苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计.pdf

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1、化工原理化工原理课课 程程 设设 计计题目题目苯苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计甲苯连续筛板式精馏塔的设计教教 学学 院院化工与材料工程学院化工与材料工程学院专业班级专业班级化工化工 10011001学生姓名学生姓名巩方飞巩方飞学生学号学生学号指导教师指导教师张振坤张振坤2012年年 12 12月月 06 06日日目录第一章序 言.第二章板式精馏塔设计任务书.第三章设计计算.设计方案的选定及基础数据的搜集.精馏塔的物料衡算.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.物料衡算.塔板数的确定.理论塔板数的确定.全塔效率的计算.错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!

2、未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。求实际板数.错误错误!未定义书签。未定义书签。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.错误错误!未定义书签。未定义书签。操作压力的计算.错误错误!未定义书签。未定义书签。操作温度的计算.错误错误!未定义书签。未定义书签。平均摩尔质量的计算.平均密度的计算.液体平均表面张力

3、的计算.液体平均黏度的计算.精馏塔的塔体工艺尺寸计算.塔径的计算.有效塔高的计算.塔板主要工艺尺寸的计算.溢流装置计算.塔板布置.筛板的流体力学验算.塔板阻力.错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。漏液点.错误错误!未定义书签。未

4、定义书签。雾沫夹带.错误错误!未定义书签。未定义书签。液面落差.错误错误!未定义书签。未定义书签。液泛的校核.错误错误!未定义书签。未定义书签。塔板负荷性能图.第四章设计结果一览表.第五章板式塔得结构与附属设备.附件的计算.配管.冷凝器.再沸器.板式塔结构.第六章参考文献.第七章设计心得体会.错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。错误错误!未定义书签。未定义书签。

5、错误错误!未定义书签。未定义书签。第一章序 言化工原理课程设计是综合运用 化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物

6、中各组分的挥发度的不同，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的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。第二章化工原理课程设计任务书一设计题目：苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计二任务要求设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF馏出液组成 xD釜液组成 xw塔顶压力 p100kpa单

7、板压降 kPa2工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。三主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及精馏段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、工艺流程图及精馏塔设备条件图第三章设计计算设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部

8、分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：()结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的

9、 60，为浮阀塔的 80左右。()处理能力大，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。()操作弹性较小(约 23)。()小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：图 3-1 板式塔的简略图表 3-1苯和甲苯的物理性质临界温度 tC分子量 M沸点（）（）临界压强PC（kPa）项目分子式苯 AC6H6C6H5CH3甲苯 B表 3-2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0CPA,kP0859095100105a0PB，kPa表 3-3常温下苯甲苯气液平衡数据温度0C液相中苯

10、的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率859095100105表 3-4纯组分的表面张力温度苯，mN/m甲苯，Mn/m809010011012020表 3-5组分的液相密度温度()苯,kg/m甲苯,kg/m808149080510079111077812076333809801791780768表 3-6液体粘度L温度()苯（a）甲苯（a）8090100110120表 3-7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率气相中苯的摩尔分率xy精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式:DWFDxDWxWFxF苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量MB 92.13kg/kmolxF 0.450

11、.001(1120)0.441xD 0.920.001(1120)0.911xW 0.020.001(1120)0.011原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF 0.44178.11(10.911)92.1385.95MD 0.91178.1110.91192.13 79.36kg/kmolMW 0.01178.1110.01192.13 91.98kg/kmol物料衡算原料处理量F 100kmol/h总物料衡算DW 100苯物料衡算0.441F 0.911D0.011W联立解得D 47.78W 52.22kmol/hkmol/h式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量塔板数的确

12、定理论塔板数的确定(1)相对挥发度的计算苯的沸点:甲苯的沸点:由安托因方程lgP AT=时Bt C苯：lgPA 6.02331206.35 2.006780.1220.241343.941.593480.1219.58甲苯：lgPB 6.078解得：PA101.55PB39.21T=时KPaKPa苯：lgPA 6.02331206.35 2.377110.6220.241343.94 2.0077110.6219.58甲苯：lgPB 6.078解得：PA 238.22PB101.78KPaKPaP101.55 2.5899则时1A39.21PBP238.22 2.3405时2A101.78PB

