化工原理课程设计-5万吨年苯-甲苯精馏塔设计.doc

提供全套毕业设计，欢迎咨询 课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 材料科学与工程学院课程设计说明书课题名称 5万吨/年苯-甲苯精馏塔设计 专业班级 11级高材试验1班 学生学号 1102020607 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 6月18日至6月30日 摘 要 这次设计的任务是设计出一个较理想的年处理苯-甲苯混合液5.0万吨的浮阀精馏塔，进料口的甲苯-苯混合液的质量分数为40%，塔顶馏出液的质量分数为94%，塔底釜液质量分数为3%。通过对苯-甲苯体系精馏塔的物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算、绘图等过程，设计出较理想的精馏塔。精馏塔理论塔板数为12块，全塔效率53.9%。理论精馏段塔板4块，理论提馏段8块，第5块为加料板。通过浮阀塔板的流体力学的计算，做出精馏段塔板负荷性能图，得到较理想的操作弹性为3.51。最终设计出合理的塔径为1.2m,塔高为21.5m的精馏塔,开孔率为13.8%。关键词：苯-甲苯体系；浮阀板；精馏塔 Abstract The design task is to design an ideal year deal with benzene - toluene mixture of 50,000 tons of float valve distillation column, the inlet toluene - benzene mixture mass fraction of 40%, the overhead distillate the mass fraction of 94%, kettle bottoms liquid mass fraction of 3%. Through the benzene - toluene system to determine material balance distillation column, plate number calculated distillation column process conditions and related physical data, graphics and other processes to design an ideal distillation column. Distillation column theoretical plate number of 12, 53.9% of the whole tower efficiency. 4 theoretical plate rectifying section, stripping section 8 theory, the fifth block of the charging plate. By hydrodynamic calculations valve trays, make rectifying section tray load performance chart, get an ideal operating flexibility to 3.51. The final design is a reasonable tower diameter 1.2m, 21.5m high tower of the distillation column，opening rate of 13.8%.Key words: benzene-toluene system;float valve plate;rectifying towerII目录摘 要IAbstractII第一章 设计方案的选择11.1 操作条件的确定21.1.1 操作压力21.1.2 进料状态21.1.3 加热方式21.2 确定设计方案的原则21.2.1 满足工艺和操作的要求31.2.2 满足经济上的要求31.2.3 保证安全生产3第二章 物料衡算与塔板计算52.1精馏塔的物料衡算52.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率52.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量52.1.3全塔总物料衡算52.2塔板数及最小回流比的确定62.2.1理论板数与最小回流比62.2.2实际板层数的求取12第三章 精馏塔有关物性数据的计算153.1操作压力计算153.2平均摩尔质量计算153.3平均密度计算163.3.1气相平均密度计算163.3.2液相平均密度计算173.4液体平均表面张力计算183.5液体平均粘度计算18第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算204.1塔径的计算204.1.1精馏段与提馏段塔径计算204.1.2实际空塔气速224.2 塔板主要工艺尺寸的计算234.2.1精馏段溢流装置计算234.2.2 提馏段溢流装置计算：254.3 塔板布置264.3.1 塔板的分块264.3.2 边缘区宽度274.3.3 开孔区面积计算274.3.4 浮阀的数目及其排列27第五章 浮阀塔板的流体力学验算305.1 气体通过浮阀塔板的压强降305.2 溢流液泛315.3 漏液点315.4 液沫夹带32第六章 塔板负荷性能图346.1漏液线346.2 雾沫夹带线346.3 液相负荷上限线346.4 液相负荷下限线346.5 溢流液泛线356.6 精馏段塔板负荷性能图35第七章 塔体结构377.1塔顶空间高度377.2塔底空间高度377.3进料空间高度377.4裙座377.5人孔377.6筒体的厚度387.7封头387.8板式塔有效高度和总高度387.8.1精馏塔有效高度计算387.8.2 板式塔总高度38第八章 设计结果总汇398.1 各主要流股物性汇总398.2 浮阀塔设计参数汇总39第九章 设计感悟41参考文献42附录42V第一章 设计方案的选择 塔设备是石油、化工生产中广泛使用的重要生产设备，在石油、化工、轻工等生产过程中，塔设备主要用于气、液两相直接接触进行传质传热的过程，如精馏、吸收、萃取、解吸等，这些过程大多是在塔设备中进行的。 