还剩30页未读，继续阅读
本资源只提供10页预览，全部文档请下载后查看！喜欢就下载吧，查找使用更方便
文本内容:
苯-甲苯精储塔课程设计平y=x=
0.987—43■x=
0.97941D1^平y=
0.9834―-x=
0.960322y=
0.9697—•-x=
0.928833y=
0.9474—m x=
0.880144y=
0.9217—x=
0.8099655y=
0.8624-x=
0.719566的一平|y=
0.7988—♦x=
0.617677y=
0.7261—=
0.5193x88fy=
0.6447—=
0.4251X99^平y=
0.5268—=
0.31211010y=
0.3855—■—x=
0.20361111y=
0.2497—=
0.11941212平*y=
0.1444—4^=
0.0644TX1313平）y=
0.0755—x=
0.03221414平ty=
0.0353—a x=
0.0147x1515W总理论板数为（包括蒸储釜），精储段理论板数为第块板为进料板157,8实际板数的求取
4.
1.2取全塔效率为则有
0.52,腐与N7/
0.52=
13.46146/
0.52=
11.54^12总板数为（包括蒸储釜），精储段板数为提偏段板数为2414,12提溜段的计算精福塔的提福段工艺条件
4.
24.
2.1⑴操作压力的计算设每层塔板压降已知则⑵操作温度的计算有依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽安托尼方程计算，计算结果如下1211gp=
6.031-At+
220.81345lg P=
6.080-Bt+
219.5试差得到的、代入到计算得到的PA PB结果如下:塔顶温度t=
105.3oCt=
136.4oC w塔釜温度D进料板温度提储段平均温度t=
136.4+
116.2/2=
126.3oCm⑶平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，y=0353,x=
0.01471515M=
0.0147x
78.11+1-
0.0147x
92.13=
91.79Kg/kmolVWmM=
0.0353x
78.11+1-
0.0353x
92.13=
91.5Kg/kmolLWmx=
0.51939y=
0.726188M=
0.7261x
78.11+1-
0.7261x
92.13=
81.8346Kg/kmolVFmM=
0.5193x
78.11+1-
0.5193x
92.13=
84.7298Kg/kmolLFm由理论板的计算过程可知，提馈段的平均摩尔质量为:M=
91.79+
84.7298/2=
88.26Kg/kmolLmM=
91.5+
81.8346/2=
86.67Kg/kmolVm平均密度计算4
①气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即p MmVmRTm=pM.=
5.288Kg/m3兀mVrn兀RTVm Vmm
②液相平均密度计算精储段气相平均密度:a a%亡兀-A-+6P ML CCC.//提馈段气相平均密度:兀Lm兀Vm兀LA=
5.L2B88Kg/ms液相平均密度计算依下式计算，即:塔顶液相平均密度的计算A=815Kg/m3B=810kg/m3兀兀由查液体在不同温度下的密度表得:tD=
80.5P,
10.
96590.0341——=------------------------+----------------------%;
814.83kg/rw兀815810LDm塔釜液相平均密度的计算由℃查液体在不同温度下的密度表得:t=
136.4,W兀A=
0.725g/ms兀B=
0.7339g/erm=
733.9kg/ma
10.