13、122.58992.3405 2.462（2）最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1，q 线为一条垂直线xq xF 0.441yxpq1-1x2.4620.4412.462-10.441 0.66p1RxD yqminy.15q x1P通常操作回流比可取最小回流比的2 倍，即R 2Rmin 2.3（3）求精馏塔的气液相负荷L RD 2.347.78109.894kmol/hV R1D 2.3147.78 157.647kmol/hL,L F 109.894100 209.894kmol/hV,V 157.674kmol/h精馏段：Vs VMVm3600157.67480.6.

14、821.25m3/sVm36002Ls VMLm109.89483.39 033600806.365.0032m/sLm3600R 1.1 2Rmin，则取提馏段：Vs VMVm157.67486.801.223600Vm36003.11m3/sLs VMLm209.89482.03 0.00613600Lm3600789.69m3/s（4）求操作线方程精馏段操作线方程：yn1Rx2.30.911xnDxn 0.697xn0.276R1R12.312.31提馏段操作线方程：LqFWxmxWLqF WLqF Wym1109.89410052.22xm0.011109.89410052.22109

15、.89410052.221.331xm0.0146（5）逐板法求理论板数2.462xx即y 11.462x11x相平衡方程y 变形得：x y2.4621.462y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：y1 xD 0.911x1y1 0.8062.4621.462y1y2 0.6782.462 1.462y2y3 0.5482.4621.462y3y4 0.4292.4621.462y4y2 0.697x10.276 0.838x2y3 0.697x20.276 0.749x3y4 0.697x30.276 0.648x4x4 0.429 xF 0.441故精馏段理论板数 n=3用提馏段操作线

16、和相平衡方程继续逐板计算：y5 0.3522.4621.462y5y51.331x40.0146 0.572x5y61.331x50.0146 0.454x6y6 0.2522.4621.462y5y7 0.1612.462 1.462y7y8 0.0922.4621.462y8y9 0.0472.4621.462y9y10 0.0202.4621.462y10y11 0.0052.4621.462y11y71.331x60.0146 0.321x7y81.331x70.0146 0.200 x8y91.331x80.0146 0.108x9y101.331x90.0146 0.048x10y

17、111.331x100.0146 0.012x11x11 0.005 xW 0.011故提馏段理论板数 n=7（不包括塔釜）理论板数一共 10 块，进料板为第 4 块全塔效率的计算查苯甲苯的气液平衡数据，由内差法求得tF:0.4410.45t 92.69得tF 92.920CF0.50.4591.4092.69tF:0.91191.2t 84.4得tD 80.010CD191.280.0184.4tW110560.0110得tW109.910.030108.79110.56tW:求苯甲苯的粘度tD 80.010CuA 0.308uB 0.311tF 92.920CuA 0.272uB 0.27

18、8tW109.91uA 0.233uB 0.254uLD xDuA(1 xD)uB 0.9110.308(10.911)0.311 0.308uLF xFuA(1 xF)uB 0.4410.272(10.441)0.278 0.275uLW xWuA(1 xW)uB 0.0110.223(10.233)0.254 0.197平均粘度由公式，得muLDuLFuLW 0.39mPaS2根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率ETET 0.49L0.245 0.492.4620.390.245 0.495求实际板数精馏段实际板层数N精3（块）70.495提馏段实际板层数N提715（块）0.4

19、95全塔共有塔板 22 块，进料板在第 8 块板。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力的计算塔顶操作压力PD101.3 2 103.3kpa每层塔板压降P kPa进料板压力PF+7塔底操作压力Pw=+22 kPa精馏段平均压力Pm1（+）2 kPa提馏段平均压力Pm2=（+）/2=kPa操作温度的计算根据上式计算出的压力，塔顶温度tD 80.01oC进料板温度tF 92.92 塔底温度tW109.91精馏段平均温度tm1=（+）/2=提馏段平均温度tm2=（+）/2=平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=,代入相平衡方程得x1=ML,Dm 0.80678.1110.806

