学士学位论文—-化工原理课程设计苯氯苯分离过程筛板式精馏塔设计.doc

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1、课程设计成果学 院: 化工与药学院 班 级: 2014级制药工程1班 学生姓名: XXX 学 号:2014402030120 设计地点（单位） 教学楼B2栋 设计题目: 苯-氯苯混合液连续精馏塔设计 完成日期: 2016 年 12 月 9 日 指导教师评语: _成绩(五级记分制): 教师签名: 荆楚理工学院课程设计任务书设计题目：苯氯苯混合液的板式精馏塔的设计学生姓名课程名称化工原理课程设计专业班级14制药1班地 点学生平时上课对应的教室起止时间设计内容及要求一、设计内容（一）工艺设计1、选择工艺流程2、精馏塔工艺计算（1）物料衡算确定各物料流量和组（2）经济核算确定适宜的回流比（3）精馏塔实

2、际塔板数（二）精馏塔设备设计1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算；2、塔内流体力学性能的设计计算；3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图；4、附属设备设计和选用；5、绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔的工艺条件图；（三）编写设计说明书1、目录2、设计题目3、流程示意图4、流程和方案的说明及论证5、设计结果概要（主要设备尺寸，各种物料量和操作状态，能耗指标，设计时规定的主要操作参数及附属设备的规格型号及数量）6、设计计算与说明7、对设计的评述及有关问题的分析讨论8、参考文献目录二、设计要求1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、每项设计结束后，列出计算结果明细表；3、对图

3、、表分别按顺序编号；4、选用的物性数据、引用的经验公式及图表应注明来历，符号和单位要统一；5、按规定的时间进行设计，并按时完成任务.设计参数1、生产能力：年处理量3万吨（开工率300天/年）2、原 料：苯的含量为35%（质量分数，下同）进料热状况由设计者自选3、分离要求：塔顶馏出液中苯含量不低于98%塔底釜液中苯含量不高于2%4、操作压力：常压101.325Kpa操作 塔顶表压4Kpa 单板压降0.7Kpa5、回流比： R=(1.12.0)Rmin ，由设计者自选6、塔顶采用全凝器，泡点回流7、塔釜采用间接水蒸气加热8、全塔效率:0.529（徐文倩）9、公用工程自选进度要求1、资料查阅、收集和

4、整理、设计方案确定及设计计算参数的获取（2天）2、工艺计算与设备主要工艺结构计算 （5天）3、绘制设计图纸及编写设计说明书 （4天）4、课程设计资料装订及答辩 （1天）参考资料1、马江权，冷一欣.化工原理课程设计（第二版）【M】.北京.中国石化出版社.2011年2、谭天恩等.化工原理（上、下）（第四版）【M】.北京.化学工业出版社.2012年。3、化工设计手册（见图书馆书库）说明1.本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案，一份由负责教师留用。2.若填写内容较多可另纸附后。3.一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。教研室主任：刘娥 指导教师：郝修

5、丽2016年12月 9日 第1章 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书11.1设计背景11.2筛板塔的特点31.3产品与设计方案简介31.4工艺流程及说明4第2章 工艺计算及主体设备设计62.1精馏塔的物料衡算62.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率62.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量62.1.3原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率72.2塔板数的确定72.2.1理论塔板层数的确定72.2.2确定操作的回流比82.2.3求精馏塔的气液相负荷82.2.4求操作线方程92.2.5实际塔板数92.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算92.3.1操作压力的计算92.3.2操作温度的计算1

6、02.2.3平均摩尔质量计算102.2.4平均密度计算112.2.5相平均表面张力132.2.6液相平均粘度计算14第3章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.1塔径的计算163.2精馏塔有效高度的计算17第4章 塔板工艺结构尺寸的设计与计算174.1溢流装置174.2塔板布置204.3孔数和开孔率20第5章 塔板上的流体力学验算215.1气体通过筛板压降和的验算215.1.1气体通过干板的阻力压降215.1.2通过板上液层的压降215.1.3气体克服液体表面张力产生的压降225.1.4气体通过每层筛板的压降（单板压降）和225.2雾沫夹带量的验算235.3漏液的验算235.4液泛的验算24第6章

