化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

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1、资料前言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。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，精馏是利用液体混 合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备 一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生

2、产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压 降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易， 也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔 设计，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。在设计过程中应考虑到设计的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响，因此

3、设计是否合 理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。目录第一章绪论11.1精馏条件的确定11.1.1精馏的加热方式 11.1.2精馏的进料状态 11.1.3精馏的操作压力11.2确定设计方案11.2.1 工艺和操作的要求21.2.2满足经济上的要求21.2.3 保证安全生产 2第二章设计计算22.1设计方案的确定22.2精馏塔的物料衡算22.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率22.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量32.2.3物料衡算32.3塔板计算32.3.1理论板数NT的求取 32.3.2全塔效率的计算42.3.3求实际板数42.3.4 有效塔高的计算 42.4精馏塔的工

4、艺条件及有关物性数据的计算42.4.1操作压力的计算42.4.2操作温度的计算52.4.3平均摩尔质量的计算52.4.4平均密度的计算62.4.5液体平均表面张力的计算72.4.6液体平均黏度的计算82.4.7气液负荷计算82.5塔径的计算82.6塔板主要工艺尺寸的计算92.6.1溢流装置计算92.6.2塔板布置112.7筛板的流体力学验算塔板压降 122.7.1精馏段筛板的流体力学验算塔板压降122.7.2提馏段筛板的流体力学验算塔板压降132.8塔板负荷性能图142.81精馏段塔板负荷性能图142.82提馏段塔板负荷性能图15第三章设计结果一览表错误！未定义书签。第四章板式塔结构174.1

5、塔顶空间184.2塔底空间184.3人孔184.4塔高18第五章致谢19参考文献20第一章绪论1.1精馏条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔 的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达 不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采 用温差控制。111精馏的加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加 热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易 挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍

6、有增 加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔 的阻力及釜中液柱静压力。1.1.2精馏的进料状态进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的 热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下 所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看 基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定 的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升 蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在

7、于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升 蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。1.1.3精馏的操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操 作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混 合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大， 在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。1.2确定设计方案确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生 产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1

8、.2.1工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳 定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应 的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行 调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中 安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其 次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通 过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.2.2满足经济上的要求要节省

9、热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当 地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷 却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小， 即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。1.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔 内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则 应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要

10、求作一般的考虑。第二章设计计算2.1设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液 在泡点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。该物系属于易分 离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间 接加热，塔底产品冷却后送至储罐。2.2精馏塔的物料衡算2.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率（生产能力）进料量：F=85000t/年苯的摩尔质量MA=78.11Kg/mol内蒙古科技大学课程设计说明书甲苯的摩尔质量MB=92.13Kg/mol2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.2.3物料衡算原料处理量

11、F -850000001.37 x 102（kmol / h）85.9612 x 7200总物料衡算苯物料衡算联立解得：F=D+W=137kmol/h0.44 F 0.983D + 0.024WD=59.43Kmol/hW=77.57Kmol/h2.3塔板计算2.3.1理论板数NT的求取(1) 相对挥发度的求取查 温度-组成 图得td=80C t 92.6C(由表2)dw=当取td=80C时当取td=92.6C时dPA。二 146.004kp , PB。二 58.94kp(2) 最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1, q线为一垂直线，故x = x = 0.44，根据相平衡方P F程有最

12、小回流比为 对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=(ll-2)RminR=1.5R . =2.16min(3) 精馏塔的气、液相负荷操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程(5)逐板法求理论板数计算过程如下相平衡方程ox y 二 1 +（a- 1）x2.5 x1 +1.5 x变形得:2.5 -1.5 y精馏段操作线方程提馏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：故精馏段理论板数n=7用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：故提馏段理论板数n=8 （不包括再沸器）2.3.2全塔效率的计算由 td=80C tw=92.6C计算出tm=93.5C根据表6分别查得苯、甲苯在平均温度下的

13、粘度内差法计算出 卩=0.271（mPa - S）,卩=0.278（mPa - S）AB平均粘度由公式，得根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率ET2.3.3求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。2.3.4有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔咼 Z = 4.8 + 5.6 + 0.6x 2 = 11.6m2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P= 101.3 kPa每层塔板压降P=0.7 kPa进料板压力 Pf = 101.3+0.7x13

14、 = 110.4kPa塔底操作压力 Pw=101.3+0.7x15 = 111.8kPa精馏段平均压力 Pm1 =( 101.3+110.4) /2 = 105.85 kPa提馏段平均压力 Pm2= (110.4+111.8) /2 =111.1kPa2.4.2操作温度的计算塔顶温度t = 80 CD进料板温度t = 92.6 CF塔底温度t = 107 CW精馏段平均温度t = ( 80+92.6) /2 = 86.3 Cm1提馏段平均温度t = (92.6+107) /2 =99.8 Cm 22.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由由X = y = 0.983带入相平衡方程，得x

