天津大学化工原理课程设计（苯—氯苯精馏过程）

《化工原理》课程设计

设计题目：

苯—氯苯精馏过程板式塔设计

姓名：学号： 学院：

专业：应用化学

2012年9月10日

0

目录

设计主要内容 ........................................................................... 1 一设计方案的确定及流程说明 .......................................... 1 二精馏塔的物料衡算 .......................................................... 4 三精馏塔板数的确定 .......................................................... 4 四精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 ........................... 7 五精馏塔主要工艺尺寸计算 ............................................ 11 六精馏塔塔板的工艺尺寸 ................................................ 12 七精馏塔塔板的流体力学验算 ........................................ 14 八精馏塔塔板的负荷性能图 ............................................ 17 九精馏塔辅助设备选型与计算 ........................................ 20 十、设计结果概要 ............................................................ 23 设计总结和评述 ..................................................................... 24 参考文献 ................................................................................. 25

1

2

设计主要内容

一设计方案的确定及流程说明

1、操作压力

蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。

2、进料状况

进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。

3、加热方式

蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

4、冷却方式

塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。本实验用循环水。

因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常

1

压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式。

本设计任务为分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下： 1.苯和氯苯的物理性质

表1.1苯和氯苯的物理性质

项目 苯（A） 氯苯（B） 分子式 C6H6 C6H5 Cl 相对分子质量 78.11 112.56 沸点 80.1 131.8 临界温度/c 288．5 359.2 。临界压力/kpa 6833．4 4520

2.苯－氯苯的气液相平衡数据

表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据

沸点温度 t/℃ 80.02 90 100 110

苯的组成 液相xA 1 0.69 0.447 0.267 气相yA 1 0.916 0.785 0.61 沸点温度 t/℃ 120 130 131.8 苯的组成 液相xA 0.129 0.0195 0 气相yA 0.378 0.0723 0 3.组成饱和蒸气压p0

i表1.3苯－氯苯的组成饱和蒸气压

温度/℃ 80 760 90 1025 2

100 1350 110 1760 120 2250 130 2840 131.8 2900 p/mmhg(苯) 0i

取每层塔板压降：?p?0.6kPa

塔顶操作压力：pD?101.08?5?106.08kPa 进料板压力：pF?106.08?0.6?3?107.88kPa 塔底操作压力：pW?106.08?0.6?16?115.68kPa 精馏段平均压力：pm1?(106.08?107.88)/2?106.98kPa 提馏段平均压力：pm2?(107.88?115.68)/2?111.78kPa 2、平均温度

tm

采用图解法，分别绘出塔顶、进料板、塔底苯氯苯系统T-x-y图；

由xD=0.9930, xF=0.6837，xW=0.0043,查相应图根据与泡点线的交点可得： 塔顶温度tD=84.20C 进料板温度tf=94.30C 塔釜温度tW=137.1℃ 精馏段平均温度：tm1?(tD?tF)/2?(84.2?94.3)/2?89.25℃ 提馏段平均温度：

tm2?(tF?tW)/2?(137.1?94.3)/2?115.7℃

全塔平均温度：tm?(tD?tW)/2?(84.2?137.1)/2?110.65oC

3、平均摩尔质量Mm

塔顶：y1?xD?0.993，x1?0.908（查相平衡图）

MVD,m?0.993?78.11??1?0.993??112.56?78.35kg/kmol MLD,m?0.908?78.11??1?0.908??112.56?81.28kg/kmol

进料板：由图解理论板得yF?0.867，xF?0.570（查相平衡图）

MVF,m?0.867?78.11??1?0.867??112.56?82.69kg/kmol MLF,m?0.570?78.11??1?0.570??112.56?92.92kg/kmol

