00.655，依式式c)克服服液体表表面张力力压降相相当的液液柱高度度：， 故则单板压压降： （2）液液面落差差 对于于筛板塔塔，液面面落差很很小，且且本例的的塔径和和液流量量均不大大，故可可忽略液液面落差差的影响响。 (33) 液液沫夹带带故在设计计负荷

26、下下不会发发生过量量雾沫夹夹带。(4) 漏液 查查得： 筛板的稳稳定性系系数，故故在设计计负荷下下不会产产生过量量漏液。(5) 液泛为防止降降液管液液泛的发发生，应应使降液液管中清清液层高高度依式， 而取，则故在设计计负荷下下不会发发生液泛泛。根据以上上塔板的的各项液液体力学学验算，可可认为提提馏段塔塔径及各各项工艺艺尺寸是是适合的的。1.7 塔板负负荷性能能图 精馏段：(1) 雾沫沫夹带线线 雾沫沫夹带量量取，前面面求得，代入，整整理得：在操作作范围内内，任取取几个LLs值，依依上式计计算出VVs值，计计算结果果列于表表3-119。 表8Ls /(m33/s) 0.00030.00040.0

27、0050.0006Vs /(m33/s)4.50064.37784.26614.1551由上表数数据即可可作出雾雾沫夹带带线。 (2) 液泛泛线 由由E=11.044,lWW=1.2得：已算出，代入，整整理得：在操作范范围内，任任取几个个Ls值值，依上上式计算算出Vss值，计计算结果果列于表表3-220。 表100Ls /(m33/s) 0.00030.00040.00050.0006Vs /(m33/s)4.06673.98843.90023.8221由上表数数据即可可作出液液泛线22。 (3) 液相负负荷上限限线 以以4ss作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限， 据此可可作出与与气体

28、流流量无关关的垂直直液相负负荷上限限线0.01663（mm3/s）。 (4) 漏液液线 由由和，代入得：整理得：在操作范范围内，任任取几个个Ls值值，依上上式计算算出Vss值，计计算结果果列于表表3-221。 表111Ls /(m33/s) 0.00030.00040.00050.0006Vs /(m33/s)1.19921.21111.22291.2445由上表数数据即可可作出液液泛线44。 (5) 液相负负荷下限限线 对于平直直堰，取取堰上液液层高度度hOW0.0006mm作为最最小液体体负荷标标准。EE=1.04据此可作作出与气气体流量量无关的的垂直液液相负荷荷下限线线5。根根据以上上各

29、线方方程，可可作出筛筛板塔的的负荷性性能图，如如图所示示。 图1 精精馏段筛筛板负荷荷性能图图 在负荷性性能图上上，作出出操作点点P，连连接OPP，即作作出操作作线。由由图可看看出，该该筛板的的操作上上限为液液泛控制制，下限限为漏液液控制。同精馏段段，得出出提馏段段的各曲曲线为：(1) 雾沫夹带带线 整理得：(2) 液泛线线 已知E=1.006 lw=1.22，同理理精馏段段得：由此可作作出精馏馏段液泛泛线2。(3) 漏液线 整理得：据此可作作出漏液液线3。 (4) 液相相负荷上上限线 以5ss作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限，据此可作作出与气气体流量量元关的的垂直液液相负荷荷上限线

30、线0.0013。 (5) 液相相负荷下下限线 以howw5ss作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限，整理得：由此可作作出液相相负荷下下限线55。 根根据以上上各线方方程，可可作出筛筛板塔的的负荷性性能图，如如图所示示。 四 设设计结果果一览表表项目符号单位计算数据据精馏段提留段各段平均均压强PmkPa108.8115.8各段平均均温度tm83.22495.227平均流量量气相VSm3/ss2.0882.022液相LSm3/ss0.000430.00092实际塔板板数N块1010板间距HTm0.4000.400塔的有效效高度Zm3.63.6塔径Dm22空塔气速速um/s0.6660.644

31、3塔板液流流形式单流型单流型溢流管型型式弓形弓形堰长lwm1.21.2堰高hwm0.04440.0444溢流堰宽宽度Wdm0.20.2管底与受受业盘距距离hom0.03360.07767板上清液液层高度度hLm0.0660.066孔径domm5.05.0孔间距tmm17.5517.55孔数n个9660096600开孔面积积m20.18850.1885筛孔气速速uom/s11.22610.992塔板压降降hPkPa0.59910.5991液体在降降液管中中停留时时间s7.0997.099降液管内内清液层层高度Hdm0.12210.1221雾沫夹带带eVkg液/kg气气0.00073220.000

32、6577负荷上限限雾沫夹带带控制雾沫夹带带控制负荷下限限漏液控制制漏液控制制气相最大大负荷VSmmaxm3/ss3.6气相最小小负荷VSmminm3/ss1.2操作弹性性3.1五 板板式塔得得结构与与附属设设备5.1附附件的计计算5.1.1接管管(1)进进料管进料管的的结构类类型很多多，有直直管进料料管、弯弯管进料料管、TT形进料料管。本本设计采采用直管管进料管管。F=1499Kg/h , =8077.9KKg/ 则体积流流量 管内流速速则管径取进料管管规格952.55 则管内内径d=90mmm进料管实实际流速速(2)回回流管采用直管管回流管管，回流流管的回回流量塔顶液相相平均摩摩尔质量量,平

