苯甲苯筛板精馏塔分离课程设计83983869

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1、湖北民族学院化学与环境工程学院课程设计说明书HUBEI UNIVERSITY FOR NATIONALITIES化工原理-化工设备机械基础课程设计设计题目 苯-甲苯筛板精馏塔分离 院 系 化学与环境工程学院 专 业 化学工程与工艺 小组成员及任务分工一览表序号学号姓名具体分工备注（若为组长请标出）1精馏塔设计计算以及最后的整合工作组长2精馏塔结构与机械计算成员3精馏塔的工艺计算成员4热量衡算成员5绘图成员目录AbstractVI引 言1第一章 概述11.1板式精馏塔课程设计任务书21.2精馏塔设计方案的选定3第二章 精馏塔设计计算32.1物料计算32.1.1料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数32.

2、1.2全塔总物料衡算42.2逐板法求理论板42.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算72.3.1以精馏段为例进行计算72.3.2以提馏段为例进行计算92.4精馏塔的塔体工艺尺度计算112.4.1精馏段塔径的计算112.4.2精馏段塔板主要工艺尺寸的计算132.4.3提馏段塔板主要工艺尺寸的计算。21第三章板式塔得结构与机械设计293.1附件的计算293.1.1接管293.1.2冷凝器31第四章热量衡算334.1 塔顶热量衡算334.2塔底热量衡算344.3 焓值衡算35第五章设计结果汇总37符号说明40参考文献42致谢42摘要化工生产中所处理的物料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混

3、合物，而且其中大部分都是均相物质，生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作, 利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，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，所以

4、在设计中把操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。本设计说明书以通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的筛板塔以及相关辅助设备的计算。绘制了精馏塔装配图，精馏工艺流程图。关键词：筛板塔；苯；甲苯AbstractIn the chemical production processes the material, the intermediary product, the primary product, nearly is the mixture which is composed of certain c

5、omponents, moreover majority is the homogeneous phase material, in the production to satisfy the storage, the transportation, the processing and the use need, often needs these mixture separation for pure or nearly the pure state material. Separation of distillation is the most commonly used liquid

6、mixture of a unit operation, using liquid mixture of all the different points of the volatile, volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer. Mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the sa

7、me time heat and mass transfer process. The design task is to separate the benzene - toluene mixture using the distillation tower. For the separation of binary mixtures, we can use a continuous distillation process. In the design, we feed the raw material in the bubble point ,using preheater where t

8、he liquid can be heated up to the bubble point and then give it away to the distillation tower. Up top of the tower ,there is a total condenser which can condense the steam. Part of the condensed steam return to the tower in the bubble point, and the rest product is sent to the tank through the tota

9、l condenser. It is so easy to isolate material system using this system. the minimum return is relatively small, so we take the minimum reflux ratio of 1.7 times of the operating reflux ratio in our design. Tower reacter is heated with indirect steam and the tower bottom product is sent to storage t

10、anks after cooling.The design specification through the material balance, energy balance, technology, structural design and verification and a series of work to design a reasonable possibility of the sieve tower that should use the relation selective evaporation flow，and drawing assemble diagram of

11、distillation tower and PID of distillation.Keywords：Distillation；Sieve tower；Benzene VI引 言化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。蒸馏是一种常用的化工单元的操作，是工业上分离液相混合物常用的手段。蒸馏操作可以是板式塔，也可以采用填料塔。板式塔为逐步接触型，按汽液接触原件不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、舌形塔、浮动喷射塔等多种。目前，从国内外实际情况来看，主要的塔板类型为浮阀塔，筛板塔及泡罩塔，前两种应用尤为广泛。作为气液两用传质用的塔的设备，首先必须保证气液两相得到充分的接触，

12、以达到较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的要求，塔设备还得具备下列的基本要求：塔内滞留量小。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节。结构简单，造价低，创造，安装，维修方便。流体流动阻力小。即流体经塔设备的压降小，可节省动力消耗，降低操作的费用。气液处理量大，即生产能力大时不至于发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。操作稳定，弹性大。即当塔设备的气液负荷在一定范围内变化时，仍能够在较高的传质效率下进行稳定的操作。42第一章 概述化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合