浮阀塔是在塔盘板上开许多圆孔，每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀是保证气液接触的元件，浮阀的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。F-1型浮阀有轻重两种，轻阀厚1.5mm、重25g，阀轻惯性小，振动频率高，关阀时滞后严重，在低气速下有严重漏液，宜用在处理量大并要求压降小（如减压蒸馏）的场合。重阀厚2mm、重33g，关闭迅速，需较高气速才能吹开，故可以减少漏液、增加效率，但压降稍大些，一般采用重阀。 操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。 盘式浮阀塔盘具有如下优点： （1） 处理量较大，比泡罩塔提高2040%，这是因为气流水平喷出，减少了雾沫夹带，以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的缘故。 （2） 操作弹性比泡罩塔要大。 （3） 分离效率较高，比泡罩塔高15%左右。因为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。 （4） 压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。（5） 塔盘的结构较简单，易于制造。 （6） 浮阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统，因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。1 现在，对筛板塔的结构、性能有充分的研究。只要设计合理、操作正确，就可以获得较满意的塔板效率和一定的操作弹性，故近年来筛板塔的应用日趋广泛。1.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。1.1.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。21.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中；此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。本设计采用泡点进料。31.1.3 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。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。本设计采用间接蒸汽加热。1.2 确定设计方案的原则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。1.2.1 满足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。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热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。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。本设计采用循环工艺，以节能，详见换热器处。1.2.3 保证安全生产苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。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。1.3 塔设备的用材 塔体：钢材，有色金属或非金属耐腐蚀材料，钢壳衬砌衬、涂非金属材料。 塔板：钢为主，陶瓷、铸铁为辅。 填料：瓷、钢、铝、石墨、尼龙、聚丙烯塑料。 裙座：一般为炭钢。1.4 设计所需技术参数 原料： 苯、甲苯 原料温度： 25 处理量： 5万吨/年 原料组成： 苯的质量分率40% 分离要求： 塔顶苯的质量分率94%，塔底苯的质量分率3% 生产时间： 300天/年 冷却水进口温度：25 加热剂： 0.9MPa饱和水蒸汽 单板压降: 0.7kPa 生产方式： 连续操作，泡点回流45第二章 物料衡算与塔板计算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 苯的摩尔质量 =78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 =92.13 kg/kmol 进料组成 塔顶组成 塔底组成 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液 塔顶 塔底 2.1.3全塔总物料衡算 (1)原料处理量 根据生产任务5万吨/年，若按工作日300天，每天24h工作，则产品流量为：F = 6944.4/85.96=80.79 kmol/h（2）总物料衡算 80.79 = D+W (3) 苯物料衡算 80.790.44019=0.94866D+0.035195W 联立方程解得D=35.82 kmol/h W=44.97 kmol/h 若以塔顶苯为主要产品，回收率 则回收率n=35.820.94866/(80.790.44019)=0.9555 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量2.2塔板数及最小回流比的确定 2.2.1理论板数与最小回流比(1) 设定工艺操作条件可知：q=1(泡点进料）苯的液相x苯的气相y温度T0.000 0.000 110.60.088 0.212 