02350.9765=
0.7328g/cm3=
732.8kg/ms------------=-----------------------+K
0.725------------
0.7339Lwm冗Lwm进料板液相平均密度的计算由t-
116.2cC,查液体在不同温度下的密度表得:F71a=
0.752g/ms兀=
0.7549g/erm=
754.9kg/m3K0752LFm
0.754B=
0.7529g/erm=
752.9kg/m3LFm兀二（兀+兀/2=
742.85Kg/msLmLWmLFm提储段的平均密度为:兀=71+兀/2=
783.87Kg/mavm LDmLFm精储段的平均密度为:⑸液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即:G=V XCTLmi ii=1进料板液相平均表面张力的计算由℃查液体表面张力共线图得t=
116.2,Fa=
17.1mN/m a=
17.8mN/mA Ba=
17.42mN/mLFm塔釜液液相平均表面张力的计算a=
15.5mN/ma=
14.6mN/m BA由t=
136.4cC,查液体表面张力共线图得wa=
0.0147x
14.6+1—
0.0147x
15.5=
15.487mN/mLWm提储段平均表面张力为o=
17.42+
15.487/2=
16.454mN/mLm液体平均黏度计算6igLb=x xlglliLmi i液相平均黏度依下式计算，即:塔釜液相平均黏度的计算:山=
0.191mPa.s=
0.211mPa.s由查气体黏度共线图得:t=
136.4OC,w山lg=
0.0147AlgO.191+1—
0.0147lg
0.211LDm=0211mPa sV--提偏段液相平均黏度的计算:叫，查气体黏度共线图得:
16.2OC,Lb=
0.221Pa.s=
0.251mPa.s山二lg
0.541AlgO.221+1—
0.541lg
0.251LFm山LFm=0234mPa•S提谯段液相平均黏度为•LU=
0.234+
0.221/2=
0.223mPa.sLm塔径的计算
4.
2.2⑴最大气速精福段的气、液相体积流率为:人VM
328.
64486.67/4二Vp=
1.496m3/svm—=/早人3600p
36005.288Vmin LM
411.33A
88.26/.zLp==
0.0136m3/s=
48.96ms/hLm—=,人F3600p
3600742.85Lmh=
0.09m%,
0.0136A
3600.
742.85/人小2=
1.49636人短呵丘二」06查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C=O.O82Oa16454c=c o.2利漏|—^―|==
0.
080.0770220Ip—p
742.85—5288U=v=0-077漏i-----------------------------.------=
0.9°9m/smax\u py o.^oo1V取安全系数为则空塔气速为:
0.75,漏u=
0.
75.u=
0.
70.909=
0.6815m/smax⑵塔径「府「漏
41.496-iD=j-S-=J---------------------------=
1.672m几漏u\
3.
140.6815按标准塔径圆整后为D=
1.7m塔截面积为A=-D2=
0.
78511.72=2269m2=
2.27m24T塔板主要工艺尺寸的计算
4.
2.
3.⑴溢流堰工艺尺寸的计算因塔径液体流量为D=
1.7m,
48.96m3/ho可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘各项计算如下:堰长I取；I=O.7D=O.
711.7=
1.19mw溢流堰高度h,选用平直堰=h-hV8=3169117-L—25l/D=
0.7L w
2.5Wow Low=
31.69-------L—和|查表得液流收缩系数/D=
0.7E=
1.051w由L
2.5堰上W液层高度由下式计算，即:h0W二理h.E.31000oww则人人汽二h=
2.
84105148.
96.0355m
010001.19owh—h=
0.09—
0.0355=
0.0545m枷=wL ow
③弓形降液管宽度弓和截面积0A;由！（查弓形降液管参数图得:=
0.7,二
0.09=
0.15贝！人I A=
0.09A
2.269=
0.2043m2,W=
0.1517=
0.255mf d验算液体在降液管中停留时间，即A H
0.2043人哽二676s38几9=00136Lps故降液管设计合理
④降液管底隙的流速贝!1/=
0.25m/s,J0L
0.0136h=u s—=lu
0.25A
1.19=
0.0428m0w0则h—h=
0.0545—
0.0428=
0.0117m0,006m人」w0故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度匕=50mmW⑵塔板布置
①塔板的分块因，故塔板采用分块式查塔板块数表得塔板分为块D800mm4
②边缘区宽度确定:取W=W=
0.08m,W=
0.06m
③开孔区面积计算开孔区面积计算为:Aa-------nA=2xJ Ya「2—X2+r2sin-i—180r其中x=D W+wp=
1.7/2—
0.255+
0.08=
0.515mdr=D2—W=
1.7/2—
0.06=
0.79m故人人人A=
20.5150792—0552+
0.792sin=
1.503m2a
1800.79
④筛孔计算及其罗列由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径6=3mm d°=5mm筛孔按正三角形罗列，取孔中心距为:tt=3d=3A5=15mm筛孔数目为:n・1,155A J5°3n7715二二个
0.0152A
0.0050=
0.