13、物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10

14、%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。1在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度，使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降，其

15、操作的负荷范围比泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影

16、响，因此设计是否合理的利用热能等直接关系到生产过程的经济问题。2本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核。1.1板式精馏塔课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液组成为0.3（苯的质量分数，下同），其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量为0.986。(3)釜液中苯含量为0.012。(4)生产能力：40000 t/y苯产品，年开工310天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：饱和液体进料（q=1）(3)回流比：R=1.3Rmin。 (4)单板压降压：0.7kPa 四、设计内容及要求(1)设计

17、方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4)编制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计1.2精馏塔设计方案的选定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经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

18、1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第二章 精馏塔设计计算2.1物料计算2.1.1料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数原料：苯甲苯混合物 XF=0.3.产品：XD=0.986（摩尔分数） XW=0.012（摩尔分数）.相对挥发度：=2.5 . 进料热状态：q=1.塔板效率：80% . 原料温度：50 .生产能力：4万吨每年 . 开工时间：310天/年 .冷却水进口温度：25 . 操作压力：塔顶常压 .加热蒸汽压力：1.0KPa . 塔顶压力：4KPa(表压) .单板压降：0.7kPa . 建厂地址：武汉地区 .平均摩尔质量：苯的摩尔质量： MA=78.11Kg/Kmol 甲苯的

19、摩尔质量：MB=92.13Kg/Kmol （其中A、B分别代表苯和甲苯）.原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量：ML,F=0.378.11+(1-0.3)92.13= 87.92 Kg/KmolML,D=0.98678.11+(1-0.986)92.13= 78.31 Kg/KmolML,W=0.01278.11+(1-0.012)92.13=91.96Kg/Kmol.2.1.2全塔总物料衡算总物料衡算 F = D + W （3-1）易挥发组分（苯）物料衡算 F XF = D XD + W XW （3-2）式中 F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；XF、XD、XW分别为原

20、料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。结合（3-1）、（3-2）得：F=400001000/(87.9231024)=61.15 kmol/hD= 18.08kmol/hW=43.07 kmol/h2.2逐板法求理论板1.求最小回流比及操作回流比Xq=0.3 Yq=0.517Rmin=2.16R=1.3Rmin=2.812.求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=2.1618.08=39.05 Kmol/hV=(R+1)D=(2.16+1)18.08=57.13 Kmol/hL=L+F=39.05+61.15=100.02 Kmol/hV=V=57.13 Kmol/h3.精馏段操作线方程4.提

21、溜段操作线方程用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 = 0.986 ， =0.966973.0312.0.0.68412=+=xy， .0.9195.15.22=-=y2y2x941.0.0.312.0.68423=+=xy， 864.05.1.2.533=-=yy3x.0.903312.0.0.68434=+=xy， 788.05.15.244=-=yy4x.0.851312.0684.045=+=xy， .0.6965.15.255=-=yy5x.0.788312.0684.056=+=xy， .0.5985.15.266=-=yy6x.0.721312.0684.067=+=xy，.0

22、.5085.15.277=-=yy7x659.0312.0684.078=+=xy，.0.4365.15.288=-=yy8x610.0312.0684.089=+=xy，.0.3855.15.299=-=yy9x575.0312.0684.0910=+=xy，.0.3515.15.21010=-=yy10x552.0312.0684.01011=+=xy，.0.3045.15.21111=-=yy11x.0.520312.0684.01112=+=xy .0.3015.15.21212=-=yy12x.0.518312.0684.01213=+=xy .0.30015.15.21313=-=

23、yy13x.0.517312.0684.01314=+=xy .0.2995.15.21414=-=yy14x因为, 3.0.0.29914=Fxx故精馏段理论板 n=13，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算.0.216009.0.0.7511415=-=xy，.0.0995.15.21515=-=yy15x.0.065009.0751.01516=-=xy，.0.0275.15.21616=-=yy16x.0.011009.0751.01617=-=xy，.0.0045.15.21717=-=yy17x因为，012.0004.017=Wxx故精馏段理论板 n=4,总的理论板数，进料板位置