塔底：由xn?0.0043，查平衡曲线得yn?0.0105

MVW,m?0.0105?78.11?(1?0.0105)?112.56?112.20kg/kmol

MLW,m?0.0043?78.11?(1?0.0043)?112.56?112.41kg/kmol

8

精馏段平均摩尔质量

MVm1?(78.35?81.28)/2?79.82kg/kmol

MLm1?(81.28?92.92)/2?87.10kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

MVm2?(112.20?82.69)/2?97.45kg/kmol

MLm2?(112.41?92.92)/2?102.67kg/kmol

4、平均密度ρm

（1）汽相平均密度ρV,m

由理想气体状态方程计算，即 精馏段：?Vm1?pm1MVm1106.98?79.82??2.834kg/m3

RTm18.314??273.15?89.25?pm2MVm2111.78?97.45??3.369kg/m3

RTm28.314??273.15?115.7?提馏段：?Vm2?（2）液相平均密度ρL,m 液相平均密度依下式计算，即

1?Lm??ai/?i(ai为质量分率)

利用表1.4中数据，采用线性内插法得：

（?A?812kg/m3,?B?1034kg/m3） tD?84.2?C时，

（?A?799kg/m3,?B?1025kg/m3） tF?94.3?C时，

33tW?137.1?C时，??747kg/m,??974kg/mAB（）

塔顶液相平均密度?LDm?进料板液相平均密度

1?813.2kg/m3

0.993/812?0.007/10340.54?78.11?0.4490.54?78.11?0.46?112.56

1?LFm??909.5kg/m30.449/799?0.551/1025

1?971.5kg/m3 塔底液相平均密度?LDm?0.9957/974?0.0043/747aA?9

精馏段液相平均密度

?Lm1?(815.6?909.5)/2?862.55kg/m3

提馏段液相平均密度

?Lm2?(909.5?982)/2?945.75kg/m3

5、液体的平均表面张力σm

液相平均表面张力依下式计算：?Lm??x?ii

℃，查表1.6，用线性插值法查的该温度下组分表面张力为：塔顶，由tD?83.1?D,A?20.83mN/m；?D,B?25.85mN/m

?LDm?0.993?20.83?0.007?25.85?20.86mN/m

进料板，由tF?94.3oC，查表1.6得：?F,A?19.37mN/m；?F,B?24.58mN/m

?LFm?0.6837?19.37?0.3163?24.58?21.02mN/m

塔底，由tW?137.1oC，查表1.6得：?W,A?14.44mN/m；?W,B?19.90mN/m

?LWm?0.0043?14.44?0.9957?19.90?19.88mN/m

精馏段液体平均张力为：?m1??20.86?21.02?/2?21.94mN/m 提馏段液体平均张力为：?m2??19.88?21.02?/2?20.45mN/m

6、液体的平均粘度μL,m

液体的平均粘度依下式计算：lg?Lm??xlg?ii

℃，查表1.5，用线性插值法查的该温度下：?D,A?0.299mPa?s；塔顶，由tD?83.1?D,B?0.303mPa?s

lg?LDm?0.993lg(0.299)?0.007lg(0.303)??LDm?0.299

进料板，由tF?94.3C，查表1.5得：?F,A?0.269mPa?s；?F,B?0.277mPa?s

olg?LFm?0.6837lg(0.269)?0.3163lg(0.277)??LFm?0.272

塔底，由tW?136.78oC，查表1.5得：?W,A?0.185mPa?s；?W,B?0.184mPa?s

10

lg?LWm?0.0043lg(0.185)?0.9957lg(0.184)??LDm?0.184

精馏段液体平均粘度为：?L,m1??0.299?0.272?/2?0.286mPa?s 提馏段液体平均粘度为：?L,m2??0.184?0.272?/2?0.228mPa?s

五精馏塔主要工艺尺寸计算

1．塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

Vs?Ls?VMVm17.506?79.82??0.0587m3/s3600?Vm13600?2.834LMLm13.025?87.10??0.0000849m3/s3600?Lm13600?862.55

提馏段的气、液相体积流率为

V/MVm27.506?97.45Vs???0.0603m3/s3600?Vm23600?3.369/Ls/?由umax?CLMLm29.543?102.67??0.0002881m3/s3600?Lm23600?945.75/

?L??V ?V??L?????V???L?????V?1/2C的计算要用到C20，需要从史密斯关联图查取

L精馏段横坐标hVhL提馏段横坐标hVh0.0000849?862.55????0.0587?2.834?0.000288?945.75????0.0603?3.369?1/2?0.0252

1/21/2?0.0800

取板间距HT =0.40m,板上液层高度hL=0.06m ( 对常压塔一般hL?0.05~0.08mHT－hL=0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图，得 精馏段C20=0.070

?

