苯甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、吉林化工學(xué)院 化工原理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 苯-甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 專(zhuān)業(yè)班級(jí) 化工1001 學(xué)生姓名 鞏方飛 學(xué)生學(xué)號(hào) 10110111 指導(dǎo)教師 張振坤 2012 年 12 月 06 日 目錄第一章 序 言- 4 -第二章 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)- 5 -第三章 設(shè)計(jì)計(jì)算- 6 -3.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集- 6 -3.2精餾塔的物料衡算- 8 -原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率- 8 -原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量- 9 -物料衡算- 9 -3.3 塔板數(shù)的確定- 9 -理論塔板數(shù)的確定- 9 -全塔效率的計(jì)算- 13 -求實(shí)際板數(shù)

2、- 14 -3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算- 14 -操作壓力的計(jì)算- 14 -操作溫度的計(jì)算- 14 -平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算- 15 -平均密度的計(jì)算- 16 -液體平均表面張力的計(jì)算- 18 -液體平均黏度的計(jì)算- 20 -3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算- 21 -塔徑的計(jì)算- 21 -有效塔高的計(jì)算- 22 -3.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算- 23 -溢流裝置計(jì)算- 23 -塔板布置-25-3.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算- 26 -塔板阻力- 26 -漏液點(diǎn)- 27 -霧沫夾帶- 28 -液面落差- 28 -液泛的校核- 28 -3.8 塔板負(fù)荷性能圖- 29 -第四章 設(shè)計(jì)結(jié)

3、果一覽表- 33 -第五章 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備- 35 -5.1附件的計(jì)算- 35 -配管- 35 -冷凝器- 36 -5.1.3 再沸器- 37 -5.2 板式塔結(jié)構(gòu)- 38 -第六章 參考文獻(xiàn)- 40 -第七章 設(shè)計(jì)心得體會(huì)- 41 -第一章 序 言  化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問(wèn)題分析能

4、力，思考問(wèn)題能力，計(jì)算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板式塔將其分離。第二章 化

5、工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 一 設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)二 任務(wù)要求 設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板精餾塔以分離苯和甲苯，具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 F100kmol/h進(jìn)料組成 xF0.441餾出液組成 xD0.911釜液組成 xw0.011塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。 三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) （1）塔徑及精餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔板的負(fù)荷性能圖 （4）總塔高4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算5、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6、工藝流程圖

6、及精餾塔設(shè)備條件圖第三章 設(shè)計(jì)計(jì)算3.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.91388倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不

7、能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類(lèi)型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板

8、容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖： 圖3-1 板式塔的簡(jiǎn)略圖表3-1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表3-2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3-3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.

9、4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表3-4 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表3-5 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表3-6 液體粘度µ溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表3

10、-7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.

11、093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率物料衡算式:苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.2.3物料衡算 原料處理量總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3.3 塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的確定(1)相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算苯的沸點(diǎn):80.1 甲苯的沸點(diǎn):110.6由安托因方程 T=80.1時(shí)苯：甲苯：解得： T=110.6時(shí)苯：甲苯：解

12、得： 則80.1時(shí) 110.6時(shí) （2）最小回流比的求取由于泡點(diǎn)進(jìn)料即飽和液體進(jìn)料，所以取q=1，q線為一條垂直線通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即，則?。?）求精餾塔的氣液相負(fù)荷 精餾段：提餾段：（4）求操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：（5）逐板法求理論板數(shù)相平衡方程 即 變形得： 用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算： 故精餾段理論板數(shù)n=3用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算： 故提餾段理論板數(shù)n=7（不包括塔釜）理論板數(shù)一共10塊，進(jìn)料板為第4塊3.3.2全塔效率的計(jì)算查苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，由內(nèi)差法求得 得 得 得 求苯甲苯的粘度 平均粘度由公式，得根據(jù)奧

13、康奈爾（Oconnell）公式計(jì)算全塔效率3.3.3求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)全塔共有塔板22塊，進(jìn)料板在第8塊板。3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.4.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力101.3+0.7×7106.2kPa塔底操作壓力=101.3+0.7×22116.7 kPa精餾段平均壓力（103.3+106.2）2104.75 kPa提餾段平均壓力=（106.2+116.4）/2 =111.5 kPa3.4.2操作溫度的計(jì)算根據(jù)上式計(jì)算出的壓力，塔頂溫度進(jìn)料板溫度 塔底溫度精餾段平均溫度=（ 80.01

14、+92.92）/2 = 86.465提餾段平均溫度=（92.92+109.91）/2 =101.4153.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xD=y1=0.911,代入相平衡方程得x1=0.806進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得0.734， 0.441塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 =0.011,由相平衡方程，得=0.027精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量3.4.4平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 由溫度可以查有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖可以得到對(duì)應(yīng)的液體密度圖3