907.曾=
0.907人^^2=
10.1%a气体通过筛孔的气速为开孔率为:=-S-=-----------------------=
9.877m/s
1.496人A
0.
1011.5030筛板的流体力学验算⑴塔板压降
4.
2.
4.
②气体通过液层的阻力计算h气体通过液层的阻力由下式计算，即h
①干板阻力计算干板阻力由下式计算:hg由查筛板塔汽液负荷因子曲线图得d£=5/3=
1.67,o,C=
0.772o288能了=液柱喙川二
0.0594m故二h人
29.
81742.85g2gV,
1.496/u=s—==
0.724m/sA_A
2.27_
0.2043aTf年〉F=u
0.7245^88^
1.665[kg Ms.m12]0a Vm查充气系数关联图得b二・058故液柱h=bh=
0.
580.09=
0.0522m1L
③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h
4416.45410_3
一、h=p gd
742.859,81°・0°181m液枉L0气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算hP液柱h=h+h=
0.0594+
0.0522=
0.1116mpg气体通过每层塔板的压降为编〉p=h pg=
0.
1116742.
859.81=
813.27PaB
0.9KpaP PL液面落差2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⑶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H d共H0H+h dTw而H=h+h+hdp Ld塔板不设进口堰则h=
0.153||V||2=
0.1532=
0.
1530.252=
0.00956md|h山o w0H=
0.1116+
0.09+
0.00956=
0.21116m d苯一甲苯物系属普通物系，取贝！0=
0.5,液柱♦H+h=
0.5x
0.45+
0.0545=
0.252m HTwd所以设计中不会发生液泛现象液沫夹带
45.7x10-3^U y-
20.
724、
5.7x10-
13.2=
0.0146Kg Kg液/气液沫夹带按下式计算:
16.454V
0.45-
2.5x
0.09液/气
0.1Kg Kg故液沫夹带量在允许的范围内e⑸漏液对筛板塔,漏液点气速可由以下公式计算UO.minu=
4.4C J
10.0056+
0.13h-h p/p、O.min0L5L V=
4.4x
0.772^
0.0056+
0.13x
0.06-
0.0021x
803.03/
2.93=
5.011m/s实际气速U=
9.877m/s u0O.min稳定系数为K=u.u o=
9.877/
5.011=
1.
971.5O.min故在本设计中无明显漏液精福段塔板负荷性能图
4.
2.
5.⑴漏液线由u44CJ
0.00560d3h hJ-hJP/P=+w+o LvO.min=Vr/A,+h,A=ip.AMOmin sminw ow0a
2.84how1000得:284f L V3V=
4.4C A^
0.0056+
0.13h—x E-hs
0.min口-1000uj二…Y
742.
852.84c-3600L123X-
0.00181口--------------------=
4.4x
0.772xO.101x
1.503x.N
0.0056+
0.13x
0.0545+
1.051X,
55.2881000I
1.19jL________________\l-
0.51^
1.545^
11.407L23课程设计任务书
一、课题名称苯——甲苯混合体系分离过程设计
二、课题条件（原始数据）、设计方案的选定1原料苯、甲苯年处理量108000t原料组成（甲苯的质量分率）
0.5塔顶产品组成一口〉99%塔底产品组成x2%w、操作条件2操作压力常压进料热状态泡点进料冷却水20加热蒸汽
0.2MPa塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馈、设备型式筛板塔3
三、设计内容概述
1、设计方案的选择及流程说明
2、塔板的计算（板式塔）
3、主要设备工艺尺寸设计4板式塔:⑴塔径及提馈段塔板结构尺寸的确定（）塔板的流体力学校核2（）塔板的负荷性能图3（）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4、辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）
5、设计结果汇总
6、工艺流程图7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1/Vs sL/m3/s
0.