C?C20(?L20)0.2?0.070?(21.940.2)?0.0713 20umax=0.0759862.55?2.834?1.322m/s

2.834取安全系数为0.6(一般0.6~0.8),则空塔气速u=0.6×1.322=0.793m/s

11

D?4Vs4?0.0587??0.307m，圆整为标准塔径D=400mm πuπ?0.793提馏段C20=0.067

C?C20(?L20)0.2?0.067?(20.450.2)?0.0673 20umax=0.0673945.75?3.369?1.126m/s

3.369取安全系数为0.7(一般0.6~0.8),则空塔气速u=0.7×1.126=0.788m/s

4Vs/4?0.0603D???0.312m，圆整为标准塔径D=400mm

πu/π?0.788/AT?π2πD??0.42?0.126m2 44实际空塔气速为u?Vs0.0587??0.466m/sAT0.126

2、塔高的计算

精馏塔的有效高度

精馏段：Z精?(N精?1)HT?(7?1)?0.40?2.4m

提馏段：Z提?(N提?1)HT?(8?1)?0.40?2.8m在进料板上方开一人孔，提馏段中开一个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为

Z有效?Z精?Z提?(0.8?0.40)?2?2.4?2.8?0.8?6m

六精馏塔塔板的工艺尺寸

1、 溢流装置的计算

（１） 堰长lw

lW?0.8D?0.8?0.4?0.32m

（2）溢流堰高度hw

由hW?hL?hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即

hOW2.84?Lh??E??1000?lW?2/3

近似取 E=1 ，则

12

精馏段

hOW提馏段

2.84?0.0000849?3600???1???10000.28??2/3?0.00301m

hOW2.84?0.000288?3600???1???10000.28??2/3?0.00680m

取板上清液层高度hL?0.08m

故精馏段hW?hL?hOW?0.08?0.00301?0.07699m提馏段hW?hL?hOW?0.08?0.00680?0.07320m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由

lW?0.6 DWAf?0.054d?0.114

DAT

查弓形降液管参数图得

Af?0.054AT?0.054?0.126?0.00680m2Wd?0.114D?0.114?0.4?0.0456m验算液体在降液管中停留时间 精馏段??3600AfHT3600?0.00680?0.4??32.038s?5sLh0.0000849?3600 3600AfHT3600?0.00680?0.4??9.444s?5s

Lh0.000288?3600提馏段??故降液管设计合理

（4）降液管底隙高度h0

精馏段取h0?hw?0.006?0.07699?0.006?0.07099m

提馏段取h0?hw?0.006?0.07320?0.006?0.06720m 选用凹形受液盘,深度hw/=0.05m

2、 塔板布置

（1）D<800mm，故采用整块式。 （2）边缘区宽度确定

13

/W?Wss?0.07mWc?0.05m 精馏段和提馏段均取

（3）开孔区面积Aa的计算

πr2xsin?1) 按此式计算：Aa?2(xr?x?180r22D0.4?（Wd?Ws)??(0.0456?0.07)?0.0844m22其中 D0.4r??Wc??0.05?0.15m22x?π0.1520.0844sin?1)?0.0478m2 故Aa?2(0.08440.15?0.0844?1800.1522（4）筛孔计算及其排列

由于所处理的物系无腐蚀性，可选用??3mm碳钢板，取筛孔直径d0?0.003m 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t?3d0?0.009m