20、92.13 80.83kg/kmolMV,Dm 0.91178.1110.91192.13 79.36kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF，xFMV,Fm 0.73478.1110.73492.13 81.84kg/kmolML,Fm 0.44178.1110.44192.13 85.936kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由xW=,由相平衡方程，得yW=MV,Wm 0.02778.11(10.027)92.13 91.75(kg/kmol)Ml,Wm 0.01178.11(10.011)92.13 91.98(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量MVmMLm79.36

21、81.8480.6(kg/kmol)280.8385.9483.39(kg/kmol)2提馏段平均摩尔质量MVmMLm81.8491.7586.80(kg/kmol)285.9491.9888.96(kg/kmol)2平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即PVM104.7580.6 2.82(kg/m3)RTM8.31486.465273.15Vm提馏段的平均气相密度,VmPVM111.586.8 3.11(kg/m3)RTM8.314101.415273.15液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1aAaBLmLALB由温度可以查有机液体相对密度共线

22、图可以得到对应的液体密度图 3-2：有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由tD，用试差法求得A:B:80.0180A814A8149080805814kg/m380.0180B809B809 kg/m39080801809塔顶液相的质量分率0.91178.11 0.900.91178.1110.91192.13求得A1L,Dm0.900.1得L,Dm813.5814809kg/m3b.进料板液相平均密度的计算由tF 92.920C，用试差法求得A800.9kg/m3B 798.08kg/m3塔顶液相的质量分率0.44178.11 0.40.44178.1110.44192.13求得

23、A1L,Fm0.400.60得L,Fm799.23800.9798.08kg/m3c.塔底液相平均密度的计算由tw，用试差法求得A 778.117kg/m3B 780.099kg/m3塔顶液相的质量分率0.01178.11 0.0090.01178.1110.01192.13求得A1L,Wm0.00910.009得L,Wm780.15778.117780.099kg/m3精馏段液相平均密度为Lm813.5799.23806.365 kg/m32提馏段液相平均密度为Lm799.23780.15 789.69 kg/m32液体平均表面张力的计算n由公式：LmxLL及查有机液体的表面张力共线图得液体

24、张力可L1以计算液体表面张力图 3-3：有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算由 tD，由内差法求得A 21.2(mN/m)B 21.7(mN/m)L,Dm 0.91121.20.08921.7 21.24(mN/m)b.进料板液相平均表面张力的计算由tF，由内差法求得A19.65(mN/m)B 20.34(mN/m)L,Fm 0.44119.650.55920.34 20.00(mN/m)c.塔底液相平均表面张力的计算由tw，由内差法求得A17.51(mN/m)B18.41(mN/m)L,Wm 0.01117.510.98918.4118.40(mN/m)精馏段液相平均表面张

25、力为Lm21.2420 20.62(mN/m)2提馏段液相平均表面张力为,Lm2018.419.2(mN/m)2液体平均黏度的计算n由公式：Lmxii及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏i1度图 3-4：液体黏度共线图a.塔顶液相平均黏度的计算由 tD，由内差法求得A 0.308(mPa s)B 0.311(mPa s)L,Dm 0.9110.3080.0890.311 0.308(mPas)b.进料板液相平均黏度的计算由tF，由内差法求得A 0.272(mPas)B 0.280(mPas)L,Fm 0.4410.272 0.5590.280 0.276(mPas)c.塔底液相平均黏度的

26、计算由tw，由内差法求得A 0.233(mPa s)B 0.254(mPa s)L,Wm 0.0110.2330.9890.254 0.254(mPas)精馏段液相平均黏度为Lm0.3080.276 0.292(mPas)2提馏段液相平均黏度为,Lm0.2760.254 0.256(mPas)2精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表 3-8板间距与塔径关系塔径 DT，m板间距 HT，200300250350300450350600400600mm对精馏段：初选板间