24、5.实际板层数的求取精馏段实际板层数：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以精馏段为例进行计算1.操作压力计算塔顶操作压力KPa每层塔板压降KPa进料板压力KPa精馏段平均压力KPa2.操作温度的计算XF=0.3 XD=0.986由内插值法求得：进料板温度 塔顶温度精馏段平均温度3.平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由，再由平衡曲线得=0.966kg/kmol kg/kmol进料板的平均摩尔质量计算查平衡曲线得 kg/kmol kg/kmol精馏段平均摩尔质量 kg/kmol kg/kmol4.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，

25、即= (2).液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由,查手册得，进料板平均密度的计算由进料板液相平均密度的计算由，进料板液相的分率计算：精馏段液相平均密度为2.3.2以提馏段为例进行计算1.操作压力的计算每层塔板压降KPa进料板压力KPa精馏段平均压力KPa2.操作温度的计算XF=0.3 Xw=0.012由内插值法求得：进料板温度 塔顶温度精馏段平均温度3.平均摩尔质量的计算塔釜平均摩尔质量的计算由，再由平衡曲线得=0.005进料板平均摩尔质量计算有图解理论板查平衡曲线得 .提馏段平均摩尔质量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= (2).液相平均密度计算塔釜液相

26、平均密度计算由进料板液相的分率计算：提馏段液相平均密度为2.4精馏塔的塔体工艺尺度计算2.4.1精馏段塔径的计算1.精馏段的气液相体积流率为：取板间距，板上液层高度， 图2-2 斯密斯关联图查图2-2，得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D1.0m塔截面积为实际空塔气速为2.提溜段塔径的计算提馏段的气液相体积流率为：取板间距，板上液层高度，查图2-2，得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D1.0m塔截面积为实际空塔气速为3.精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为2.4.2精馏段塔板主要

27、工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.0m,，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1).堰长取=0.66D=0.661.0=0.66m(2).溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1,则取板上清液层高度，故(3).弓形降液管宽度和截面积 图2-3弓形浆液管的参数由，查图2-3，得故依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理(4).降液管底隙高度则选用凹形受液盘，深度2.塔板布置 (1).边缘区宽度确定 取(2).开孔区面积计算开孔区面积按式（5-12）计算，即(3).筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距

28、筛孔数目个开孔率为气体通过筛孔的气速为3筛板的流体力学验算(1)塔板压降干板阻力计算干板阻力计算：由，查图5-10得故液柱气体通过液层的阻力计算 查图2-6，得液柱液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力计算：液柱气体通过每层塔板得液柱高度可按下式计算：液柱气体通过每层塔板的压降（设计允许）(2)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，可忽略(3)液沫夹带故在本设计中液沫夹带量在允许范围内(4)漏液对筛板塔，漏液点气速计算= 实际孔数稳定系数为(5)液泛为防止塔内发生液泛，降压管内液层高苯-甲苯物系属一般物系，取，则板上不设进口堰，计算，即液柱液柱故在本设计中不会发生泛液现象4塔板负荷性能图

29、(1)漏液线 由在操作范围内，任取n个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2-2表2-2精馏段漏液线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()0.3420.3510.3620.371由此表数据即可做出漏液线1(2)液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下；由=2.5 =2.5(+),=0.052, = =0.13+2.2 , =0.27-2.2 Vs=1.23-10.02在操作范围内，任取n个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2-3表2-3精馏段液沫夹带线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.00150.00

30、300.0045Vs/()1.1591.0991.0220.957由此表数据即可做出液沫夹带线2。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.008m作为最小液体负荷标准。由式得=取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线限了3。见图2-4(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由式得故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线令由联立得 +=（）+忽略，将与Ls，与Ls，与Vs的关系式代入上式并整理得式中将有关数据代入得故0.108Vs=0.139-878.1Ls-1.47Ls或Vs=1.28-8130.6Ls-13.61Ls表2-4精馏段