筛孔数目n为n?1.155Aa1.155?0.0276??394个 t20.009222?d??0.005?开孔率为??0.907?0??0.907???10.08%

t0.015????精馏段气体通过阀孔的气速为u0?Vs0.0587??12.182m/s?Aa0.1008?0.0478

Vs/0.0603提馏段气体通过阀孔的气速为u0???12.514m/s

?Aa0.1008?0.0478/七精馏塔塔板的流体力学验算

1、 塔板压降

（1）干板阻力

hc计算

干板阻力hc由下式计算

?u????hc?0.051?0??V??C0???L?

d3由0??1查干筛孔流量系数图得C0?0.810 ?314

2故精馏段

?u0???V??12.182??2.834?hc?0.051????0.051??????0.0379m

C?0.810862.55?????0??L?提馏段

22?u?????12.514??3.369?hc?0.051?0??V??0.051?????0.0434m

C?0.810945.75?????0??L?（2）气体通过液层的阻力hl计算

22气体通过液层的阻力hl由式hl??hL计算

精馏段ua?Vs0.0587??1.244m/sAT?Af0.054?0.00680

F0?1.2442.834?2.094kg1/2/?s?m1/2?查充气系数关联图，得??0.56 故hl?0.56?0.08?0.0448m

Vs/0.0603提馏段ua???1.278m/sAT?Af0.054?0.00680

/F0/?1.2783.369?2.345kg1/2/?s?m1/2?

查充气系数关联图，得??0.55 故hl/?0.55?0.08?0.044m （3）液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力产生的阻力h?由下式计算，即

/4?L4?21.94?10?3精馏段hσ???0.00207m液柱

?Lgd0862.55?9.81?0.0054?L/4?20.45?10?3提馏段hσ?/??0.00193m液柱

?Lgd0945.75?9.81?0.005/

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

精馏段hp?hc?hl?hσ?0.0379?0.0448?0.00207?0.0847m液柱

15

提馏段hp?hc?hl?hσ?0.0434?0.044?0.00193?0.0893m液柱 气体通过每层塔板的压降为

精馏段?P p?hp?Lg?0.0847?862.55?9.81?716.70Pa?0.8kPa（设计允许值）提馏段?P p?hp?Lg?0.0893?945.75?9.81?797.91Pa?0.8kPa（设计允许值）

2、 液面落差

对于筛板塔，页面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。 3、 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系：

Hd???HT?hW?

苯－氯苯物系属一般物系，取??0.5，则

精馏段??HT?hW??0.5?(0.4?0.07699)?0.2398m 而Hd?hp?hL?hd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

hd＝0.153u/02?0.153?0.252?0.00956m液柱

Hd?0.0847?0.06?0.00956?0.1543m液柱

此时，

Hd???HT?hW?

提馏段??HT?hW??0.5?(0.4?0.07320)?0.2366m 而Hd?hp?hL?hd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

hd＝0.153u/02?0.153?0.252?0.00956m液柱

Hd?0.0893?0.06?0.00956?0.1589m液柱

此时，

Hd???HT?hW?

综上，在本设计中不会发生液泛现象。

4、 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min可由下式计算，即

16

u0,min?4.4C0精馏段

?0.0056?0.13hL?hσ??L?V862.55?6.108m/s2.834

?4.4?0.810?0.0056?0.13?0.0448?0.00207?实际孔速u0?12.182m/s?u0，min 稳定系数为

K?u0u0,min?12.182?1.994,在1.5~2范围内

6.108u0,min?4.4C0提馏段

?0.0056?0.13hL?hσ??L?V945.75?6.264m/s3.369

?4.4?0.810?0.0056?0.13?0.044?0.00193?实际孔速u0?12.514m/s?u0，min 稳定系数为

K?u0u0,min?12.514?1.995,在1.5~2范围内

6.264故在本设计中无明显漏液。

5、 液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

5.7?10?6?ua?eV???