01360.
020.
0350.045sV/ms/s
0.
7640.
7970.
8580.892s由上表数据即可作出漏液线1⑵液沫夹带线以液气为限，求，关系如下:e=
0.1kg/kg U-L
5.7x10-6u e=QY oH-z、vh
3.2LVTU=s—Vs«a A-A
2.27-
0.2043T fh=
2.84x10-3x
1.051x2£2/3=
0.746L2/3吧
1.19OW sh=
2.5h=
2.5h+h=
0.136+
1.561L%w owH-h=
0.314-
1.561L2/3Tf s、-
5.7103/
0.484Vne==
0.1s-----------------
3.2v
16.
4540.314-
1.561U2/
30.484V SC07二涮,s--------
0.314-1561L
3.81-
18.946U2/vr=3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LV表液沫夹带线计算结果4-2L/ms/s s
0.
01360.
020.
0350.045V7m3/s
2.
732.
4141.
7831.413s表漏液线计算结果4-1由上表数据即可作出液沫夹带线⑶液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度2h=
0.006m作为最小液体负荷标准:OW公CC I1h=
2.84x
1031.051x----------
0.0062/3=
1.19owL=
0.000942m3/ss,min据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线⑷液相负荷上限线3以作为液体在降液管中停留时间的下限9=4SAHTT-＞艮A.H
02040.45/n noono故二-L=m=
0.02298m3/s取、44rnax5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4o⑸液泛线令H=0H+h dT w由H=h+h+h=h+h+h+h+h装dpL dgI dLh=bhh=h+hLw ow联立解得OH+0_b_1h=b+1h+h+h+h装T wow cd忽略,将与与与的关系式代入上式，并整理得:装h h L,hL,h VOWsdscsa*V2=b cl_2d l_2/3s ss式中AC-2■Lbf=OH+0_b_1h=
0.环艮
0.45+
0.5_
0.58_1根
0.0545=
0.166T wc*=
0.153/=
0.153/=
58.98根/I h2/fl.
190.04282w0qpnn2/3oonn心叫/根根根根洲根根根根d1=
2.8410_3E1+b=
2.8410_
31.0511+
0.58=
0.9865I119W将有关的数据代入整理，得
0.0264V,Q166_58,98L,
0.9865L,2=2_2/3S SS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L,VS S表液泛线计算表4-3L/m3/s
0.
01360.
020.
0350.045sV/ms/s
0.
09890.0698-o.0118-
0.0782s由上表即可作出液泛线■漏液线液沫夹带续±液相负荷下限线液相负荷上眼线液泛线―一线1坡
5.|.11・I.A口，♦001K001041806Q0”O OK041t图一立方米秒Ls45图一提储段负荷性能图由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制由图查得:V=
0.664m3/s V=
3.628ms/ss,min s,max故操作弹性为V/V=
5.463s,maxs,min所设计提馈段筛板的主要结果汇总于下表XI1sfew12345序号项目数值平均温度t/C m
126.3平均压力p/kPa m2气相流量
198.15V/m3/sS液相流量L/m3/sS
31.496塔的有效高度Z/m
40.0136塔径/in
55.2板间距
61.7溢流形式
70.45降液管形式单溢流8堰长堰高/m/m9弓形板上液层高度/m
101.19堰上液层高度/m
110.0545降液管底隙高度/m开孔区面积/m
2120.09筛孔直径/m
130.0355筛孔数目
140.0428孔中心距/m
151.503开孔率/%
160.00520空塔气数/m/s
0.909177715筛孔气速21/m/s
9.
877180.015稳定系数
221.