33、均均密度则液体流流量取管内流流速则回流管管直径可取回流流管规格格652.55 则管管内直径径d=600mm回流管内内实际流流速(3)塔塔顶蒸汽汽接管则整齐体体积流量量取管内蒸蒸汽流速速则可取回流流管规格格430012 则实实际管径径d=4116mmm塔顶蒸汽汽接管实实际流速速(4)釜釜液排出出管塔底w=30kkmoll/h 平平均密度度平均摩尔尔质量体积流量量：取管内流流速则可取回流流管规格格542.55 则则实际管管径d=49mmm塔顶蒸汽汽接管实实际流速速(5)塔塔顶产品品出口管管径D=1119kooml/h 相平均均摩尔质质量溜出产品品密度则塔顶液液体体积积流量：取管内蒸蒸汽流速速则可取

34、回流流管规格格582.55 则则实际管管径d=53mmm塔顶蒸汽汽接管实实际流速速5.1.2冷凝凝器塔顶温度度tD=80.94 冷冷凝水tt1=20 t2=30 则由tD=80.49 查液液体比汽汽化热共共线图得得又气体流流量Vhh=2.1134mm3/s塔顶被冷冷凝量 冷凝的热热量取传热系系数K=6000W/mm2k，则传热面面积冷凝水流流量5.1.3 再再沸器塔底温度度tw=1055.0 用t0=1355的蒸汽汽，釜液液出口温温度t1=1122则 由tw=1055.0 查液液体比汽汽化热共共线图得得又气体流流量Vhh=2.3374mm3/h 密密度则取传热系系数K=6000W/mm2k，则

35、传热面面积加热蒸汽汽的质量量流量5.2 板式式塔结构构 板式塔塔内部装装有塔板板、降液液管、各各物流的的进出口口管及人人孔（手手孔）、基基座、除除沫器等等附属装装置。除除一般塔塔板按设设计板间间距安装装外，其其他处根根据需要要决定其其间距。（1） 塔顶空间间 塔顶顶空间指指塔内最最上层塔塔板与塔塔顶的间间距。为为利于出出塔气体体夹带的的液滴沉沉降，此此段远高高于板间间距（甚甚至高出出一倍以以上），本本塔塔顶顶空间取取 （2） 塔底空间间 塔底底空间指指塔内最最下层塔塔底间距距。其值值由如下下两个因因素决定定。 塔底驻驻液空间间依贮存存液量停停留35miin或更更长时间间（易结结焦物料料可缩短短

36、停留时时间）而而定。塔底液液面至最最下层塔塔板之间间要有112mm的间距距，大塔塔可大于于此值。本本塔取 （3） 人孔 一般般每隔668层层塔板设设一人孔孔。设人人孔处的的板间距距等于或或大于6600mmm，人人孔直径径一般为为45005000mmm，其伸伸出塔体体得筒体体长为22002500mm，人人孔中心心距操作作平台约约800012200mmm。本本塔设计计每7块块板设一一个人孔孔，共两两个，即即 （4） 塔高 故全塔高高为111.3mm，另外外由于使使用的是是虹吸式式再沸器器，可以以在较低低位置安安置，所所以裙板板取了较较小的11.5mm。六 参考考书目 1张张新战，化化工单元元过程及

37、及操作北京：化学工工业出版版社，1199882何何潮洪,冯霄化工原原理北京：科学出出版社，2200113柴柴诚敬,刘国维维化工原原理课程程设计天津：天津科科学技术术出版社社，199944贾贾绍义,柴敬诚诚化工原原理课程程设计天津：天津大大学出版版社，2200225陈陈均志，李李雷化工原原理实验验及课程程设计北京：化学工工业出版版社，2200886马马江权，冷冷一欣化工原原理课程程设计北京：中国石石化出版版社，220099七 设设计心得得体会 本次次课程设设计通过过给定的的生产操操作工艺艺条件自自行设计计一套苯苯甲苯物系系的分离离的塔板板式连续续精馏塔塔设备。通通过近两周的的团队努力力，反经经过

38、复杂的计算算和优化化，我们们三人组组终于设设计出一一套较为为完善的的塔板式连连续精馏馏塔设备备。其各各项操作作性能指指标均能能符合工工艺生产产技术要要求，而而且操作作弹性大大，生产产能力强强，达到到了预期期的目的的。 通过过这次课课程设计计我经历历并学到到了很多多知识，熟熟悉了大大量课程程内容，懂懂得了许许多做事事方法，可可谓是我我从中受受益匪浅浅，我想想这也许许就是这这门课程程的最初初本意。从从接到课课题并完完成分组组的那一一刻起我我们就立立志要尽尽最大努努力把它它做全做做好。首首先，我我们去图图书馆借借阅了大大量有关关书籍，并并从设计计书上了了解熟悉悉了设计计的流程程和方法法。通过过查阅资

39、资料我们们从对设设计一无无所知变变得初晓晓门路，而而进一步步的学习习和讨论论使我们们使我们们具备了了完成设设计的知知识和方方法，这这使我们们对设计计有了极极大的信信心，我我们确定定了设计计方案和和具体流流程及设设计时间间表，然然后就进进入了正正是的设设计工作作当中。 万事开头难，出了最小回流我们从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，我们应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。 接下下来塔的的工艺尺尺寸计算算，筛板板流体力力学验算算，塔板板负荷性性能图计计算等一一个接一一个的被被我们拿拿下，当当然这一一路下来来并不是是一帆风风顺的。在在验算漏漏液时我我们发现现得出的的验算值值小于规规定值，这这一下打打乱了我我们的行行进步骤骤。通过过讨论分分析，我我们整理理出可能能几条导导致这一一问题原原因，在在对这几几个因素素逐一分分析后我我们把目目标转向向了最大大