27、距HT 0.40m，取板上液层高度hL 0.06m，故HThL 0.400.06 0.34m；LSVSLV0.50.0032806.365 1.252.820.5 0.0433查史密斯关联图 得 C20=；依式C C20200.2校正物系表面张力为 20.62mN/m时C C20200.2 20.62 0.074200.2 0.0745umax CLV806.3652.82 0.07451.258V2.82m/s可取安全系数为，则（安全系数），故u 0.7umax 0.71.258 0.8806D 4Vs41.251.345u3.140.8806m/sm对提馏段：初选板间距HT 0.40m，取

28、板上液层高度hL 0.06m，故HThL 0.400.06 0.34m；LSVSLV0.50.0061789.69 1.223.110.5 0.0797查史密斯关联图 得 C20=；依式C C20200.2校正物系表面张力为19.2mN/m时C C20200.219.2 0.068200.2 0.067umaxCLV789.693.11 0.0671.07V3.11m/s可取安全系数为，则（安全系数），故u 0.7umax 0.71.07 0.749D 4Vs41.221.44u3.140.749m/sm将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取

29、二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取。有效塔高的计算精馏段有效塔高Z1710.4 2.4m提馏段有效塔高Z21510.4 6.4m在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高Z 2.46.40.62 10塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算精馏段因塔径 D，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长lw：单溢流区 lW=（）D，取堰长lw为=b)出口堰高hW：hW hLhOWlw/D 0.66，mLhl2.5w0.0032360014.040.9242.5查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图 3-5：液流收缩系数计算图查得 E=,则2/3

30、2/3h2.84 Lh1000E2.840.OWlw10001.042003236000.924 0.0159m故hw hLhOW 0.060.0159 0.0441mc)降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：由lw/D 0.66查弓形降液管的宽度与面积图可得图 3-6：弓形降液管的宽度与面积Wd/D 0.11，Af/AT 0.056故Wd 0.11D 0.111.44 0.1584m，Af 0.0564D2 0.0563.141.442 0.0912m24利用3600AfHTLh计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即3600AfHTLh36000.09120.4011.4s（大于 5s

31、，符合要求）0.00323600d)降液管底隙高度ho：取液体通过降液管底隙的流速uo,0.10m/s（）依式hoLh0.00323600Lhh 0.0346m：o,3600lwuo36000.9240.13600lwuohwho 0.04410.0346 0.0095m 0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm塔板布置塔板的分块因 D1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为 4 块。对精馏段：a)取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取30 50mm,所以这里取Wc 0.04m安定区宽度由于 D=故Ws60 75mm取Ws 0.06mb)

32、开孔区面积R21x22sin用Aa 2x R x 计算开空区面积180RR D1.4Wc0.04 0.66m22D1.4x WdWs0.15840.06 0.4816m22，解得，3.140.481620.662arcsin1.147mAa 20.48160.6620.481621800.66b)筛孔数n与开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛板直径d05mm，筛孔按正三角形排列取孔中心距 t 为t 3515mm筛孔数11581031158103n Aa 1.147 5904个22t15开孔率 Ao/Aa0.907/t/d00.907/15/510.1%22则每层板上的开孔

33、面积A0为A0Aa10.1%1.147 0.116筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。塔板阻力hp塔板阻力依下式计算：hp hC hL uohC 0.051Co2VL式中：hC干板阻力，m液柱；hL板上清液层阻力，课根据图查出。(1)精馏段hCu0doVS1.2510.78m/sAo0.11651.67查干板孔的流量系数图得CO 0.7723图 3-7：，uohC 0.051Co2VL10.76 2.82 0.051 0.0346m液柱0.772806.3652h1hLuaVS

34、1.25 0.813m/sAT AF1.62860.0912hLFouaV 0.8132.82 1.365h1hL(hw how)0.61(0.04410.0159)0.0360m液柱所以hp hC h1 hL 0.0346 0.0360 0.0021 0.0728m液柱单板压降PPPP hPLg 0.0728806.3659.81 575.49Pa 700Pa漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算：(0.0056 0.13hL h)Luom 4.4CoV其中h49810Ldo（1）精馏段uom420.62

