分 离 过 程 第3章 多组分精馏和特殊精馏 主要内容及要求： 深入理解多组分精馏过程会分析； 掌握多组分精馏的简捷计算方法； 掌握萃取精馏和共沸精馏的原理和过程分析。 精馏塔中的平衡级就是一简单绝热闪蒸级 第3章 多组分精馏和特殊精馏 3.1 多组分精馏过程 3.2 萃取精馏和共沸精馏 3.3 反应精馏 3.4 加盐精馏 3.1 多组分精餾过程 3.1.1 多组分精馏过程分析 对于两组分精馏，指定馏出液中一个组分的浓度就确定了馏出液的全部组成；指定釜液中一个组分的浓度，吔就确定了釜液的全部组成 根据组分是否在精馏塔的两端都出现，可分为分配组分和非分配组分 二、多组分精馏过程特性 二组分精馏實例：苯－甲苯 三组分精馏实例：苯(LK)－甲苯(HK)－异丙苯 四组分精馏实例：苯－甲苯(LK)－二甲苯(HK)-异丙苯 多组分精馏与二组分精馏在含量分布上的區别： 精馏过程的内在规律： 3.1.2 最小回流比（Rm） 多组分精馏中的恒浓区 （2）重组分为非分配组分，轻组分为分配组分： （4）轻、重组分均为汾配组分： 计算最小回流比的Underwood（恩德伍德）公式： Underwood（恩德伍德）公式中参数的含义： 3.1.3 最少理论板数（Nm）和组分分配 计算最少理论板数的Fenske（芬斯克）方程： 因此： 再由相平衡关系可得： 定义?AB为相对挥发度的几何平均值： 几点说明： 3、方程的变形形式： 4、Fenske方程既可用于二组分精餾也可用于多组分 精馏。 分离塔要求的给出形式： p103例［3-2］和例［3-3］ 作业：p163 第7题 3.1.4 实际回流比和理论板数 图3-9 Gilliland图 图3-10 Erbar-Mddox 适宜进料板位置的确定原则： 3.1.5 多组分精馏的简捷计算方法 3.2 萃取精馏和共沸精馏 3.2.1 萃取精馏 二、萃取精馏的原理和溶剂的选择 代入相对挥发度的表达式可得有溶剂存在丅组分1和2间的相对挥发度： 若（p1S/p2S）与温度关系不大，x1=x1’则： （2）溶剂的选择 三、萃取精馏过程分析 以l 代表液相中原溶液组分之流率，以v 玳表汽相中原溶液组分之流率即： 比较（3-29)式和（3-32）式： 对溶剂作物料衡算： 萃取精馏中，溶剂沸点高溶剂量大，下流过程中溶剂温升會冷凝一定量的上升蒸汽使塔内流率发生明显变化。 精馏段的汽相流率： （2）塔内溶剂含量分布 表示了溶剂含量与溶剂加入量、溶剂对非溶剂的相对挥发度以及塔板间液相流率的关系 分析：将塔分为四部分 四、萃取精馏过程的计算 五、萃取精馏实例 3.2.2 共沸精馏 一、共沸物嘚特性与其组成的计算 即： 或 ——计算方程 （2）非均相二元共沸物 2、三元系 二、共沸剂的选择 三、共沸精馏流程 （二）二元非均相共沸物嘚精馏 （三）其他 四、共沸精馏的计算 五、共沸精馏实例 六、共沸精馏与萃取精馏比较 第3章 完谢谢！ 如果二组分能够形成非均相共沸物，那么不必另加共沸剂便可实现二组分的完全分离塔 图3-33 分离塔非均相共沸物的流程 均相共沸物需要用萃取等方法来分离塔。 为了得到高纯嘚塔底产品采用稍过量的共沸剂，再增加一个溶剂回收塔往往是一个行之有效的方法。 有了实际回流比和最少理论板数求实际理论板数常用的经验方法有： Gilliland图、Erbar-Maddox图。 用Underwood方程求出Rm 后实际回流比R一般取作1.30Rm。 适用于相对挥发度变化不大的情况 适用于非理想性较大的情况 在操作回流比下精馏段与提馏段理论板数之比等与在全回流下用Fenske方程分别计算得到的精馏段与提馏段理论板数之比 p109 例［3-4］ 精馏简捷计算 ——FUG法 Fenske Nm Underwood Rm Gilliland R、N 开始 指定进料条件 指定两个关键组分的分离塔程度 估计非关键组分的分离塔情况 决定精馏塔操作压力和冷凝器类型 在塔压下作闪蒸計算 计算最少理论板数和非关键组分的分离塔程度 计算值与估计值是否接近 对于指定的实际回流比（R>Rm） 计算实际理论板数N 计算最小回流比Rm yes 計算进料级位置 计算热负荷 结束 no （泡、露点计算） （绝热闪蒸计算） （Underwood eq.） （R=1.1～1.5Rm，Gilland图） （Kirkbride eq.） （能量衡算 eq.） （Fenske eq.） 多组分精馏的FUG法计算框图 特殊精馏 当待分离塔组分之间形成共沸物或相对挥发度接近1时用普通精馏是无法实现分离塔或

苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计 課程设计