106.10.200 0.370 102.20.300 0.500 98.60.397 0.618 95.20.489 0.710 92.10.592 0.789 89.40.700 0.853 86.80.803 0.914 84.40.903 0.957 82.30.950 0.979 81.21.000 1.000 80.2 表1苯-甲苯的汽液相平衡数据 图2.1苯-甲苯的气液温度曲线4（101.3kPa）由上图2.1得，组成为的苯-甲苯溶液泡点 由上图2.1内插法可求得: ， （2）全回流过程时的相对挥发度的选取 将苯-甲苯溶液视为理想溶液，纯组分的蒸汽压为 当温度为塔顶温度时， , ， 当温度为进料温度时， ， ， 当温度为塔底温度时，, 计算得全回流条件下的最少理论塔板数时 将全塔的相对挥发度视为上述 三者的均值即 (3) 全回流下的最少理论塔板数 为求出最适宜的回流比，因此在之间选取诺干值，并根据吉利兰关联图用捷算法求出各回流比所对应的理论塔板数，在结合实际生产中的设备费与操作费选取最适宜的回流比。表2.3 回流比与理论塔板数的捷算关系4倍数R(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NN(R+1)1.11.4410.05367 0.60492 19.249 46.9873 1.121.46720.06372 0.59246 18.630 45.9633 1.141.49340.07355 0.58050 18.070 45.0564 1.161.51960.08319 0.56902 17.563 44.2506 1.181.54580.09262 0.55801 17.100 43.5327 1.21.5720.10187 0.54742 16.676 42.8917 1.221.59820.11092 0.53724 16.288 42.3185 1.241.62440.11980 0.52745 15.929 41.8052 1.261.65060.12850 0.51802 15.598 41.3450 1.281.67680.13703 0.50895 15.292 40.9325 1.31.7030.14539 0.50020 15.006 40.5625 1.321.72920.15360 0.49177 14.741 40.2308 1.341.75540.16165 0.48364 14.493 39.9338 1.361.78160.16954 0.47579 14.261 39.6682 1.381.80780.17729 0.46867 14.057 39.4679 1.41.8340.18490 0.46189 13.867 39.2987 1.421.86020.19236 0.45535 13.688 39.1516 1.441.88640.19970 0.44904 13.520 39.0244 1.461.91260.20689 0.44294 13.361 38.9153 1.481.93880.21396 0.43703 13.210 38.8228 1.51.9650.22091 0.43131 13.068 38.7452 1.521.99120.22773 0.42577 12.932 38.6814 1.542.01740.23444 0.42039 12.802 38.6302 1.562.04360.24103 0.41517 12.679 38.5906 1.582.06980.24751 0.41010 12.562 38.5619 1.62.0960.25388 0.40517 12.449 38.5430 1.622.12220.26014 0.40038 12.342 38.5334 1.632.13530.26323 0.39803 12.290 38.5319 1.642.14840.26629 0.39571 12.239 38.5324 1.662.17460.27235 0.39117 12.140 38.5394 1.682.20080.27831 0.38674 12.045 38.5538 1.72.2270.28416 0.38243 11.954 38.5753 1.722.25320.28993 0.37822 11.866 38.6032 1.742.27940.29560 0.37411 11.782 38.6373 1.762.30560.30119 0.37010 11.701 38.6772 1.782.33180.30668 0.36619 11.622 38.7225 1.82.3580.31209 0.36237 11.546 38.7729 1.822.38420.31742 0.35863 11.473 38.8281 1.842.41040.32266 0.35498 11.403 38.8879 1.862.43660.32782 0.35141 11.334 38.9520 1.882.46280.33291 0.34792 11.268 39.0201 1.92.4890.33792 0.34450 11.204 39.0921 1.922.51520.34285 0.34115 11.142 39.1678 1.942.54140.34772 0.33788 11.082 39.2470 1.962.56760.35251 0.33467 11.024 39.3295 1.982.59380.35723 0.33152 10.968 39.4151 22.620.36188 0.32844 10.913 39.5038 利用吉利兰经验关联公式：（适用条件：）（适用条件：）上表中的的求法是按照当全回流时的理论塔板数中的公式: 因此可以根据 由之前求出的,并在1.12.0之间取若干值求出对应的R值，就可以将所求解的，的值代入上面的吉利兰关联公式，求出多个理论塔板数，将所求出的各个值可列出表2.3。