971910.1单板压降23/kPa
0.9负荷上限液泛控制2425负荷下限漏液控制液沫夹带量液/气26/kg kg
0.014627气相负荷上限/rw/s
0.0229828气相负荷下限/rw/s
0.00094229操作弹性
5.463塔附件设计
5.1附件的计算接管
5.
1.1⑴进料管进料管的结构类型不少，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=108t/h=15000Kg/h,兀=
752.9Kg/m3FF15000则体积流量V=—=-------------------=
19.923ma/h
752.9F兀F4V/3600x
19.923/3600=
0.06638m=
66.38mm则管径d=—F
3.14x
1.6----------------------取管内流速u=
1.6m/s取进料管规格
①68X3则管内径d=62mm4xl
9.923-1糊M进料管实际流速3600^236嬲4晚1⑵回流管采用直管回流管，回流管的回流量:D=94,9839kmol/h=
0.0264kmol/s塔顶液相平均摩尔质量M=
78.119kg/kmol,X XAD+BD兀DL兀KLA LB・兀LA=1014g/rri3兀LB=
1.021g/cm3塔顶温度查表得:t=
105.3兀DL=
1.0141g/m3=
1014.3kg/m3平均密度=
1014.3kg/ms兀则液体流量V=D xm/K=
94.9839x
78.119/
1014.3=
7.324ms/hD取管内流速u=
1.6m/sF则回流管直径4V/36004x
7.324/
3600.、“d=J—d-----------=J--
0.040246m=
40.25mm0\n uV
3.14x
1.6可取回流管规格
①则管内直径42X
2.5d=37mm4V47324x回流管内实际流速u=D-=■——3则加歌M3600d2⑶塔顶蒸汽接管x=
0.9794XB5A
⑥M=78x
0.9794+921—
0.9794=
78.29kg/kmolM=78x
0.9915+92x1—
0.9915=
78.12kg/kmolLDm
215.25x
78.29=
5.358kg/m3塔顶蒸汽密度兀Rt+
2738.314x1053+273oVM_
328.644x
78.12则蒸汽的体积流量V==
4791.65kg/h
5.358取管内蒸汽流速u=30m/s4V/3600x
4791.65/3600—~——=
0.23774m=
237.74mm71U
3.14x30可取回流管规格
①则实际管径245X
6.5d=232mm塔顶蒸汽接管实际流速/\//nnnn力4X
4791.65=
31.5m/su=4xV/3600n d2二3600X
3.14x
0.2322v⑷釜液排出管塔底W=
82.6861kmol/h平均密度兀=
732.8kg/m3平均摩尔质量M=
91.79kg/kmolWM
82.6861•9179=
10.357m3/h
732.8塔顶汽相平均摩尔质量M=
78.12kg/kmol取管内流速u=
0.6m/s4V4x
10.357旃877限00TTTZ706=°,07815m=
78.15mm可取回流管规格
①则实际管径83X
3.5d=76mm塔顶蒸汽接管实际流速:4x527u=4xV/3600nd2=-=
0.796m/sw3600x
3.14x0-0762⑸塔釜进气管W=
328.644kmol/h相平均摩尔质量M=
91.5kg/kmol
193.65x
91.5=
5.206kg/ms塔釜蒸汽密度vRT
8.314x
136.4+273VM
328.644x
91.5=57762m3/h则塔釜蒸汽体积流量:
5.206/4V/36004x
5776.2/3600I=
0.26102m=
261.02mm]
3.14x30Rill d—.~vr-几人2\U取管内蒸汽流速u=30m/s可取回流管规格
①则实际管径273X7d=259mm塔顶蒸汽接管实际流速4x57762u=4xV/3600几d=
30.46m/s2=°°3600x
3.14x
0.2592w总塔高
5.