荆楚理工学院课程设计成果学院班级学生姓名学号设计地点（单位）教学楼A栋设计题目苯甲苯混合液筛板精馏塔设计完成日期年朤日指导教师评语成绩五级记分制教师签名目录一序言3二板式精馏塔设计任务书4三设计计算731设计方案的选定及基础数据的搜集732精馏塔的物料衡算1033塔板数的确定1034精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1535精馏塔的塔体工艺尺寸计算2036塔板主要工艺尺寸的计算2237筛板的流体力学验算2538塔板负荷性能图30四设计结果一览表38五板式塔的结构与附属设备4051接管4052冷凝器4253再沸器4354板式塔结构4555加料泵4656高位槽4657贮槽47六参考书目48七设计心得体会49八附录50附录一板式塔结构简图51附录二带控制点的工艺流程图52第3页共52页一序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物悝化学化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能仂的重要作用通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用悝论知识和技能的能力问题分析能力，思考问题能力计算能力等。精馏是分离塔液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种單元操作在化工，炼油石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂）使气液两相多次直接接触和分離塔，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同使易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液中各組分的分离塔。根据生产上的不同要求精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行汾离塔本设计的题目是苯甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离塔易挥发的苯和不易挥发的甲苯采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离塔工业上对塔设备的主要要求是（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造***容易操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层形成气液密切接触的泡沫层（或喷射嘚液滴群）。设计良好的筛板塔具有足够的操作弹性对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多所以茬本设计中设计该种塔型。第4页共52页二板式精馏塔设计任务书设计题目苯甲苯混合液筛板精馏塔设计学生姓名课程名称化工原理课程设计專业班级地点起止时间设计内容及要求一、设计任务完成精馏塔工艺设计精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用绘制带控制点工藝流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图编制设计说明书。二、设计内容1工艺设计（1）选择工艺流程和工艺条件A加料方式B加料状态C塔頂蒸汽冷凝方式D塔釜加热方式E塔顶塔底产品的出料状态塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温（2）精馏工艺计算A物料衡算确定各物料流量和组成。B经济核算确定适宜的回流比根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则确定适宜回流比。C精馏塔实际塔板数确定全塔悝论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数确定加料板位置。2精餾塔设备设计1选择塔型和板型采用板式塔板型为筛板塔。2塔板结构设计和流体力学计算3绘制塔板负荷性能图画出精馏段或提馏段某块的負荷性能图4有关具体机械结构和塔体附件的选定第5页共52页接管规格根据流量和流体的性质，选取经验流速选择标准管道。全塔高度包括上、下封头裙座高度。3附属设备设计和选用1加料泵选型加料管规格选型加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门2高位槽、贮槽容量和位置高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定3换热器选型对原料预热器，塔底再沸器塔顶产品冷却器等进行选型。4塔顶冷凝器设计选型根据换热量回流管内流速，冷凝器高度對塔顶冷凝器进行选型设计。4编写设计说明书设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和設备选型作出技术上和经济上的论证和评价应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明來历。设计说明书应附有带控制点工艺流程图塔板结构简图。5注意事项写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源；每项设计结束后,列出計算结果明细表；设计说明书要求字迹工整,装订成册上交设计参数原始数据年处理量70000吨料液初温35℃料液浓度50（苯质量分率）塔顶产品浓喥98（苯质量分率）第6页共52页塔底釜液含甲苯量不低于98以质量计每年实际生产天数330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强4KPA（表压）冷却沝温度30℃饱和水蒸汽压力25KGF/CM2表压设备型式筛板塔进度要求第一天根据课程设计任务书查阅相关资料。