31、液泛线上的气液体积流量表Ls/()0.00060.00150.00300.0045Vs/()1.1801.0830.9240.744由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程可求出筛板塔的精馏段的负荷性能图。见图2-441A523图2-4 塔板负荷性能图2.4.3提馏段塔板主要工艺尺寸的计算。1、溢流装置计算 因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1)堰长取=0.66D=0.66 1.0=0.66m(2)溢流堰高度 由=，选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则=0.015m 取板上清液层高度=60mm,故(3)弓形降液管宽度和截面积 由，查图2-3，

32、得故 依式（5-9）验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理(4)降液管底隙高度 取，则选用凹形受液盘，深度2塔板布置(1)塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得，塔板分为3块(2)边缘区宽度确定 取(3)开孔区面积计算 开孔区面积按式（5-12）计算，即 其中 故(4)筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目：个开孔率为气体通过筛孔的气速为3.筛板的流体力学验算(1)塔板压降干板阻力计算干板阻力计算：=0.051 图2-5 干筛孔的流量系数图 由，查图2-5得故液柱气体通过液层计算 图2-6充气系数关联图 查

33、图2-6，得 液柱液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式计算液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 液柱体通过每层塔板的压降为（设计允许）(2)液面落差对于筛板塔、液面落差很小、可忽略(3)液沫夹带 故在本设计中，液沫夹带量在允许范围内(4)漏液对筛板塔，漏液点气速计算实际孔速稳定系数为(5)液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高即 苯-甲苯物系属一般物系，取，则 板上不设进口堰，计算，即 液柱液柱 故在本设计中不会发生液泛现象4、塔板负荷性能图(1)漏液线由得整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表2-5表2-5提馏段漏液线上的气液体积流量表0.0

34、0060.00150.00300.00450.3090.3170.3280.337由此表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由表2-6提馏段液沫夹带线上的气液体积流量表0.00060.00150.00300.00451.2261.1671.0911.028由上表数据即可作出液沫夹带线2， (3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，得 取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(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故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4(5)液泛线全由联立得忽略，将与，与的关系式代入上式，并整

35、理得式中 将有关的数据代入，得故表2-7提馏段液泛线上的气液体积流量表0.00060.00150.00300.00451.111.0370.9370.845由上表数据即可作出液泛线5，见图2-7根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图B13425图2-7提留段筛板负荷性能图第三章板式塔得结构与机械设计3.1附件的计算3.1.1接管(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。F=61.15Kg/h , =869Kg/ 则体积流量 sVFM/m00172.03600869.61.1587.92e=进进管内流速则管径60.4mmm0604.0

36、14.36.000172.044=puVd取进料管规格652.5 则管内径d=60mm进料管实际流速smudV/61.02206.014.300172.044=p(2)回流管 采用直管回流管L=DR=18.082.81=50.80kmol/h，回流管的回流量平均密度3/4.876mkg=r则液体流量smVeLML/00126.0336004.876.31.7880.50=取管内流速则回流管直径mmmduVL7.320327.014.35.100126.044=p可取回流管规格352.5 则管内直径d=30mm回流管内实际流速smudV/78.12203.014.300126.044=p(3)塔

37、顶蒸汽接管则整齐体积流量V=D（R+1）=18.08（2.81+1）=68.88kmol/h=（68.8878.31）/（1.883600）=0.797m3/s取管内蒸汽流速则mduV260.014.315797.044=p可取回流管规格2706 则实际管径d=258mm塔顶蒸汽接管实际流速smudV/162140.2582.3.040.7094=(4)釜液排出管塔底w=43.07kmol/h 平均密度e=866kg/m 平均摩尔质量kmolkg/96.91M=体积流量：smVewM/00127.0336004.866.43=.0791.96取管内流速则mduV0569.014.35.0001

38、27.044=p可取回流管规格602.5 则实际管径d=55mm塔顶蒸汽接管实际流速smudV/54.022055.014.300127.044=p(5)塔顶产品出口管径D=18.08koml/h 相平均摩尔质量kmolkgM/31.78=溜出产品密度3/9.876mkge=则塔顶液体体积流量V=DM/e=18.0878.31/（876.43600）=0.00045 m /s取管内蒸汽流速则mmmduV5.190195.05.114.300045.044=p可取回流管规格252.5 则实际管径d=20mm塔顶蒸汽接管实际流速smudV/43.12202.014.300045.044=p3.1.