1.2每隔6〜8层塔板苯-甲苯不需要时常清洗设一个人孔便于安装、检修,则设整个塔设五个人孔，孔径为500mm取塔顶空间H=
1.2m塔底空间H=
1.5m顶底则塔高不包括封头和裙坐H=n-n-n H+n H+n H+H+H顶底p FT FF PP=26-5-1x
0.45+1x
0.6+5x
0.5+
1.2+
1.5=1525H=
15.25m附属设备设计
5.2泵的计算及选型
5.
2.1进料温度℃t=
116.2Q7i=752kg/m3兀B=754kg/m3n=752,9kg/m3u=
0.221mpa.su=
0.251mpa.s u=
0.234mpa.sAB m已知进料量F=15000kg/h=
4.167kg/s・v=F/兀=
4.167/
752.9=
0.005534m3/s=1992m3/h FF取管内流速11=
1.601/$贝!!
0.
0053466.38mm.
141.6故可采用
①的油泵则内径代入得GB3091-9368X4d=57-
3.5X2=50mm八“/n”4〉
0.
00534./onu=4V5d2==
1.89m/s
3.
140.062Re*山二06滥产0=365取绝对粗糙度为c=
0.3mm则相对粗糙度为c/d=
0.3/60=
0.005由雷诺数Re和相对粗糙度可查图得磨擦系数入=
0.03进料口位置高度h=10x
0.45+
0.5x2=
5.5m x Hf=入〉匕上二0,0355〉1・892二1202md g
0.
059.81屣HxHf+h=
1.202+52=
6.702m可选择泵为IS80—65—160冷凝器
5.
2.2D i则编t二t—t二
105.3℃-20℃=
85.3℃1D1由℃查液体比汽化热共线图得t=
105.3D塔顶温度℃冷凝水℃t=
105.3t=20=
102.5kcal/kg=
429.17KJ/kg苯Y又气体流量V=
4791.65m3/hq=“h〉/3600=
4791.
655.358/3600=
7.13kg/sP冷凝的热量Q二4丫=7,
13429.17=
3060.66KJ/s、、苯取传热系数K=600W/m2k,八〜i/g
3060.6610s训住执面和A=Q/K编t二•.、二59肺则传热面积%600853设计内容摘要精储是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用o本设计的题目是苯一甲苯二元物系板式精储塔的设计在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精储塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精储工艺过程流程图，精情塔设备结构设计说明书关键词板式塔；苯一甲苯；工艺计算；结构图
一、简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程工业上对塔设备的主要要求是（D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）制造安装容易，操作维修方便此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等（）板式塔大致可分为两类1有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；
（2）无降液管的塔板,如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等工业应用较多的是有降液管的塔板,如浮阀、筛板、泡罩塔板等苯的沸点为
80.1C,熔点为
5.5C,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发苯比水密度低，密度为0・88g/ml,但其分子质量比水重苯难溶于水，1升水中最多溶解
1.7g苯但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强甲苯是最简单，最重要的芳煌化合物之一在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色甲苯的熔点为-95C,沸点为111-Co甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的
3060.66x103w*t=
89.36kg/s冷凝水流量
1712.5x
205.
2.3再沸器塔底温度t=
136.4℃用t=170℃的蒸汽，釜液出口温度t=140℃w01℃℃℃At=t—t=170—
136.4=
33.6则10W℃℃℃At=t—t=170—140=30参考文献
[1]诸林，王兵等.化工原理[M].北京.石油工业出版社，
2022.⑵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]申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].北京化学工业出版社，
2022.）液体，密度为
0.866克/厘米3,对光有很强的折射作用（折射率:1,
4961.甲苯几乎不溶于（）水0,52g/1,但可以和二硫化碳，酒精，乙醒以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性甲苯的粘性为0,6mPa s,也就是说它的粘稠性弱于水甲苯的热值为
40.940kj/kg,闪点为4C,燃点为535,C.分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存板式精慵塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔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（或喷射的液滴群）筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液但设计良好的筛板塔仍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，所以在本设计中设计该种塔型
二、设计方案的确定操作条件的确定
2.1确定设计方案是指确定整个精慵装置的流程、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下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述.