根据表2.3作图2.2，可以直观的反映出不同的回流比的选取对理论塔板数的影响。图2.2的纵坐标表示当选取不同的回流比时，理论塔板数的变化率。图2.2 最适回流比的选取依据图 因此，用图2.2可以看出，当回流比R=2.1353时生产所需的理论塔板和生产成本最合适，故将设计的工艺生产过程中的最适宜回流比定为（4）求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=2.135335.82=76.49kmol/h V=(R+1)D=（2.1353+1）35.82=112.31kmol/h =RD+F=2.135335.82+80.79=157.28kmol/h(5) 求操作线方程 精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为： 相平衡方程为： （6）理论板层数的求取 方法一：逐板计算法求理论塔板数 交替使用精馏段操作线方程与相平衡方程，计算如下： 逐板计算可得在第6块板时 由此可知第6块为加料板。 求解结果为：总理论板层数NT=12（包括蒸馏釜）进料板位置NF=6,精馏板数为5块，提馏板数为7块。 方法二：图解法求理论塔板数 图2.3图解法求理论塔板数，如下图图2.3图解法理论塔板数求解图 由此可知图解法结果与逐板计算法一样。2.2.2实际板层数的求取 （1）相对挥发度=2.475 （2）操作段的平均温度 ， 精馏段的平均温度： 提馏段的平均温度： （3）求液相平均黏度 表2.4 苯和甲苯的液体粘度t/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 查上表2.4由内插法得： 根据液相平均黏度公式： 塔顶： 得: 进料板： 得： 塔底： 得： 则液相平均黏度为： （4）求板效率 全塔效率为：（5） 求实际板层数 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 总实际板层数 故总实际板层数为22块，进料板在第11块。第三章 精馏塔有关物性数据的计算 3.1操作压力计算 （1） 塔顶操作压力 （2）每层塔板压降 P=0kPa（3）进料板压力 （4) 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.2平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量 由各板气液组成图2.1可得： （2）进料板平均摩尔质量 由上面理论板的算法，得 （3） 塔底平均摩尔质量 由,查平衡曲线，得 （4） 精馏段平均摩尔质量 （5）提馏段平均摩尔质量 3.3平均密度计算 3.3.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算如下： 精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度即 3.3.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 表3.1 苯和甲苯的液相密度t/8090100110120814805791778763809801791780768 塔顶液相平均密度 由内插法计算得： 进料板液相平均密度 塔底液相平均密度 塔底液相质量分率: 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 3.4液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 表3.2 苯和甲苯纯组分的表面张力t/809010011012021.22018.817.516.221.720.619.518.417.3 塔顶液相平均表面张力 由内插法得： 进料板液相平均表面张力 塔底液相平均表面张力 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 3.5液体平均粘度计算 由2.2.2的计算可得： 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1塔径的计算4.1.1精馏段与提馏段塔径计算 （1）精馏段的塔径 精馏段气、液相体积流率为 由 式中C由计算，其中的由史密斯关联图(图2.2)查取，图 的坐标为 取板间距，板上液层高度，则 查史密斯关联图 取安全系数为，则空塔气速为 =0.8=0.81.3166=1.05328 按标准塔径圆整后为 图4.1 史密斯关联图4(2) 提馏段塔径计算 提馏段气、液相体积流率为 由 式中C由计算，其中的由史密斯关联图查取，图的横坐标 为 取板间距，板上液层高度，则 查斯密斯关联图 取安全系数为0.8，则空塔气速为 =0.8=0.81.12503=0.900024 按标准塔径圆整后为 由于，且二者相差不大，应取较大者作为塔径，故塔径为1.2m 塔截面积为 4.1.2实际空塔气速 精馏段 提馏段 4.2 塔板主要工艺尺寸的计算4.2.1精馏段溢流装置计算 因塔径D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 精馏段各项计算如下：（1）堰长 取 （2）溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即 图4.2 液流收缩系数计算图4 查图4.2得： 取板上清液层高度 从而（3）弓形降液管宽度和截面积 由 查图下得： 依式验算液体在降液管中停留时间，即 故降液管设计合理。图4.3 弓形降液管的参数（4）降液管底隙高度 取 则 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度。