?L?HT?hf?3.2hf?2.5hL?2.5?0.06?0.15m 5.7?10?6?1.244?故精馏段eV???21.94?10?3?0.40?0.15?5.7?10?6?1.278?提馏段eV???20.45?10?3?0.40?0.15?3.23.2?0.0441kg液/kg气<0.1kg液/kg气

?0.0516kg液/kg气<0.1kg液/kg气

在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

八精馏塔塔板的负荷性能图

1、 漏液线

前已求得

17

u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?hσ??L/?V?4?(6.108?6.264)/2?6.186m/s

故

Vs,min??4d02nu0,min??0.0032?394?6.186?0.0172m3/s

据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。

2、 液沫夹带线

以eV?0.1kg液/kg气为限，求Vs?Ls关系如下：

5.7?10??uaeV??H?h?Lf?T?6?? ??3.2ua?VsVs??21.186Vs

AT?Af0.054?0.00680hf?2.5hL?2.5?hW?hOW?

hW?0.05 hOW2.84?3600?LS???1???1000?0.28?2/32/3?1.559Ls2/3

故hf?0.125?3.897Ls

HT?hf?0.275?3.897L2/3s

?21.186Vs5.7?10?6?eV???21.20?10?3?0.275?3.897Ls2/3?整理得Vs?0.825?1.173Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表8.1 液沫夹带线数据

3.2?0.1

由上表数据即可作出液沫夹带线。

Ls，m3/s Vsmin，m3/s 0.00003 0.814 0.0002 0.785 0.0004 0.761 0.0007 0.742 3、 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW?0.006m作为最小液体负荷标准。由

18

hOW2.84?3600Ls?E?1000??lW????2/3?0.006

取E＝1，则Lsmin?0.0000330m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

4、 液相负荷上限线

以??4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式

??AfHTLs代入数据得Lsmax?0.00068m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。

5、 液泛线

令Hd???HT?hW?

由Hd?hp?hL?hWhp?hc?hl?h?hl??hLhL?hW?hOW 联立得?HT??????1?hW????1?hOW?hc?hd?h?

忽略h?，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得

a'Vs?b'?c'Ls?d'Ls式中a'?222/3

0.051??V?2??A0C0???L???；b'??HT?(????1)hW ?2/3?3600??32c'?0.1531（/lWh0）；d'?2.84?10E?1?????l???W?将有关数据代入，得

a'?0.0956b'?0.121c'?312.92d'?2.217

2/3故Vs2?1.266?3273.22L2s?23.190Ls

在操作范围内，任取几个

Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表8.3 液泛线数据

Ls，m3/s Vsmin，m3/s 0.00003 1.244 0.0002 1.187 0.0004 1.140 0.0007 1.082 19

由上表数据即可作出液泛线。

根据以上各线的方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图：

图8.1 筛板的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上线为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得

Vsmax?0.75m3/sVsmin?0.12m3/s

故操作弹性为

Vsmax?6.25 Vsmin

九精馏塔辅助设备选型与计算

1．预热器(E-103)

3F=6.518m/h t1=-5℃ t1’=40℃

苯:Cp=31.65 kcal/(kmol℃) 10℃ Cp= 35.77 kcal/(kmol℃) 氯苯:Cp=35.42 kcal/(kmol℃) 90℃Cp=38.99kcal/(kmol℃) 进口:Cp苯?31.65?35.7733.71?33.71kcal/?kmol?℃???1.806kJ/?kg?℃?

278.11?0.2389Cp氯苯?35.42?38.9937.205?37.205kcal/?kmol?℃???1.384kJ/?kg?℃?2112.56?0.2389

20

Q?Whcph?T1?T2???78.11?21.84?1.806?8.892?112.56?1.384??89?5?1?0.05

?441910.7kJ/h?122.8kw ?tm?159.0?(89.2?5)?111.92℃K?455~1020w/m2?℃

??S?Q122.8?1000??2.47m2K?tm455?111.9

取固定管板式换热器。

2．再沸器(E-105立式虹吸式两只)