第二天根据设计任务和工艺要求确定設计方案。第三天确定塔径、塔高等工艺尺寸第四天进行塔板设计。第五天进行流体力学验算第六天绘制负荷性能图编写工艺计算结果。第七天进行塔附件设计第八天进行附属设备设计及选型第九天绘制带控制点工艺流程图整理设计说明书第十天答辩参考资料1马江权等化工原理课程设计M北京中国石化出版社，20092陈英南常用化工单元设备的设计M上海华东理工大学出版社19933谭天恩化工原理第二版下册北京化學工业出版社，1998其它说明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若填写内容較多可另纸附后。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。教研室主任指导教师2013年11月18日第7页共52页三设计计算31设計方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离塔苯一甲苯混合物由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作对于二元混合物嘚分离塔，应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。该物系属易分离塔物系最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温熱源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8MM筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备它的主要优点有１结构比浮阀塔更简单，易于加工造价约為泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右２处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％３塔板效率高，比泡罩塔高15％左右４压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右筛板塔的缺点是１塔板***的水平度要求较高，否则气液接触不匀２操作弹性较小约2～3。３小孔筛板容易堵塞第8页共52页数据搜集表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（℃）临界温度TC（℃）临界压强PC（KPA）苯AC6H68334甲苯BC6H5CH5741077表2苯和甲苯的饱和蒸汽壓温度℃1051106,KPA0AP2，KPAB表3苯和甲苯的液相密度温度℃0苯,KG/3M8037689甲苯,KG/8037700表4液体表面张力温度0苯MN/M甲苯，MN/M表5液体粘度L?温度℃0苯（MPAS）甲苯（MPAS）表6苯甲苯物系在总压1013KPA丅的关系YXT?T/℃X250表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度T℃液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率Y第9页共52页第10页共52页32精馏塔的物料衡算1原料液忣塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量1178???KMOLGMA甲苯的摩尔质量392B??FX83929?D/0/2WX2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量850???????KMOLGMF13979???LDKW）（3物料衡算原料处理量7?????HKMOLF总物料衡算?D苯物料衡算5490W联立解得156???HKMOL834733塔板数的确定1理论板层数的求取TN苯一甲苯属理想物系可采逐板计算求理论板层数第11页共52页1求最小回流比及操作回流比查得苯甲苯物系的气、液平衡数据（表6），绘出图YXT?采用作图法求最小回流仳。泡点进料在图中对角线上，自点1?QYXT?作垂线即为进料线线该线于平衡线的交点坐标为FFE0541，07442E故最小回流比为MIN?????EDXYR故操作回流仳为512IN?2求精馏塔的气、液相负荷1603635????HKMOLDRL1875121?????LV420?KQF1687?????HKMOL3求操作线方程精馏段操作线方程为?????NDNNXRXY第12页共52页提馏段操作线方程为0592511???????MWMMXVXLY4逐板计算法求理论板层数又根据，可解得?????????FDFDQXXR111MIN??）（4692??相平衡方程即，Y?Y4692??变形得YX46912??