7、 塔板负荷性能图256.1漏液线（气相负荷下限线）256.2液沫夹带线266.3液相负荷下限线276.4液相负荷上限线276.5液泛线286.6 设计结果一览表306.7 精馏塔主要符号说明31第7章 精馏塔的管口直径327.1塔顶蒸汽出口管径327.2回流液管径327.3加料管径327.4塔釜出料管径327.5饱和蒸汽管径33第8 章 塔高的设计338.1塔顶空间338.2塔底空间338.3人孔338.4裙座高度338.5封头338.6塔高34第9章 除沫器的选型和计算34第10 章冷凝器的设计3510.1设计任务及条件3510.2精馏塔的物料衡算3510.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔

8、分率3510.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3610.2.3原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率3610.3确定物性系数3610.4计算热负荷3710.5逆流平均温差3710.6冷却水用量3710.7估算传热面积3710.8初选换热器规格3710.9核算总传热系数K03810.10计算压强降。40第11章 釜式再沸器的设计4011.1估算设备尺寸4011.2传热系数的校核41第12章 冷凝器与再沸器符号说明43第13章 结果与结论4413.1结果4413.2结论44收获与致谢45参考文献46附图46摘 要：课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，

9、是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。又由于塔设备在石油、化工、医药、煤炭等行业中应用广泛，其合理的设计受到极大关注，所以塔课程设计实践必不可少。关键词

10、：质量分率；塔板；塔板效率；工艺尺寸第1章 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书1.1设计背景课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设

11、计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于99%，塔顶产品苯纯度不低于98%（质量分数）。高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等

12、。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负

13、荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能

14、，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大2040%，塔板效率高1015%，压力降低3050%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.55近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。1.2筛板塔的特点（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力

15、大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。1.3产品与设计方案简介 产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1105g/cm3。沸点1316。凝固点-45。折射率15216(25)。闪点294。燃点6378，折射率15246，粘度(20)0799mPas，表面张力332810-3Nm溶解度参数95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3-71(v

16、ol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LD502910mgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。质量指标：氯苯纯度不低于98%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯60%。（以上均为质量分数）（1）精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无

17、须采用特殊精馏。 (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，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 (3)塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 (4）加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 (5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 (6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热

18、，塔底产品经冷却后送至储罐。1.4工艺流程及说明首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中只有液相混合物，此时液相混合物在精馏塔中下降。由塔底产生的气相混合物上升到塔顶上方的全凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的部分液态停留一定的时间然后进入苯的储罐，最后作为塔顶产品（馏出液）采出，而其中的另一部分液态重新回到精馏60%氯苯原料储存原料预热精馏再沸99%氯苯储存分配冷凝冷却98%苯储存冷却塔中，这个过程就叫做回流。图1 工艺流程说明 图2 工艺流程简图液相

19、混合物就从塔底一部分进入再沸器中，在再沸器中被加热产热的气体重新回到精馏塔中而产生的液体则作为附残液采出。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。第2章 工艺计算及主体设备设计2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.56kg/kmol。 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.1.3原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 2.2塔板数的确定2.2.1理论塔板层数的确定苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级

20、图解法求取，步骤如下：由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出图，如下表1组分的饱和蒸汽压（mmHg）表1 温度-饱和蒸气压温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.2.2确定操作的回流比图3 图解理论塔板表1中数据作图得曲线及曲线。在图上，因q=1，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：2.2.3求精馏塔的气液相负荷L=RD=；V=(R+1)D=(1.962+1)15.186=33.288；L=L+F=18.102+33.2

21、88=51.39Kmol/hV=V=33.288Kmol/h2.2.4求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线： 采用图解法求理论板层数，其结果为：总理论板数9（包括再沸器） 进料板位置5 2.2.5实际塔板数精馏段实际板层数 ：提留段实际板层数： 2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1操作压力的计算塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：釜底压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：2.3.2操作温度的计算图4 t-x-y图由图可知塔顶的温度为进料板温度为塔底温度为精馏段平均温度为提馏段平均温度为2.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由，查平衡曲线（见图4），得 进料板平均

22、摩尔质量计算：已知 查平衡曲线得， 釜底平均摩尔质量计算：精馏段平均摩尔质量计算：提馏段平均摩尔质量计算：2.2.4平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 精馏段气相平均密度为提馏段气相平均密度为(2)液相平均密度计算组分的液相密度（kg/)温度8090100110120130苯A817805793782770757氯苯B1039102810181008997985液相平均密度计算公式为： （a为质量分率）纯组分在任何温度下的密度为：苯： 氯苯：塔顶液相平均密度计算：塔顶液相的质量分率：进料板液相密度进料板液相的质量分率：釜底液相密度：釜底液相质量分率：精馏段液相平均密度