15、 =0.959D 11进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得y =0.654, x =0.43FF塔底平均摩尔质量计算由x =0.01，由相平衡方程，得y =0.026WW1 Wm=0.01 x 78.11 + (1 - 0.01) x 92.13 = 91.99(kg / kmol)精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量2.4.4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PMp = VMVmRTM105.85 x 80.668.314 x(86.3 + 273.15)=2.86(kg / m3)提馏段的平均气相密度液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，

16、即由tD=80C，查手册得p = 815kg / m 3Ap = 810kg / m3B塔顶液相的质量分率求得 = 0.98A10.98 0.02= +p 814810L, Dm得 p= 814 9kg / m3L, Dm由92.06 C，查共线图得p = 800.9kg / m3Ap = 797.63kg / m3B塔顶液相的质量分率=0.390.43 x 78.11、0.43 x 78.11 + (1 - 0.43)x 92.13p= 800kg / m3L, Fm10.390.61= +p 800.09797.63L，Fmc. 塔底液相平均密度的计算由 t =107C,wP = 783

17、96kg / m3AP = 783 3kg / m3B塔顶液相的质量分率a =A.。1；施11、 = 0.0850.01x 78.11 +(1 - 0.01 丿x 92.1310.0851 - 0.085=+P 783.96783.3L ,Wm得 p= 730kg / m3LWm精馏段液相平均密度为814.9 + 800 “r /)P = 807.45 xg / m3 丿Lm2提馏段液相平均密度为2.4.5液体平均表面张力的计算由公式：a = Y x aLmL LL=1a. 塔顶液相平均表面张力的计算由 t =80C，查手册 a = 21.27(mN/m)a = 21.69(mN/m)DABb

18、. 进料板液相平均表面张力的计算由 厂9206,查共线图得a = 19.75(mN / m)a = 20.42(mN / m)ABC.塔底液相平均表面张力的计算由tw=107C，查共线图得a = 18.02(mN / m)a = 18.87(mN / m)AB精馏段液相平均表面张力为a = 21.28 + 20.13 = 20.21(mN / m)Lm提馏段液相平均表面张力为2.4.6液体平均黏度的计算由公式：c =工x卩及查手册得 Lmi i塔顶液相平均黏度的计算由tD=80C，查共线图得卩=0.308( mPa s)A卩=0.311( mPa s)Ba. 进料板液相平均黏度的计算 由tF=

19、92.06C，查共线图得Fb. 塔底液相平均黏度的计算由t =107C，查共线图得W卩=0.257 (mPa s)A卩=0.26(mPa - s)B精馏段液相平均黏度为Lm0.308 + 0.2802=0.294(mPa - s)提馏段液相平均黏度为2.4.7气液负荷计算精馏段：提馏段:2.5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2.1板间距与塔径关系塔径Dt，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距ht，mm20030025035030045035

20、0600400600对精馏段:初选板间距H = 0.40m，取板上液层咼度h = 0.06m ,TLH h = 0.4 40 .=） 6 m.3T L；查史密斯关联图得C20=0.070；依式校正物系表面张力为可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m/s。对提馏段：初选板间距H = 0.40m，取板上液层咼度h = 0.06m，TL故 H h = 0.034m ；L T查史密斯关联图得C20=0.065；依式校正物系表面张力为b = 19.58mN/m时可取安全系数为0.7,则（安全系数0.60.8），故按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔

21、气速0.46m/s。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二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2m。2.6塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1溢流装置计算精馏段因塔径D = 2m，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l :单溢流区l =（0.60.8）D,取堰长为l =0.60D=0.60x2.0=1.2mwwwb）出口堰高h :查液流收缩系数计算图可以wl / D = 0.60，wL0.0036 x 3600 八心=9.8112.51.22.5w图2.1液流收缩系数计算图查得E=1.04,则故 h = h

22、 h= 0.06 0.014 = 0.046mw L OWC）降液管的宽度 W与降液管的面积A : df由l /D = 0.06查弓形降液管的宽度与面积图w图2.2弓形降液管的宽度与面积W / D 二 0.124 A / A 二 0.056d， f TW = 0.124 D = 0.124 X1.2 = 0.198md利用0 = 3600人凡 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，Lh口“ 3600A H/亠十 +亠、即0 = = 12.56S （大于5s,符合要求）Lhd）降液管底隙高度h :0取液体通过降液管底隙的流速u = 0.08m/ s （0.07-0.25m/s）o依式满足条