2.
1.1操作压力蒸储操作通常可在常压、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例如,采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸储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馈的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或者可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸储的能量消耗进料状态
2.L2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，但普通都将料液预热到泡点或者接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响此外，在泡点进料时，精馆段与提馆段的塔径相同，为设计和创造上提供了方便加热方式
2.
1.3蒸馈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，于是塔板数稍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对于苯-甲苯溶液，普通采用（表压）
1.1~
2.HPa确定设计方案的原则
2.2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:满足工艺和操作的要求
2.
2.1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，从而匡助找出不正常的原因，以便采取相应措施满足经济上的要求
2.
2.2要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用如前所述在蒸储过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约不少生蒸汽和冷却水，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保证安全生产
2.
2.3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，塔内压力过大或者塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，于是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求作普通的考虑
三、塔体计算设计方案的确定
3.1本设计采用连续精储流程，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份回流至塔内，其余部份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倍塔釜采用饱和2蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐精储塔的物料衡算
3.2原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率
3.
2.1进料量F=1080001/年=15000kg/h苯的摩尔质量M=78Kg/molA甲苯的摩尔质量M=92Kg/molB
0.5/78=
0.
54120.5/78+
0.5/92・099/78=
0.
99150.99/78+
0.01/
920.02/78=
0.0235w
0.02/78+
0.98/92原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
3.
2.2M F=o.541x78+1-
0.541X92=
84.426Kg/kmol汴M9915M g
0.0235x78+1-
0.0235x92=
91.67Kg/kmol物料衡算
3.
2.3l15000原料处理量F=-=
177.67kmol/h84426总物料衡算F=D+W=
177.67kmol/hF.X=D.X+W.X解得D=
94.9839Kmol/h W=
82.6861Kmol/h
四、塔板计算塔板数的确定
3.1理论板数丁的求取
3.
1.1N⑴相对挥发度的求取苯的沸点为℃甲苯的沸点为℃
80.1,
110.8o1211Ig P=
6.031-“A t+
220.81345lg P=
6.080一B t+
219.51211-----.=
2.
006480.1+
220.8lgP=
6.031-A1345lgP=
6.080-B=
1.
59068180.1+
219.5
①当温度为时
80.1C解得p°=i
01.4846KPa,P°=
38.9656KPar\D
②当温度为℃时
110.81211IgP=
6.031-=
2.379“A
110.8+
220.8o1345igp=
6.080=
2.0079B一
110.8+
219.5解得P°A=
239.3316KPa,P°B=
101.8357KPa=
239.3316/
101.8357=
2.35根a=aa^@6045=
2.4537\12最小回流比的求取2由于是饱和液体进料，有线为一垂直线，故根据q=l,q x=X=
0.541,P F相平衡方程有ax
2.4537XI=I+a-iTv—T+
1.4537xp最小回流比为ai-x]i-xDjl=I-231r x一|R=min a回流比为最小回流比的倍，即2R=2R jn=
2.46m⑶精储塔的气、液相负荷二根L RD=
2.
4694.9839=
233.66KmoV h根V=1+RD=1+
2.
4694.9839=
328.644Kmol/hL=Y,+W=
328.644+
82.6861=
411.33Kmol/hV=V=
328.644Kmol/h操作线方程4精馆段操作线方程y=R x+X D-=246x+09915=0,711x+
0.287R+1R+
12.46+1n
3.46n+i n提储段操作线方程八“LI+qF Wx/Aiy=x-w---------------------=
1.251x-
0.005L+qF-W L+qF-Wm+i mmR+1x+q—1x两操作线交点横坐标为x=F D=
0.541f R+q理论板计算过程如下。
个人认证
优秀文档
获得点赞 0