23、为提馏段液相平均密度为2.2.5相平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即组分的表面张力（温度8085110115120131苯A21.220.617.316.816.315.3氯苯B26.125.722.722.221.620.4塔顶液相的平均表面张力：（81.84）进料板液相的平均表面张力：(100.49)塔底液相的平均表面张力（129.11）精馏段液相的平均表面张力：提馏段液相平均表面张力2.2.6液相平均粘度计算苯与氯苯温度粘度关系表（)温度6080100120140苯A0.3810.3080.2550.2150.184氯苯B0.5150.4280.3630.3130.274液相平均

24、粘度依下式计算：塔顶液相平均粘度计算：（81.84） 进料板液相平均粘度计算 （100.49）釜底液相平均粘度计算（129.11）精馏段液相平均粘度计算 提馏段液相平均粘度计算第3章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为计算取板间距，板上液层高度，则故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆算后为 塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段的气液相体积流率为计算取板间距，板上液层高度，则故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆算后为 塔截面积为 实际空塔气速为 3.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=(N-1)H=(8-1)

25、0.35=2.45m提馏段有效高度为 Z提=(N-1)H=(10-1)0.35=3.15m由于本塔比较小，塔板数小，所以不设人孔。故精馏塔的有效高度为 Z=+=2.45+3.15=5.6m第4章 塔板工艺结构尺寸的设计与计算4.1溢流装置：采用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进进口堰。精馏段：溢流堰长（出口堰长）取溢流堰高度由 近似取E=1取板上清液层高度 hL=0.05提馏段：溢流堰长（出口堰长）取由 近似取E=1 降液管的宽度和降液管的面积精馏段：由，查图得，即：， 液体在降液管内的停留时间故降液管设计合理。提馏段：由，查图得，即：，液体在降液管内的停留时间故降液管设计合理。 降液管的

26、底隙高度精馏段：液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有： 故降液管底系高度设计合理提馏段：液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：故降液管底系高度设计合理4.2塔板布置精馏段边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为50-75mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度确定：取m，m开孔区面积式中：提馏段取m，m开孔区面积式中：4.3孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过

27、筛孔的孔速精馏段：提馏段：第5章 塔板上的流体力学验算5.1气体通过筛板压降和的验算5.1.1气体通过干板的阻力压降 由 查图5-10得出，精馏段：液柱提馏段：m液柱式中为孔流系数。5.1.2通过板上液层的压降 精馏段：液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查图得。提馏段：液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查图得。5.1.3气体克服液体表面张力产生的压降精馏段：液柱提馏段：m液柱5.1.4气体通过每层筛板的压降（单板压降）和精馏段： 提馏段： 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本课程设计的塔径和液流

28、量均不大，故可忽略页面差的影响。5.2雾沫夹带量的验算液面夹带量由下式计算精馏段提馏段故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内5.3漏液的验算漏液点的气速实际孔速筛板的稳定性系数提馏段实际孔速筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。5.4液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度精馏段：本与氯苯属于一般物系，取则 又，板上不设进口堰，可由下式计算成立，故在本设计中不会发生液泛现象。 提馏段：本与氯苯属于一般物系，取则 又，板上不设进口堰，可由下式计算成立，故在本设计中不会发生液泛现象。第6章 塔板负荷性能图6.1漏液线（气相负荷下限线）由得， 精馏段： 在操作范围内，任取几个值，依

29、式算出对应的值列于下表：0.000210.000460.00080.00150.1682 0.1715 0.17430.1796依据表中数据作出漏液线1提馏段：0.00060.00150.00300.00450.1704 0.17607 0.183070.188746.2液沫夹带线精馏段：以/kg汽为限 ,求关系如下在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.000210.000460.00080.00150.67620.64720.63420.5974提馏段：以/kg汽为限 ,求关系如下0.00060.00150.00300.00450.602280.56290.51240.47

30、006.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006 m作为最小液体负荷标准由=；精馏段：取E=1,得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线3提馏段：取E=1,得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线36.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限精馏段：作出与气体流量无关的垂直液相负荷线4提馏段：6.5液泛线=+; =+； =；=+联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 = =+(-1) =,E=1精馏段：将有关数据代入得a=0.385 b=0.126 c=2874 d=1.806故在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表