23、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提馏段因塔径D = 2m，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l :单溢流区1妒（0.60.8）D,取堰长l为0.60D=0.60x2.0=1.2mwWwb）出口堰高h : h = h -hW W L OWl / D = 0.60，wL0.0036 x 3600 八心一一 9.8112.51.22.5w查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。查得E=1.04,则故 h = h h= 0.06 0.014 = 0.046mw L OWC）降液管的宽度W与降液管的面积A :由

24、 dfl /D = 0.60查弓形降液管的宽度与面积图可得wW / D 二 0.124 A / A 二 0.056d， f tW = 0.124 D = 0.124 X1.2 = 0.198md兀3 14A = 0.056 x D 2 = 0.056 xx 22 = 0.113m 2f44利用0 = 3600人凡 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，Lhd）降液管底隙高度h :0取液体通过降液管底隙的流速卩=0.01m/s （0.07-0.25m/s）0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60mm2.6.2塔板布置a）塔板的分块因D1200m

25、m，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取3050mm所以这里取W = 0.04mc安定区宽度由于 D=1.2mv1.5m 故b）开孔区面积计算开孔区面积R = -W = -0.04 = 0.96m x = -（W + W ）= 1 -（0.198-0.07）= 0.73m2c 2，2ds筛孔数n与开孔率申:本例所处理是物系无腐蚀性，可选用5 = 3mm碳钢板，取筛板直径d = 5mm，筛孔 0按正二角形排列取孔中心距t为t = 4 x 5 = 20mm则每层板上的开孔面积A为0气体通过筛孔的气速为：2.7筛板的流体力学验算塔板压降2.7.1精馏段筛板的流体

26、力学验算塔板压降 干板阻力h计算。干板阻力由下式计算：g由d06 = 5 3 = 1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图图2.3得C0二0841 p=2 g pL1 2.86xx2 x 9.81 807.45(10.35 丫、0.84 丿=0.027m 液柱 气体通过液层的阻力h计算。l气体通过液层的阻力hL由下式计算，即L查充气系数关联图得0 = 0.62。故 h =0 h = 0.58 x 0.06 = 0.0372m 液柱。1L 液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度h按下式计算：p气体通过每层塔板的压降为：(2)液面落差对于筛板塔，液

27、面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差 的影响。溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H应服从下式所表示的关系，即：d塔板不设进口堰则苯一甲苯物系属一般物系，取二0.5，贝V：所以设计中不会发生液泛现象(4)雾沫夹带雾沫夹带按下式计算:故液沫夹带量P在允许的范围内。v(5)漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算：稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.7.2提馏段筛板的流体力学验算塔板压降(1) 干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由d0处二53二1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得(2) 气体通过液层的阻力计算。查充气系数关联图得0 = 0.68。故 h =0 h =

28、 0.68 x 0.06 = 0.04m 液柱。1L(3) 液体表面张力的阻力h计算。液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度h按下式计算：pH = h + h + h = 0.031 + 0.04 + 0.0104 = 0.072m 液柱p c l b气体通过每层塔板的压降为：(2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差 的影响。(3) 溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：塔板不设进口堰则苯一甲苯物系属一般物系，取二0.5，贝V：所以设计中不会发生液泛现象(4) 雾沫夹带雾沫夹带按下式计

29、算：故液沫夹带量P在允许的范围内。v漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算：稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.8塔板负荷性能图2.81精馏段塔板负荷性能图(1) 漏液线卩 =V v / A h = h + hA =申.AOmins min 0 ?Lwow，0a得：整理得：在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出Vv值，计算结果列于下表sS表2.2漏液线计算结果L /(m3 / s)s0.0030.0040.0050.0060.01V /(m3 / s)s1.221.241.2541.271.32由上表数据即可作出漏液线1(2) 雾沫夹带线以P = 0.1kg液/kg气为限，求VL关系如下

30、：vs s在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出Vv值，计算结果列于下表sS表2.3雾沫夹带线计算结果L /(m3 / s)s0.0030.0040.0050.0060.01V v /(m 3 / s)s4.0013.893.793.6963.361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h = 0.06m作为最小液体负荷标准:ow据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以9二0.4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5) 液泛线由 E=1.04, l = 1.2.得：w已算出h =

31、2.03 x 10 -3 m液柱，H 二 0 4mh = 0.046m二 0.5T， w，代入整理得：V2 = 11.58 - 80.3L2/3 - 5950Lsss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2.4。表2.4Ls /(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01图2.4Vs /(m3/s)9.749.469.138.817.18精馏段负荷性能图2.82提馏段塔板负荷性能图(1)漏液线卩 =V/ Ah = h + hA =申.A0mins min0，L w ow，0a整理得：在操作范围内，任取几个1值，依上式计算出V，值，计算结果列于下sS表2