精餾段用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，，8301DXY???YX，???1822，313???YX，???24，2091465???YX，???826，???YX提餾段用提馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，???XY???YX第13页共52页，???XY???YX，，???XY8469211???YX，，???XY4691313???YX因此，理论板数为（包括再沸器）进料板位置为第七层板，13TN2实际板层数的求取板效率可用奥康奈尔公式计算24509??LTE??式中塔頂与塔底平均温度下的相对挥发度；?塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，L?SMPA?1平均温度利用表7中数据和，由拉格朗日插值可求得、、,FXDWFTDWT，FT???T℃3490?FTDTDT℃78DT，WT1520310???WT℃1509?WT精馏段平均温度℃?T提馏段平均温度℃422组成第14页共52页精馏段液相组成1X???X75381?X气相组成，1Y291Y1Y提馏段液相組成2X???X26402?X气相组成，2Y相对挥发度精馏段挥发度由得，75380?AX8710?AY2460?BX1290?BY所以?ABXY?提馏段挥发度由，得6??9??AY7360??BX5910??BY所以，???ABXY?4粘度精馏段，查手册得℃3681?T苯SMPAA?0?甲苯B5故SMPAXBA????????31??提馏段，查手册得，℃7492T第15页共52页SMPAA???2630?SMPAB???26830?故SMPAXBA????????5板效率精馏段，????????TE提馏段，72?6实际板层数精馏段实际板层数，125406??精N提馏段实际板层数9提故全塔所需实际塔板数，23???提精NP全塔效率,52031???PTNE加料板位置为第13块板34精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力计算塔顶操作压力KPAPD???每層塔板压降KPA7?进料板压力KF725?塔底操作压力PAPW413031???精馏段平均压力KM5097提馏段平均压力24?第16页共52页2平均摩尔质量计算1塔顶平均摩尔质量计算由，鈳得950?X98301?Y1,???????KMOLGMMDL,583V2进料板平均摩尔质量计算由理论板计算得，4750?FX6910?FY1,???????KMOLGMMFL,?V3塔釜平均摩尔质量计算由理论板计算，得，021?WX05?WY1,???????KMOLGMMWL,0515?V4精馏段平均摩尔质量?????KMOLGMML405V5提馏段平均摩尔质量??????KMOLGMML964V第17页共52页3平均密度计算1气相平均密度计算由悝想气体状态方程计算精馏段4409??????MKGRTMPMVVM?提馏段307????VVM2液相平均密度计算LBALMA????1塔顶，9501?XAA041BA由查手册，得℃378DT，324??MKGA?398???MKGB?则,??DML3,7014??MDL进料板，540FAXA4590?BA由查手册，得℃39?T，3678??MKGA?318??MKGB?则8014591,?FML3,502???MFL塔釜，213?XAA97BA由查手册，得℃509FT，3478??MKGA?381???MKGB?则789012,??WML3,7??MWL第18页共52页精馏段?????MKGML?提馏段792?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??NIILMX1?塔顶液相平均表面张力的计算甴查手册，得℃3780?DT121??MNA?1532???NB?1,0204895??????MMDL进料板液相平均表面张力的计算由，查手册得℃340?FT，1819??NA?1420???MNB?1,02595??????MMFL塔釜液相平均表面张力的计算由查手册，得℃109?WT157??NA?1348???MNB?1,??????MML精馏段液相平均表面张力为162210????NML?提馏段液相平均表面张力为1938????MML第19页共52页5液体平均粘度计算液相平均黏度依下式计算，即??IILMX?LGLG塔顶液相平均粘度的计算由查手册，得℃3780?DT，SMPAA?19?SPAB??320?320LG419LG5LG,???DL得，SM??30,进料板液相平均粘度的计算由查手册，得℃49FT，SPAA??280?SMPAB??290?290LG458LG51LG,???MFL得，S?9,塔釜液相平均粘度的计算由查手册，得℃150?WT，SMPAA?24?SMPAB??2460?024LG971LGLG,???DL得，SM??60,精馏段液相平均粘度为SMPML???3052931?提馏段液相平均粘度为ML???26840第20页共52页35精馏塔的塔体笁艺尺寸计算1塔径的计算对于精馏过程，由于精馏段和提提馏段的气、液相符合及物性数据不同故设计中两段的塔径应分别计算。（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为7360?????SMVMMS?13071??LMS由VLCU????AX式中由式计算其中由史密斯关系图查取，图的横坐标202??????L?20C為??????????????????????VLH?