39、2冷凝器塔顶温度tD=81.7 用原料冷却t1=20 t2=30 则由tD=81.7 查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量3.1.3再沸器塔底温度tw=107.8 用t0=135的低压蒸汽，釜液出口温度t1=112则 由tw=107.8 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=1.17m3/s 密度则取传热系数K=600W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量3.2.塔体结构（一） 塔顶空间 指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.52.0）HT。需要安装除沫器时，要根据

40、除沫器的安装要求确定塔顶空间 取 HD=1m（二）塔底空间HB 则塔底空间为：HB=1.5m（三） 人孔开2个人孔，在第8块板取一人孔，在第16块板开一人口 板间Hp=600mm; 封头和裙坐各开一人孔 人孔直径为500mm 伸出筒体200mm裙坐取2m 封头取 0.5m（四） 塔高H(不包括封头、裙坐)H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB所以H=(22-1-2-1)0.4+10.5+20.6+1+1.5 =11.4第四章热量衡算4.1 塔顶热量衡算表6-1苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.6

41、3363318.57由： 其中 则: t D = 81.7 0C时苯: 蒸发潜热 甲苯: Tr 2 = (81.7 + 273.15) / 318.57 = 1.11 Tr1 = (110.63 + 273.15) / 318.57 = 1.2蒸发潜热 M D = 78.31kg / molD = M D D = 78.31 18.08=1415.84kJ / kg IVD I LD = X D HVA -(1 -X D ) HVB = 0.986 400.71- (1- 0.986) 289.23 = 391.05kJ / kg QC = ( R + 1) D ( IVD- I LD ) =

42、 (2.81+1) 1415.84 391.05=2.109106 kJ / kg4.2塔底热量衡算其中 则: tw=107.80C 苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 288.5 = 1.32 Tr1 = (80.1 + 273.15) / 288.5 = 1.22蒸发潜热 HV 1 = HV 1 ( 1- Tr 2) /(1-Tr1)0.38 = 394 ( 1-1.32) /(1-1.22)0.38=454.29 kJ / kg甲苯: Tr 2 = (107.8 + 273.15) / 318.57 = 1.196 Tr1 = (110.63 + 273.15) /

43、 318.57 = 1.2047蒸发潜热 HV 2 = HV 1 ( 1- Tr 2) /(1-Tr1)0.38= 363( 1-1. 1995) /(1-1.2047)0.38=357.058 = 91.96kg / mol D = W = 91.96 43.07= 3960.71kJ / kg IVw- I Lw = (1- X w) HV2- X wHV1 = (1- 0.013) 359.47 -0.013 454.29 = 348.89kJ / kg QC = ( R + 1) D (IVw- I Lw)= (2.81+1) 3960.71 348.89= 5.26 106 kJ /

44、 kg 4.3 焓值衡算 由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度，塔底温度，进料温度。下: =99.14/ =124.36/ 下：/ / 下： 塔顶：（1）0时塔顶气体上升的焓 QV 塔顶以 0为基准。=2.68 106 kJ / kg(2) 回流液的焓 (3) 塔顶馏出液的焓 因馏出口与回流口组成一样，所以 (4) 冷凝器消耗的焓 QC (5) 进料口的焓 下： 所以 （6）塔底残液 （7）再沸器 (全塔范围内列衡算式) 塔釜热损失为 10%，则 =0.9 设再沸器损失能量加热器实际热负荷 第五章设计结果汇总序号项目精馏段提馏段1平均温度，87.889.82平均压力，kpa109.5117.9

45、3气相流量,0.4010.4034液相流量,0.000870.00235实际塔板数1656塔径,m1.01.07板间距，m0.40.48溢流形式单溢流单溢流9降液管形式弓形弓形10堰长,m0.660.6611堰高，m0.0520.04512板上液层高度，m0.060.0613堰上液层高度,m0.0520.04514降液管底隙高度，m0.020.004415安定区宽度，m0.0650.06516边缘区宽度，m0.0350.03517开孔区面积，m20.3610.36118筛孔直径，m0.0050.00519筛孔数目2731273120孔中心距，m0.0150.01521开孔率，10.110.12