4.2.2 提馏段溢流装置计算：（1） 堰长 取 （2）溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即 查上图得： 取板上清液层高度 故 （3）弓形降液管宽度和截面积 由 查图得： 依式子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 0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 采用凹形受液盘，深度.4.3 塔板布置 4.3.1 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查下表4.1得，塔径为1.2m，塔板分为3块。表4.1 塔板分块数塔径，mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34564.3.2 边缘区宽度 取 4.3.3 开孔区面积计算 开孔区面积按式计算 其中 故 4.3.4 浮阀的数目及其排列 阀孔直径：由浮阀的型号决定。 浮阀数 N：由气体负荷量 Vs 决定。可由下式计算 式中：Vs 气体流量，m3/s； u0 阀孔气速，m/s； d0 阀孔直径。 对 F1 型浮阀，d0 =39 mm。 阀孔气速 u0 可根据由实验结果综合的阀孔动能因子 F0 确定 根据工业设备数据，对F1重型浮阀（约33g），当塔板上的浮阀刚全开时， F0 在 913 之间。设计时可在此范围内选择适宜的 F0 后计算 u0 。 取F0=11时， 由t=75mm时， 按等腰三角形排列，则排间距为 取100mm 则由CAD作图,如下图： 由图可知：N实际 =99个 则有 有，合理。 则有开孔率 在10-14区间内，开孔率核算合理。第五章 浮阀塔板的流体力学验算 5.1 气体通过浮阀塔板的压强降 原则：在保证较高效率的前提下，应力求减小塔板压降，以降低能耗及改善塔的操作性能。（1）干板压强降hd 临界孔速为 因，故hd按浮阀未全开计算 得： (2）气体通过充气液层的压强降hl (3) 液体表面张力阻力引起的压强降 克服表面张力所产生的压降可忽略(4) 气体通过一层浮阀塔板时的压强降hf (5) 塔板压降 则有： 5.2 溢流液泛 为避免发生溢流液泛，即必须满足 泡沫层相对密度，=0.5 清液层 Hd可由下式计算 得： 其中液体经过降液管的阻力损失 h，主要由降液管底隙处的局部阻力所造 成，可按下面的经验公式计算： 塔板上设有进口堰时 则有 5.3 漏液点 对于F1重型浮阀，取控制阀孔动能因数F0在56之间，作负荷下线 稳定系数k： 取F=5时，有 取F=6时，有 有 合理，且k值越大安全系数越高。5.4 液沫夹带 正常操作时的液沫夹带量为： ev 0.1kg液体/kg气体。 泛点率 Fl：操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速之比 D0.9m ：Fl80%； 根据经验公式： 图5.1泛点负荷因子密度关联图5 由图可知 CF=0.103， 根据 Ls, Vs 分别为塔内液、气相流量，m3/s； rL,rV 分别为塔内液、气相密度，kg/m3； ZL 板上液相流程长度，m。单溢流：ZL=D -2Wd； Ab 板上液流面积，m2。单溢流：Ab=AT-2Af； K 物性系数； CF 泛点负荷因子。 其中 由于物系为无泡沫正常系统，故k=1 根据 则 为了避免过量雾沫夹带，应该控制泛点率不超过80%。由以上计算得知，液沫夹带能满足。第六章 塔板负荷性能图 6.1漏液线 取F=5时，安全系数较高。 6.2 雾沫夹带线 取泛点率为80%，计算Vs-Ls关系 得： 6.3 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35 s。 取时间为5s计算： 6.4 液相负荷下限线 平堰，一般取how=0.006m，作为液相负荷下限条件。 由 得： 6.5 溢流液泛线 根据 其中 得： 6.6 精馏段塔板负荷性能图 (1) 雾沫夹带线 (2) 液泛线 (3) 液相负荷上限线 (4) 漏液线 (5) 液相负荷下限线 (6) 操作线 图6.1精馏段塔板负荷性能图 1-液相下限线 2-溢流液泛线 3-操作线 4-液沫夹带线 5-漏液线 6-液相上限线 由塔板负荷性能图可以看出： (1) 在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处在操作区内，位置较居中， 效果比较理想； (2)塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带线控制，操作下限由漏液线控制； (3)按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限 气相 负荷下限，所以，精馏段操作弹性为满足操作弹性大于3的要求。第七章 塔体结构7.1塔顶空间高度 顶部第一块塔板到筒体与封头接线的距离（不包括封头空间）叫塔顶空间高。7.2塔底空间高度 塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定： （1）塔底液面到最下层塔板间要有12m的间距，本设计为1.5m。（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为35min。 本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度Z为 ： 则 7.3进料空间高度 7.4裙座 取。7.5人孔本设计每隔6层塔板设一人孔（安装，检修用），人孔直径为800mm，其伸出塔体的管体长为480mm，设计5个人孔（精馏段2个，进料1个，提馏段2个）。7.6筒体的厚度 本设计的,查表，取D=1200m,则壁厚为5mm。7.7封头 椭圆形的球头h1h2图7.1 s=6或8mm7.8板式塔有效高度和总高度7.8.1精馏塔有效高度计算（1）精馏段有效高度 （2）提馏段有效高度 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。 