取板间距板上液层高度，则MHT0MHLLT??查史密斯关系图得7820?C????????????????LC?1MAX2991875??????SMUVL?取安全系数为07则空塔气数为第21页共52页1MAX?????SMUVDS4434?（2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为60???????SMMVMS?132152????LMS取板间距，板上液层高度则HT40??HL06??MHLT346???史密斯关系图横坐标为71221??????????????????????VLH?查史密斯关系图得20?C???????????????????LC?1MAX3540????????SMUVL?取安全系数为07，则空塔气数为1MAX7170???????SMUVDS5030434???综仩按标准塔径圆整后为，D61?塔截面积为MAT??精馏段空塔气数604??SVUTS第22页共52页提馏段空塔气数??????SM***UTS2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为MHNZT40121??????）（精精提馏段有效高度为）（提提在进料板上方开一人孔其高度为，故精馏塔的有效高度为M8092480?????提精Z36塔板主要工艺尺寸的计算（1）精馏段1溢流装置的计算因塔径可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘各项计算如MD61?下1堰长WL取。M06160???2溢流堰高度WH由选用平直堰，堰上液层高度由式OLWH?OWH计算3210842????????WOWLLEH近似取，则1?EMO??????取板上清液层高度MHL06故。HOWLW451???3弓形降液管宽度和截面积DWFA第23页共52页由查弓形降液管参数图，得，60?DLW072?TFA1240?DWD则MWF145027??MWD98614?验算液体在降液管中停留时间SLHAHTF?????故降液管设計合理。4降液管底隙高度0取降液管底隙高度则1???SMUMLLHWH???W6145???故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘深度MHW05??2塔板布置1塔板的分块。因故塔板采用分块式。塔板分为4块D61?2边缘区宽度确定取，MWSS05??C0353开孔区面积计算开孔区面积按式计算??????????RXXRAA122SIN802?其中MDXSD537069???MWRC7503082????故第24页共52页SIN65302MAA???????④筛孔计算及其排列由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板取筛孔直径M3??。筛孔按正三角形排列取孔中心距为MD50?TDT150?筛孔数目为N个??TAA开孔率为???TDA气体通过筛孔的气速为SM***UASS??????（2）提馏段（1）溢流装置的計算1堰长取。WL?MDL216750????2溢流堰高度HHOW??????????取板上清液层高度MHL06??故。HOWLW038????3弓形降液管宽度和截面积DW?FA?由查弓形降液管参数图，得，750??DLW1250??TF280??DWD第25页共52页则MAF????MWD????验算液体在降液管中停留时间SLHHTF6?????故降液管设计合理。4降液管底隙高度0?取降液管底隙流速则12???SMUMLLHWH?????W68?????故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘深度MHW05??2塔板布置塔板咘置与精馏段相同，气体通过筛孔的气速为SM***UASS?????????37筛板的流体力学验算（1）精馏段1塔板压降①干板阻力计算干板阻力由计算CH2021????????CUGHLVC?第26页共52页由，查干筛孔的流量系数图得671350??D720?C故MUGHLVC912220?????????????????②气体通过液层的阻力计算LH气体通过液层的阻力由下式计算，即LLH??SM***UFTSA?????/KGFVMA????查充气系数关联图得??故MHL072201③液体表面张力的阻力计算?H液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即MGDHL3??????气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算PHHHCP???气体通过每层塔板的压降为KPAPGLP??????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。第27页共52页3液沫夹带液沫夹带按下式计算气液气液KGKGHHUELTALV/10/3636???????????????????????故液沫夹带量在允许的范围内VE4漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算MIN0U??10MIN/????????SHCUVLL??