15、-2：有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖a.塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD80.01，用試差法求得 kg/塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 b.進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由，用試差法求得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw109.91，用試差法求得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為3.4.5液體平均表面張力的計(jì)算由公式：及查有機(jī)液體的表面張力共線圖得液體張力可以計(jì)算液體表面張力圖3-3：有機(jī)液體的表面張力共線圖a.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD80.01，由內(nèi)差法求得 b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF92.92，由內(nèi)差法求得 c

16、.塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由tw109.91，由內(nèi)差法求得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為3.4.6液體平均黏度的計(jì)算由公式：及查液體黏度共線圖得液體黏度可以計(jì)算液體黏度圖3-4：液體黏度共線圖a. 塔頂液相平均黏度的計(jì)算由 tD80.01，由內(nèi)差法求得 b. 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由tF92.92，由內(nèi)差法求得 c. 塔底液相平均黏度的計(jì)算由tw109.91，由內(nèi)差法求得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.5.1塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有

17、關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表3-8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.074；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.068；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不

18、大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.5m。3.5.2有效塔高的計(jì)算精餾段有效塔高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個(gè)，高度為600mm,故有效塔高3.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算3.6.1溢流裝置計(jì)算 精餾段因塔徑D1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌鲄^(qū)lW=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D=0.66×1.40=0.924mb)出口堰高：， 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。圖3-5：液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得E=1.042,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可

19、得圖3-6：弓形降液管的寬度與面積，故 ， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：滿(mǎn)足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤(pán) 采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm3.6.2塔板布置 塔板的分塊 因D1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對(duì)精餾段：a) 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取安定區(qū)寬度 由于D=1.44m<1.5m故取b)開(kāi)孔區(qū)面積用計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積，解得， b) 篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：本例所處理是物系無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列

20、取孔中心距t為篩孔數(shù)開(kāi)孔率 則每層板上的開(kāi)孔面積為 3.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式計(jì)算：式中： (1) 精餾段 查干板孔的流量系數(shù)圖得圖3-7：干板孔的流量系數(shù)圖 所以 單板壓降3.7.2漏液點(diǎn)當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影響塔板效率，因此，漏液點(diǎn)氣速為下限氣速，篩孔的漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算：其中（1） 精餾段 m液柱穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。3.7.3霧沫夾帶 其中精餾段 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)

21、發(fā)生過(guò)量的霧沫夾帶3.7.4液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 3.7.5液泛的校核為了避免液泛，降液管中液面高（）不得超過(guò)即 其中液體在降液管出口阻力：精餾段取則則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。3.8 塔板負(fù)荷性能圖 1精餾段(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中取，前面求得，代入，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-8。 表3-9 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果0.0020.0030.0040.0050.0061.611.541.481.421.37由

22、上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1。 (2) 液泛線 由E=1.042,=0.924得：已算出，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-9。 表3-10 液泛線計(jì)算結(jié)果0.0020.0030.0040.0050.0062.3842.3102.2332.1502.060由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限， 從而做出液相負(fù)荷上限線3(4) 漏液線由和，代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-10。 表3-11 漏液線計(jì)算結(jié)果0.0020.0030.0040.0050.0060.

23、5540.5680.5800.5890.599由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.042據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。操作點(diǎn)P圖3-8：精餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性操作點(diǎn)P 第四章 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位設(shè)計(jì)得數(shù)據(jù)精餾段提餾段主要結(jié)構(gòu)

24、參數(shù)塔徑1.41.5塔的有效高度2.46.4實(shí)際塔板數(shù)塊715板間距0.400.40塔板液流形式單流型單流型塔板形式弓形弓形堰長(zhǎng)0.924堰高0.0441溢流堰寬度0.158降液管的面積0.0912管底與受液盤(pán)距離0.0346板厚3.03.0孔徑5.05.0孔間距1515孔數(shù)個(gè)59045904開(kāi)孔率10.1%10.1%邊緣區(qū)寬度0.040.04安定去寬度0.060.06開(kāi)孔區(qū)面積1.1471.147主要性能參數(shù)各段平均壓強(qiáng)104.75111.5各段平均溫度86.465101.415氣相平均流量1.25液相平均流量0.0032板上清液層高0.06空塔氣速0.88060.749篩孔氣速10.78塔

25、板壓降0.0728液體在降液管中停留時(shí)間11.4降液管內(nèi)清液層高度0.00153霧沫夾帶量0.014負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制氣相負(fù)荷上限1.345氣相負(fù)荷下限0.555操作彈性2.42 第五章 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備5.1附件的計(jì)算5.1.1配管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。已知進(jìn)料流率為，平均分子質(zhì)量，密度為所以取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(2)回流管采用直管回流管，回流的體積流率：取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(3)釜液出口管體積流率：取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(4)塔頂蒸汽管取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(5)加熱蒸汽管取管內(nèi)流速則進(jìn)料管