故精馏塔的有效高度为7.8.2 板式塔总高度 第八章 设计结果总汇8.1 各主要流股物性汇总表1 主要物性汇总 项目符号单位数值塔顶 D进料 F塔底 W温度t81.3193.86108.74压力(绝压)pkPa 101.325101.325101.325液相组成x0.948660.440190.035195气相组成y0.948660.662820.08358 液相平均黏度LMpa/s0.304380.274060.25455液相平均密度Lkg/m3812.527798.120781.333液相平均分子量MLkg/kmol79.7885.9691.64气相平均分子量MVkg/kmol72.8382.8490.96 液相表面张力dyn/cm221.06919.89418.518.2 浮阀塔设计参数汇总 表2 塔的设计参数汇总项目符号单位数值精馏段提馏段最小回流比Rmin1.31回流比R 2.1353 2.1353各段平均压力pkPa101.325101.325各段平均温度t87.585101.3体积流率气相VSm3/s0.92342 0.95848液相LSm3/s 0.0021864 0.004913液相平均密度Lkg/m3805.3235789.725气相平均密度Vkg/m32.62962.8283液相平均分子量MLkg/kmol82.87 88.8气相平均分子量MVkg/kmol77.83586.9液相表面张力dyn/cm220.48419.202理论板数NT57全塔效率0.53585实际板数Np1012板间距m0.400.40塔的有效高度m 8.80 塔径Dm1.21.2空塔气速um/s0.816480.84754塔板液流型式单溢流单溢流溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.840.84堰高hwm0.0421250.03252溢流堰宽度Wdm 0.1812 0.1812管底与受液盘距离hom0.0216900.024370浮阀数目N99/?排列形式等腰三角形顺排排间距t2m0.1孔心距t1m0.75开孔率0.1381 阀孔气速u0m/s7.808 阀孔动能因子F012.66单板压力降ppPa645.106 气相最大负荷(VS)maxm3/s1.2785 气相最小负荷(VS)minm3/s0.36442 操作弹性3.51 第九章 设计感悟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-甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出了一套比较完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项性能指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。课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学的理论知识有了进一步的理解，更让我们体会到了理论知识的对实践工作的重要的指导意义。课程设计要求我们有自主学习和设计的能力，去摸索最佳的设计方案，而不是像以往遵循书本上的程序或按照给定的方案。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据，确定设计方案。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作的精神，组员之间必须紧密结合，相互配合，才可能在有限的时间内设计出最佳的设计方案。这次的化工原理课程设计，既是对我们能力的一种考察，更是对我们以后工作中遇到类似问题的一种考验。不论是对以后的工作或是生活都有一定的帮助。比如用CAD画图，这是我们以前没接触过的东西，现在突然要用到，只能自己去查资料，看视频，学习它的用法。这有助于培养我们自主学习的能力，认清自己对新生事物的领悟能力，极大的扩宽了我们的视野。同时，也让我想到了一句话，生活中无处不充满着挑战。总之，这次课程设计既是对我们知识课程的考核，又是对我们思考问题、解决问题能力的考核，课程设计让我们学到了很多东西，它引导着我们将理论知识用于实践。最后感谢老师在这次课程设计的精心指导！ 参考文献1陈芹元.深冷技术（第五讲 精馏设备）.第三期.1992.2谭天恩，麦本熙，丁惠华.化工原理（上、下册）.第二版.北京：化学工业出版社，1998.3王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理.第四版.化学工业出版社.2010.4谭天恩.化工原理（下册）第三版.化学工业出版社.2006.5贾绍义，柴诚敬 . 化工原理课程设计 . 天津：天津大学出版社，2002附录附录1 苯-甲苯的气液平衡组成苯的液相X苯的气相Y温度T0.000 0.000 110.60.088 0.212 106.10.200 0.370 102.20.300 0.500 98.60.397 0.618 95.20.489 0.710 92.10.592 0.789 89.40.700 0.853 86.80.803 0.914 84.40.903 0.957 82.30.950 0.979 81.21.000 1.000 80.2附录2 不同温度下苯和甲苯的粘度t/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228附录3 不同温度下苯和甲苯的密度t/8090100110120814805791778763809801791780768附录4 不同温度下苯和甲苯的表面张力 t/809010011012021.22018.817.516.221.720.619.518.417.3附录5 主要符号说明符 号说明单 位符 号说明单 位B苯lw堰长m MB 甲苯hw溢流堰高度mD塔顶how堰上层高度mF进料板Wd弓形降液管高度mW塔釜Af截面积m2L液相AT塔截面积m2V气相液体在降液管中停留时间sM摩尔质量g/molh0降液管底隙高度mRmin最小回流比Ws边缘区高度mN实际塔板数Aa开孔