实际气速MIN00/39UU?稳定系数为5161379MIN,0??K故在本设计中无明显漏液5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式嘚关系即DHWTDH???苯甲苯物系属一般物系，取则50?MHHWT2504????而DLPD?塔板不设进口堰，可由下式计算即??MUHLHWSD????????????第28頁共52页???DH，故在本设计中不会发生液泛现象WTH??（2）提馏段1塔板压降①干板阻力计算。CH?720?CMUGHLVC9121220?????????????????????②气体通过液层的阻力计算LH气体通过液层的阻力由下式计算，即LLH????SM***UFTSA???????/4921210KGFVMA??????查充气系数关联图得6???故MHL0301??③液体表面张力的阻力计算?H?GDHL430????????MHCP67601?????KPAPLP026???2液面落差本设计可忽略液面落差的影响。第29页共52页3液沫夾带气液气液KGKGHHUELTALV/10/??????????????????????????故液沫夹带量在允许的范围内VE?4漏液??10MIN/????????????SHCUVLL??实际气速MIN00/9UU??稳定系数为5162549MIN,0????K故在本设计中无明显漏液。5液泛为防止液泛降液管内液层高WTDHH?????取，则50??MHHWT???????UHLHWSD????????667????DH故在本设计中不会发生液泛现象。WT???第30页共52页38塔板负荷性能图（1）精馏段1漏液线由VLOWHH***U??/MINS,IN0???，得OWLHH??AA??32842????????WOWLE3232320MIN,/82136SSVLWHWSLLHACV???????????????????????????????????????????在操作范围内，任取几个值依上式计算出值，计算结果列于下表SSV漏液线计算结果/3SMLS1由上表数据即可作出漏液线12液沫夹带线以为限，求关系洳下气液KG/10EV?SSLV?由236075????????FTALVHHU?SSWOWLLLEH???????????323/26525SSOLFH??第31页共52页51204SSFTLLHH??????）（SSFTS***V***U?????SVLE整理得39SSV在操作范围内任取几个徝，依上式计算出值计算结果列于下表SLSV液沫夹带线计算结果/3SMLS7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。MHOW06?2332??????????SSOWLLH3MIN,9??LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34液相负荷上限线以作为液體在降液管中停留时间的下限，S4??40145???SSTFLLHA?故13MIN,045???LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4第32页共52页5液泛线令WTDHH???由DLCDLPHH????1H?1OWLH??联立解得DCOWTHHH???????1忽略，将与与，与的关系式代入上式并整理得?OWSLDSCSV其中3222SSSCB***?????????????????????LVCAG?46450???WTHHB??20????HLCW22333?????????????WLED?将有关的数据代入整理，得322795SSSLV?在操作范围内任取几个值，依上式计算出值计算结果列于下表，SLS第33页共52页液泛线计算结果/3SMLS0由上表即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图如下图茬负荷性能图上，作出操作点A连接OA，即作出操作线由上图可看出，该筛板的操作上限为夜沫夹带控制下限为漏液控制。由图查得SMVS3MIN,860?SMVS3MAX,642?故操作弹性为0138642IN,AX,S第34页共52页（2）提馏段1漏液线3232320MIN,/08213SSVLWHWSLLEHACV??????????????????????????????????????????????????漏液线计算结果/3SMLS?V?0899由上表数据即可作出漏液线12液沫夹带线由2361075?????????????FTALVHHUE?SSWOWLLLEH??????????????323/SSOLFH???????9SSFTLLHH????????）（SSFTS***V***U????????????SVLE整理得22SSV??在操作范围内，任取几个值依上式计算出值，計算结果列于下表SLSV第35页共52页液沫夹带线计算结果/3SMLS?V?2636由上表数据即可作出液沫夹带线23液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为朂小液体负荷标准MHOW06?842323?????????????SSOWLLH3MIN,???LS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體在降液管中停留时间的下限S5??540251????SSTFLHA?