32、.5漏液线计算结果L /(m3 / s)s0.0030.0040.0050.0060.01V /(m3 / s)s0.920.920.930.940.80由上表数据即可作出漏液线1(2)雾沫夹带线以以p = 0.1kg液/kg气为限，求求VL的关系如下：vs s在操作范围内，任取几个1值，依上式计算出V值，计算结果列于下表sS表2.6液沫夹带线计算结果L /(m3 / s)s0.0030.0040.0050.0060.01V 7(m 3 / s)s3.6263.5273.4363.3573.04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h = 0.06m作为

33、最小液体负荷标准：ow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9二5s作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5) 液泛线由 E=1.04,1 =1.2 得：w已算出h = 1.04 x 10 -3 m液柱，H = 0 4mh = 0.046m 二 0.5T， w，代入整理得：V2 = 12.95 - 25.9L2/3 -894.3Lsss在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表2.7Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01Vs /(m3/s)12.412.2812.17

34、12.0611.66第三章设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa105.85111.1各段平均温度tC86.399.8平均气相Vsm3/s1.471.46流量液相Lsm3/s0.0360.086实际塔板数N块78板间距Htm0.400.40塔的有效咼度Zm4.85.6塔径Dm22空塔气速um/s0.730.46塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.21.2堰高hwm0.0460.04溢流堰宽度Wm0.1980.198管底与受业盘距 离hom0.03750.09板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm2020孔数n个

35、72197219开孔面积m20.1420.142筛孔气速unm/s10.3510.35塔板压降hPkPa0.5250.540液体在降液管中停留 时间Ts5.265.26降液管内清液层高度Hdm0.1270.13雾沫夹带kg液/kg气0.007320.00657负荷上限雾沫夹带控 制雾沫夹带控 制负荷下限漏液控制漏液控制第四章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。4.1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），

36、本塔塔顶空间取4.2塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其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4.3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4.4塔高故全塔高为14.5m，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1.5m。主要基础数据表1苯和甲苯的物理

37、性质项目分子式分子量M沸点（C）临界温度tc （C）临界压强PC（kPa）苯 A CH78.1180.1288.56833.46 6甲苯 BC6H5CH392.13110.6318.574107.7653表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0 C80.1859095100105105P 0,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240P0kPa40.046.054.063.374.386.0101、33P表3 常温下苯一甲苯气液平衡数据（2:8例11附表2）温度0 C80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.

38、130汽相中苯的摩尔分率 1.0000.9000.7770.6300.4560.262P表 4 纯组分的表面张力（1 ：378附录图 7）温度8090100110120苯 mN / m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯 mN / m 21.6920.5919.9418.4117.31p表5组分的液相密度(1：382附录图8)温度(C)8090100110120苯,kg/ m 3815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/ m 3810800.2790.3780.3770表6液体粘度卩L (1：P )365 )温度(C)8090100110120苯(mP .s)

39、A0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mP a .s)0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.07

40、9.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0第五章致谢两个星期的课程设计终于完了，此次的课程设计让我感触很多，不仅仅是知识上的 学习和掌握，同时也让我明白了很多做人的道理。通过此次课程设计，使我更加扎实的 掌握了有关化工原理方面的知识，在设计过程中虽然遇到了一些问题，但经过一次又一 次的思考，一遍又一遍的检查终于找出了原因所在，也暴露出了前期我在这方面的知识 欠缺和经验

41、不足。实践出真知，通过亲自动手制作，使我们掌握的知识不再是纸上谈 兵。在开始阶段，老师让我们了解一些基本知识，当自己照着学习指导上的内容完成这 次的设计。在设计过程中，我认真的去学习和研究，也自己独立的完成一个项目，当看 到自己做出的成果时心里真的很兴奋。此次实验让我明白了一个很深刻的道理：团队精 神固然很重要，担人往往还是要靠自己的努力，自己亲身去经历，这样自己的心里才会 踏实，学到的东西才会更多。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

42、做全做好。万事开头难，我从最 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，我应用化工原理中的计算式 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。回顾起此课程设计，至今我仍感慨颇多，从理论到实践，在这段日子里，可以说得 是苦多于甜，但是可以学到很多很多的东西，同时不仅可以巩固了以前所学过的知识， 而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识。通过这次课程设计使我懂得了理论与实 际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的，只有把所学的理论知识与实践相结 合起来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从而提高自己的实际动手能力和独 立思考的能力。在设计的过程中遇到问题，可以说得是困难重重，但可喜的是最终都得 到了解决。最后，我还要感谢赫老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持，与他们一 起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路，也让我在课程设计时多了些轻松、愉快。参考文献1、夏清,陈常贵化工原理下册天津：天津大学出版社，20052、柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计M.天津：天津科学技术出版社，1995.3、陈均志，李雷化工原理实验及课程设计北京：化学工业出版社，20084、贾绍义，柴敬诚化工原理课程设计天津：天津大学出版社，2002