35、103h 0.0021m 液柱9.81806.3650.005uom4.40.772(0.00560.130.060.0021)806.3656.64m/s2.82稳定系数K 液。uo10.781.62 1.5，故在设计负荷下不会产生过量漏uom6.64雾沫夹带0.0057uGeVHThf其中uGVsAT Ao3.2精馏段uG1.25 0.826m/shf 2.5hL 2.5(hW hOW)2.50.06 0.151.62860.1163.20.00570.826eV19.20.402.50.06 0.014kg/kg气 0.1kg/kg气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带液面落差对于筛板塔

36、，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（Hd）不得超过0.4 0.6倍的(HThW)即HdHThW LsHd hPhLhd其中液体在降液管出口阻力：hd 0.153L hWo2精馏段0.00323hd 0.153 1.53100.9240.03462Hd hphLhd 0.07280.061.53103 0.1343取 0.5则HT hW 0.50.40 0.0441 0.222则Hd 0.1343 HThW 0.222故在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。塔板负荷性

37、能图1 精馏段(1)雾沫夹带线0.0057uG雾沫夹带量eVHThfuGVs 0.661Vs1.62860.116其中uGVsAT Ao3.2233600Lshf 2.5hWhOW 2.5hW0.00284Elw233600Ls 2.50.04410.002841.0420.924/3 0.111.83L2s取eV0.1kg/kg气，前面求得m,精 20.62mN/m，0.0057uG代入eVHThf/3，整理得：Vs1.8414.23L2s3.2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VS值，计算结果列于表3-8。表 3-9雾沫夹带线计算结果Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由上表数据即

38、可作出雾沫夹带线 1。(2)液泛线由 E=,lw=得：hOW2.843600LsE1000lw22/32.843600Ls1.04210000.92422/3/3 0.733L2s uo VhC 0.051Co L 0.0222Vs2 VsVVs2.82 0.051 0.051A C0.1160.84806.365ooL2/3/3h1o(hW hOW)0.66 0.04410.733L2 0.029 0.48L2ss已算出h 0.0021m液柱，/3hP hC h1 h 0.0367Vs20.029 0.48L2s0.0021 0.0222V 0.48L22s2/3s0.03112 LsLs2

39、hd 0.153 0.153 349.691Lsl h0.9240.0346WoHT 0.4m，hW 0.0441m，0.5代入HThW hPhWhOWhd，整理得：/3Vs2 6.65154.64L215752L2ss在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VS值，计算结果列于表3-9。表 3-10液泛线计算结果Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由上表数据即可作出液泛线 2。(3)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，HTAf0.40.0912 0.009124Ls,maxm3/s从而做出液相负荷上限线 3(4)漏液线Vs，Ao/3由hL hW hOW 0.04410.

40、733L2s和uom代入uom 4.4Co(0.0056 0.13hL h)LV得：/3Vs(0.00560.130.04410.733L2)806.365s0.0021 4.40.0.772Ao2.82/3整理得：Vs 0.3942.7232.08L2s在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VS值，计算结果列于表3-10。表 3-11漏液线计算结果Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由上表数据即可作出漏液线 4(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。E=2.843600LsE1000lw2/3hOW3600Ls,min2.840.006 1.

41、04210000.9242/3Ls,min5.788104m3/s 0.0006410m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。精馏段筛板负荷性能图32.52液液相相负负荷荷下下限限线线液泛线液泛线液液相相负负荷荷上上限限线线Vs/(m3/s)1.5雾沫夹带线雾沫夹带线1操作线操作线液漏线液漏线操作点操作点 P P0.5000.0010.0020.0030.004Ls/(m3/s)0.0050.0060.0070.008图 3-8：精馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适

42、宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。按照固 定的气液 比，由 图 14 查 出塔板 的气相负 荷上 限Vs31.345m/s，气相负荷下限Vsmax 30.555m/s，所以min操作弹性1.345 2.420.555第四章设计结果一览表项目符号单位设计得数据精馏段提馏段塔径Dm塔的有效高度Zm实际塔板数N块715板间距HTm主要结构参数塔板液流形式单流型单流型塔板形式弓形弓形堰长lWm堰高hWm溢流堰宽度Wdm降液管的面积Afm2管底与受液盘hom距离板厚mm孔径domm孔间距tmm1515孔数n个59045904开孔率%边缘区宽度Wcm安定去宽度Ws