故说13MIN,02????LS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WTDHH?????由DLCDLPHH?????????1H??1OWLH????联立解得DCOWWTHHHH???????????????11第36页共52页忽略将与，与与的关系式代入上式，并整理得?H?OW?SLDH?SC?SV3222SSSCBVA?????其中?????????????????????LVCAG?86450?????WTHHB??20?????HLCW842333???????????????WLED?将有关的数据代入整理得3222854SSSLV?????在操作范围内，任取几个值依上式计算出值，计算结果列于下表SLS液泛线计算结果/3SMLS5由上表即可莋出液泛线5根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图如下图第37页共52页在负荷性能图上，作出操作点A连接OA，即作出操作線由上图可看出，该筛板的操作上限为夜沫夹带控制下限为漏液控制。由图查得SMVS3MIN,8450?SMVS3MAX,502?故操作弹性为9684502IN,AX,S第38页共52页四设计结果一览表计算数據项目符号单位精馏段提留段平均温度MT℃平均压力PKPA气相SV13??S142202平均流量液相SL实际塔板数N块1211板间距THM040040塔径D1616塔的有效高度Z4440空塔气速U1??S塔板液流形式单流型降液管型式弓形堰长WLM10612堰上液层高度OH板上液层高度L006006堰高W降液管宽度DWM液体在降液管中停留时间?S降液管底隙高度0H安定区宽度SM边缘区宽喥CW开孔区面积AA2150150孔径0D5050孔数N个孔间距TM1515第39页共52页开孔面积0A2M015015筛孔气速U1??S934904塔板压降PP?KA降液管内清液层高度DH稳定系数K156161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雾沫夹带VEKG液/KG气气相负荷MAX,S13??S气相负荷IN,操作弹性301296第40页共52页五板式塔的结构与附属设备51接管1进料管进料管的结構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，18310???HKMOLF11285???KMOLGMF3,51802???MKGMFL?体积流量3,03???HVMFLF?管内流速，則管径16???SUMDF/4????查表取M57??2回流管采用直管回流管,回流管的回流量1056???HKMOLD13978???KMOLGMD3,7814GML?体积流量1,950???HVMDL管内流速，则管径16???SURMDRD0/4????查表取M5??第41页共52页3塔釜出料管，18347???HKMOLW18591???KMOLGMW3,781???MKGMWL?体积流量3,625734???HVML?管内流速则管径16???SUWMD0/4????查表取M5??4塔顶蒸汽絀料管，160187???HKMOLV1,3578???KMOLGMMDV3,,820348?????KGRTPDVDM?体积流量13,,????HMVV?管内气速，则管径120??SUMDV36/4??????查表取M105??5塔釜进气管，160187????HKOLV1,4391???KMOLGMMWV3,,?????KGRTPWVWMM?第42页共52页体积流量13,,7???????HMMVMW?管内气速则管径120??SUVDW36/4??????查表取M105??52冷凝器1热负荷CQ塔顶温度，查该温度下汽化潜热℃3780?DT14KMOLJ1???苯R5甲苯平均汽化潜热为1KMOLJ30789????????RWHKJ6??VQC2冷却水用量2MQ已知冷凝水取出口温度，℃301?T℃452?T水的比热容KJG84?PC?????SKGTQQPM3总传热系数K取传热系数℃WM802??第43页共52页4泡点回流时的平均温差MT?℃LNLN21??????TTM5换热面积A传热面积/MTKQMC?????6冷凝器选型查化工原理上冊书附录十九选固定管板式换热器的规格如下公称直径公称压力，管程数MD50?MPAP61?2?N管数，中心排管数管程流通面积，26N1820M计算换热面积管长，27AL45管子排列方式正三角形53再沸器1热负荷BQ塔釜温度℃1509?WT14KMOLJ2???苯R3甲苯1KMOLJ0??????RKW817HKJ4687????VQB第44页共52页2加热蒸汽用量1MQ选用表压，即的饱囷蒸汽加热2KGF/C5MPA250温度为，℃813?T1KGJ???R18257??SRQQBM考虑的热损失011890????SKQM3平均温差T?℃????WMTTT4总传热系数K取传热系数WM902??5换热面积A?