26、直徑5.1.2冷凝器塔頂溫度tD=80.01 冷凝水t1=20 t2=30 則 由tD=80.01 查液體比汽化熱共線圖圖5-1：液體比汽化熱共線圖得:又氣體流量塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù) 則傳熱面積冷凝水流量5.1.3 再沸器塔底溫度tw=109.91 用t0=135的蒸汽，釜液出口溫度t1=112則 由tW=109.91 查液體比汽化熱共線圖得:又氣體流量塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù) 則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量?jī)?chǔ)槽、加料泵、高位槽、產(chǎn)品冷卻器設(shè)計(jì)從略。5.2 板式塔結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間

27、距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。（1） 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間?。?） 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個(gè)因素決定。 塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長(zhǎng)時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取 （3） 人孔 一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長(zhǎng)為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。本塔設(shè)計(jì)每7塊板

28、設(shè)一個(gè)人孔，共兩個(gè)，即 （4） 塔高 + 故全塔高為16.01m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙座取了較小的3m。 第六章 參考文獻(xiàn) 1 姚玉英, 化工原理（下）M. 天津：天津科技出版社，1999 .2 譚天恩, 化工原理（下）M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1994 .3 陳敏恒, 化工原理（下）M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1989 .4 賈紹義, 化工原理課程設(shè)計(jì)M. 天津：天津大學(xué)出版社，2002. 第七章 設(shè)計(jì)心得體會(huì) 本次課程設(shè)計(jì)通過(guò)給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計(jì)一套苯甲苯連續(xù)篩板式精餾塔設(shè)備。通過(guò)近四周的努力，反經(jīng)過(guò)復(fù)雜的計(jì)算和優(yōu)化，我終于設(shè)計(jì)出一套較為完善

29、的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項(xiàng)操作性能指標(biāo)均能符合工藝生產(chǎn)技術(shù)要求，而且操作彈性大，生產(chǎn)能力強(qiáng)，達(dá)到了預(yù)期的目的。                     通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識(shí)，熟悉了大量課程內(nèi)容，懂得了許多做事方法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門(mén)課程的最初本意。從接到課題并完成分組的那一刻起我們就立志要盡最大努力把它做全做好。首先，我們?nèi)D書(shū)館借閱了大量有關(guān)書(shū)籍，并從設(shè)計(jì)書(shū)上了解熟悉了設(shè)計(jì)的流程和方法。通過(guò)查閱資料我們從對(duì)設(shè)計(jì)

30、一無(wú)所知變得初曉門(mén)路，而進(jìn)一步的學(xué)習(xí)和討論使我們使我們具備了完成設(shè)計(jì)的知識(shí)和方法，這使我們對(duì)設(shè)計(jì)有了極大的信心，我們確定了設(shè)計(jì)方案和具體流程及設(shè)計(jì)時(shí)間表，然后就進(jìn)入了正是的設(shè)計(jì)工作當(dāng)中。                 萬(wàn)事開(kāi)頭難，我從最簡(jiǎn)單的物料衡算開(kāi)始，把設(shè)計(jì)題目中的操作條件轉(zhuǎn)化為化工原理課程物料衡算相關(guān)的變量最終把物料衡算正確的計(jì)算出來(lái)。然后是回流比的確定，我應(yīng)用化工原理中的計(jì)算式出了最小回流比，然后通過(guò)分析確定了放大倍數(shù)求出了實(shí)際回流比。同樣理論塔板數(shù)的計(jì)算也是通過(guò)復(fù)雜但有序的計(jì)算得出。 接下來(lái)塔的工藝尺寸計(jì)算，篩板流體力學(xué)驗(yàn)算，塔板負(fù)荷性能圖計(jì)算等一個(gè)接一個(gè)的被我們拿下，當(dāng)然這一路下來(lái)并不是一帆風(fēng)順的。在驗(yàn)算漏液時(shí)我發(fā)現(xiàn)得出的驗(yàn)算值小于規(guī)定值，這一下打亂了我的行進(jìn)步驟。通過(guò)驗(yàn)算分析，我整理出可能幾條導(dǎo)致這一問(wèn)題原因，在對(duì)這幾個(gè)因素逐一分析后我們把目標(biāo)轉(zhuǎn)向了最大的“疑犯”篩板孔心距。原來(lái)是我把孔心距取值取得偏小了，因?yàn)槲疫@個(gè)塔的生產(chǎn)能力比較大，太小的孔心距會(huì)導(dǎo)致板上液層壓力大于板下氣流