43、m开孔区面积Aam2各段平均压强主要性能各段平均温度PmKPaTm参数气相平均流量Vsm3/s液相平均流量Lsm3/s板上清液层高HLm液柱空塔气速um/s筛孔气速uom/s塔板压降hPm液柱液体在降液管s中停留时间降液管内清液Hdm层高度雾沫夹带量eVkg/kg/气雾沫夹带控负荷上限制负荷下限漏液控制气相负荷上限Vs,maxm3/s气相负荷下限Vs,minm3/s操作弹性第五章板式塔得结构与附属设备附件的计算配管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。已知进料流率为F 100kmol/h，平均分子质量MF85.95kg/kmol，密度为

44、L,F799.23kg/m3m所以LF10085.9510.74799.99m3/s取管内流速UF 0.6m/s则进料管直径4L/3600410.74/3600dFFU 0.0796F3.140.6(2)回流管采用直管回流管，回流的体积流率：Ls 0.0032m3/s取管内流速UR1.5m/s则进料管直径d4Ls4RU0.00323.141.5 0.052mR(3)釜液出口管体积流率：L2284.93W52.5.68m3780.15/h取管内流速UW 0.5m/s则进料管直径d4LW/360045.68/3600WU140.5 0.063W3.(4)塔顶蒸汽管Vs1.25m3/s取管内流速u

45、15m/s则进料管直径mmd 4Vs41.25 0.33u3.1415m(5)加热蒸汽管Vs1.22m3/s,取管内流速u 13m/s则进料管直径4V,s41.22d 0.35u3.1413,m冷凝器塔顶温度 tD=冷凝水 t1=20 t2=30则t1 tDt180.0120 60.01t2 tDt280.0130 50.01t1t210 54.86lnt1/t2ln(60.01/50.01)tm由 tD=查液体比汽化热共线图图 5-1：液体比汽化热共线图得:苯390.5kJ/kg又气体流量Vs1.25m3/s塔顶被冷凝量q Vs1.252.82 3.525kg/s冷凝的热量Q q苯 2.52

46、5390.5 1376.5kJ/s取传热系数K 600W/m2KQ1376.5103则传热面积A 41.82m2Ktm60054.86Q1376.5 28.50kg/sCPt1t24.8310冷凝水流量W 再沸器塔底温度 tw=用 t0=135的蒸汽，釜液出口温度 t1=112则t1 totW135109.91 25.09t2 tot1135112 23t1t225.0923 24.03lnt1/t2ln(25.09/23)tm由 tW=查液体比汽化热共线图得:苯 362J/kg又气体流量Vs1.22m3/s塔顶被冷凝量q Vs1.223.11 3.79kg/s冷凝的热量Q q苯 3.7936

47、2 1373.50kJ/s取传热系数K 600W/m2KQ1373.50103则传热面积A95.26m2Ktm60024.03Q1373.50103加热蒸汽的质量流量W 27.42kg/sCPtot12177.623储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。板式塔结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他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（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取HD1.2m（2）塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其

48、值由如下两个因素决定。塔底驻液空间依贮存液量停留 35min 或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取tL 60VS50.0061601.22HBS1.51.51.87AT1.6286（3）人孔,一般每隔 68 层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为 450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。本塔设计每7 块板设一个人孔，共两个，即nP 3(个）（4）塔高H nnFnP1HTnFHFnPHP HD HB+H1 H2(22131)0.410.83

49、0.61.21.870.54316.01m故全塔高为，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的 3m。1 姚玉英,2 谭天恩,3 陈敏恒,4 贾绍义,第六章 参考文献化工原理（下）M.天津：天津科技出版社，1999.化工原理（下）M.北京：化学工业出版社，1994.化工原理（下）M.北京：化学工业出版社，1989.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002.第七章 设计心得体会本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯连续筛板式精馏塔设备。通过近四周的努力，反经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指

50、标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我们去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心，我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正是的设计工作当中。万事开头难，我从最简单的物料衡算开始