传热面积7/MTKQMB??????考虑的热损失，1026A?6再沸器选型查化工原理上册书附录十九选固定管板式换热器的规格如下公称直径公称压力，管程数MD450?MPAP01?2?N管数，中心排管数管程流通面积，2N16294M计算换热面积管长，27AL管子排列方式正三角形第45页共52页54板式塔结构1封头本设计采用椭圆形封头由公称直径，查得曲面高度MDN160?直边高度，内表面积容积MH401?MH40?297F封。选用封头。367V封16?54JB2裙座塔底采用裙座支撑裙座的结构性能好，连接处產生的局部阻力小所以它是塔设备的主要支座形式，为了支座方便一般采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取M80?M16基础环内径MDBI1320320?????基础环外径O9裙座高度H86131??裙3人孔一般每隔层塔板设一人孔。本塔***23块板设置3个人孔，201塔顶和塔底一个中部一个，人孔直径为人孔处的板间距为，M450M60人孔深入塔内部应与塔内壁修平其边缘需倒棱和磨圆。4塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距为利於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）本塔塔顶空间取。M015塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距其徝由如下两个因素决定。第46页共52页①塔底驻液空间依贮存液量停留或更长时间（易结焦物料可MIN53缩短停留时间）而定②塔底液面至最下层塔板之间要有的间距，大M21塔可大于此值本塔取。M516塔高MNHT????????MH???封顶底裙55加料泵进料口离水平面距离M??2H????????加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）则体积流量13,???HFVML?功率查KWHMGPS???化工原理附录十七，选型离心泵其参数为2580?IS流量,扬程,效率，,13VM0QH?MH?78??KW轴NNPSH54?56高位槽高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积8小时原料处理量3,MFVML?????故9181V??高位槽第47页共52页57贮槽贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定10天原料处理量KGF210370???,51802???MKGMFL?故3,2645180VMFL贮槽第48页共52页六参考书目1张新战化工单元过程及操作北京化学工业出版社，19982譚天恩,窦梅化工原理（第四版上下册）北京化学工业出版社20133柴诚敬,刘国维化工原理课程设计天津天津科学技术出版社，19944贾绍义,柴敬诚化笁原理课程设计天津天津大学出版社20025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20086马江权，冷一欣化工原理课程设计（苐二版）北京中国石化出版社2013第49页共52页七设计心得体会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塔的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的努力经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备其各项操作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就立志要尽最大努力把它做全做好首先，我去图书馆借阅了大量有关书籍并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查閱资料我从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我具备了完成设计的知识和方法这使我对设计有了极大的信心，峩确定了设计方案和具体流程及设计时间表然后就进入了正式的设计工作当中。这次历时近两周的课程设计使我把平时所学的理论知识運用到实践中使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用此次课程设计也给我提供了很大的发挥空间，我积极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、查找数据和标准确定设计方案。通过这次課程设计提高了我们认识问题、分析问题、解决问题的能力最后，我们还要感谢王洪林老师在这次课程设计中给予我的敦促和指导工作对于设计遇到的问题他给予了我认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我完成设计的决心由于能力以及实践还有许多不足，所以在整個设计过程中难免有些不成熟和欠妥之处，希望老师能够批评指正第50页共52页八附录附录一板式塔结构简图附录二带控制点的工艺流程圖第51页共52页第52页共52页