31、：0.000210.00460.00080.00150.557 0.5450.5310.4986依据表中数据作出液泛线5提馏段：依将有关数据代入得a=0.36837 b=0.12137 c=313.829 d=1.5285故在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00450.54697 0.52220.48480.4457依据表中数据作出液泛线5据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图。精馏段：在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图可查得 故操作弹

32、性为图4 精馏段气液负荷图提馏段：在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图可查得 故操作弹性为图3 提馏段气液负荷图6.6 设计结果一览表 设计计算汇总表序号项目精馏段提馏段序号项目精馏段提馏段1理论板数4517降液管底隙高度(m)0.01520.036852实际板数81018筛孔直径(mm)553平均压强(kPa)108.1114.419筛孔数目1489147844平均温度(）91.165114.8205气相平均密度(kg/m)2.933.45021开孔区面积()0.290.28806液相平均密度(kg/m)88

33、1.94952.95622开孔率(%)10.0710.077溢流形式单溢流单溢流23塔板压降(Pa)494.2611.118溢流堰长(m)0.480.624空塔气速(m/s)0.5160.52659液体表面张力(mN/m)21.37721.0452510液体平均粘度(mPa/s)0.3070.30126液沫夹带(kg液/kg气）0.004580.009312板间距(m)0.350.3527人孔数目013气相平均摩尔质量(kg/kmol)82.1998.675528液相负荷上限(m/s)0.51980.48825414液相平均摩尔质量(kg/kmol)88.841103.24439液相负荷下限(

34、m/s)0.20850.17232715出口堰高（m)0.04270.0474630操作弹性2.4932.83316板上液层高度(m)0.060.066.7 精馏塔主要符号说明项目符号项目符 号平均压强Pm每层塔板压降平均温度tm安定区宽度平均流量气相Vs边缘区宽度液相Ls液相摩尔分数x实际塔板数N气相摩尔分数y板间距HT空隙率塔的有效高度Z筛板厚度塔径D表面张力空塔气速u密度溢流装置堰长lw开孔率堰高hw最大值max（下标）弓形降液管宽度Wd最小值min（下标）弓形降液管底隙高度ho气相V（下标）板上清夜层高度hL液相L（下标）孔径do理论板层数孔间距t塔顶空间高度孔数n塔底空间高度开孔面积

35、A0裙座高度筛孔气速uo总板效率塔板压降hp气相最大负荷Vs，max液体在降液管中停留时间气相最小负荷Vs，min降液管内清液层高度Hd雾沫夹带第7章 精馏塔的管口直径7.1塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。这里取u=16m/s由圆整后的管子规格为7.2回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。取u=0.5m/s由圆整后的管子规格为7.3加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。这里取u=1.6m/s由圆整后的管子规格为7.

36、4塔釜出料管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。这里取0.8m/s由圆整后的管子规格为7.5饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80 m/s。这里取20m/s由圆整后的管子规格为第8章 塔高的设计8.1塔顶空间塔的顶部空间高度是指第一层塔盘到塔顶封头的直线距离。取除沫器到第一块板的距离为,塔顶部空间高度为。8.2塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下因素决定：塔底储液空间依储存液量停留（易结焦物料可缩短停留时间）而定；再沸器的安装方式及安装高度；塔底液面至最下层塔板之间要留有的间距。所以，8.3人孔对于的板式塔，为安装、检修的需要，一般

37、每隔层塔板设一人孔。人孔直径一般为，其伸出塔体的筒体长为，人孔中心距操作平台。设人孔处的板间距应等于或大于。本设计中由于塔较小，可忽略人孔，不设。8.4裙座高度塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。高度取。8.5封头封头高度8.6塔高板式塔的塔高可按下式计算：式中 塔高，； 实际塔板数； 进料板数； 进料板处板间距，； 人孔数； 塔底空间高度，； 设人孔处的板间距，； 塔顶空间高度，； 封头高度，； 裙座高度，。其中：， 第9章 除沫器的选型和计算 当空塔气速较大，塔顶滞液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气夹带雾滴的情况下设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速,其中系数，代入数据求得气速： 则，除沫器直径：选取不锈钢除沫器 类型：标准型规格：40100材料：不锈钢丝网（Gr18 Ni9）丝网尺寸：圆丝直径：0.23（摘自塔设备设计P453 表8-3）第10章冷凝器的设计10.1设计任务及条件苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）（1） 设计任务处理能力：；设备形式：立式列管式冷凝器。（2） 操作条件冷凝温度81.84冷凝液于