46、2空塔气速，m/s0.5120.51323筛孔气速，m/s7.467.524稳定系数1.251.3425每层塔板压降，pa472474序号项目精馏段提馏段26负荷上限液泛控制液泛控制27负荷下限漏液控制漏液控制28液沫夹带0.00360.003829气相负荷上限0.6840.44630气相负荷下限0.2080.19231操作弹性3.2892.32332冷凝器传热面积m2,16.3233预热器传热面积, m23.39734再沸器传热面积，m252.31335塔顶蒸汽粗口管，mm8636进料管直径，mm3437回流管直径，mm3038塔顶出料管径，mm2139塔釜出料管直径，mm3140筒体壁厚，

47、mm841塔顶空间，m1.542人孔数,个343裙座高度，m344塔总体高度，m9.2设计小结与体会化工原理课程设计是化工机械基础设备与化工原理设计中的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去完成一个单元操作设计任务的一次训练。本次的设计内容是苯甲苯分离过程的板式精馏塔设计。这方面的知识我们在以前的学习当中进行了理论性的学习，但是了解和掌握的东西很有限，在这次课程设计中，通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计等一系列工作，我们基本上完成了设计任务，也让我们明白了怎样运用所学的知识，结合我们掌握其他的相关知识，计算机技术，参照有关的文献资料去解决设计中的问题。

48、并且通过在设计过程中，结合我们所掌握的理论知识，不断地发现问题和解决问题，使我们能够熟练的运用这些知识与技能，这些经验的积累是对学习的巩固和拓展，也是一次宝贵的经验。当然在整个过程中，也离不开我们亲爱的老师的悉心指导和其他同学的热心帮助。在我们的实践过程当中，我们能够参与一起讨论，通过查阅资料，咨询老师等来解决设计中遇到的问题。虽然在这个学习的过程当中，我们有发生过计算上的失误而重头开始计算，设备选型错误等问题，但这不但没有让我们知难而退，反而让我们更加深刻地认识到科学设计中应该持有的严谨严务的态度的重要性。这些宝贵的经验积累，对我们今后的学习和工作也会有很大的帮助。课程设计虽然辛苦，但是总的

49、来说，痛并快乐着。我们深刻认识到自己在知识上的欠缺不足，希望自己在今后的学习和工作中，不断努力，完善知识上的盲点，不断进步。符号说明Aa塔板开孔（鼓泡）面积，m2；Af 降液管面积，m2；A0 筛孔面积，m2；AT塔截面积，m2；C计算Umax时的负荷系数，无因次；C0 流量系数，无因次；D计算Umax时的负荷系数，无因次；D塔径，m；d0 筛孔直径，mm；E 液流收缩系数，无因次；ET 液流收缩系数，无因次；ev 液流收缩系数，无因次；F进料流量，kmol/h；Fa 进料流量，kmol/h；g重力加速度，m2/s；H板间距，m或mm；塔高，m或mm；hc 与干板压降相当的液柱高度，m；hd与

50、液体流经降液管的压降相当的液柱高度，m；ht与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，m；hl 进口堰与降液管间的水平距离，m；hL板上液层高度，m；ho 降液管底隙高度，m；how堰上液层高度，m；hp 与单板压降相当的液层高度，m；h与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度，m；hw溢流堰高度，m；K筛板的稳定系数，无因次；L塔内下降液体的流量，kmol/h；Ls 塔内下降液体的流量，m3/s；Lw 溢流堰长度，m；N塔板数；理论板数；Np 实际塔板数；NT 理论塔板数；n筛孔数；P操作压强，Pa或kPa；P压强降，Pa或kPa；q进料热状态参数；R 回流比；开孔区半径，m；S 直接蒸汽量，kmol/h；t筛孔中心距，mm；u空塔气速，m/s；ua 按开孔区流通面积计算的气速，m/s；u0按开孔区流通面积计算的气速，m/s；u0降液管底隙处液体流速气速，m/s；u