蒸发量

V’=7.506kmol/h

在

130℃左右，氯苯汽化热

r?8469kcal/kmol?8469?35450kJ/kmol0.2389

V?r7.506?35450Q???2.801?105kJ/h?77.803kw1?5%0.95热损失按5%计算

?tm=158.7-131.5=27.2℃总传热系数k取600W/m2℃

S?Q77.803?1000??4.767m2K?tm600?27.2

2

2S=1.5S=7.15m S取S?8m

查<化工设计手册>，得型号φ200×2000

3 .氯苯冷却器（E-106）

冷却量W?2.039kmol/h

大约131℃下，氯苯的汽化热r?8469kcal/kmol?热损失5%，Q?8469?35450kJ/kmol

0.2389Lr2.039?35450??7.609?104kJ/h?21.135kw

1?5%0.95总传热系数K?600w/m?℃?tm?131?90?41℃

?2?S?2Q21.135?1000??0.859m2取S?5m K?tm600?41故可选择规格为5M(φ273×2000)的单程固定管板列管式冷却器。

24 .全冷凝器（E-109）

21

冷凝量V?7.506kmol/h

r?7353kcal/kmol?大约80℃下，苯的汽化热

7353?30778kJ/kmol0.2389

热损失5%，

Q?Vr7.506?30778??2.43?105kJ/h?67.550kw1?5%0.95

总传热系数K?1000w/m2?℃?tm?82?50?32℃

S?Q67.550?1000??2.11m2取S?5m2 K?tm1000?32??故可选择规格为5M2(φ273×2000)的双程固定管板列管式冷却器。

5.苯冷却器（E-111）

冷却量D?4.479kmol/h

r?7353kcal/kmol?大约80℃下，苯的汽化热

7353?30778kJ/kmol0.2389

Q?热损失5%，

Dr4.479?30778??1.451?105kJ/h?40.308kw1?5%0.95

总传热系数K?1000w/m?℃?tm?50?10?40℃

?2?S?Q40.308?1000??1.008m2取S?5m2 K?tm1000?402故可选择规格为5M(φ273×2000)的单程固定管板列管式冷却器。

22

十、设计结果概要

表10.1 筛板塔设计计算结果

序号 项目 平均温度tm ,℃ 平均压力Pm ,kPa 气相流量Vs ,（m3/s） 液相流量Ls ,（m3/s） 实际塔板数 有效段高度Z,m 塔径,m 板间距,m 降液管形式 堰长,m 堰高,m 板上液层高度,m 堰上液层高度,m 降液管底隙高度,m 安定区宽度,m2 边缘区宽度,m 开孔区面积,m2 筛孔直径,m 筛孔数目 孔中心距,m 开孔率,% 空塔气速,m/s 筛孔气速,m/s 稳定系数 每层塔板压降,Pa 负荷上限 负荷下限 气相负荷上限,m3/s 气相负荷下限,m3/s 操作弹性 12.182 1.994 716.70 液沫夹带控制 漏液控制 0.75 0.12 6.25 0.4 0.8 弓形 0.32 0.07699 0.0847 0.00956 0.07099 0.07 0.05 0.0478 0.003 394 0.009 10.08 0.466 12.514 1.995 797.91 液沫夹带控制 漏液控制 0.75 0.12 6.25 精馏段数值 89.25 106.98 0.0587 0.0000849 16 6 0.4 0.8 弓形 0.32 0.07320 0.0893 0.00956 0.06720 提馏段数值 115.7 111.78 0.0603 0.000288 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 23

设计总结和评述

1、通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，通过这次课程设计使我充分认识到化工原理课程的重要性和实用性，也让我明白了书本上学习到的知识冰山一角，有更多的实际生产问题是书本上的理论解决不了的。

2、其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。

3、再者，这次设计让我明白了，各设计过程和结果是相互关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。因此，在作设计时一定要统筹全局，不能顾此失彼。作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理。

4、由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，不同的资料给出的数据，公式等等存在一定的不同，不同的选取也给我们的计算带来了误差。本设计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实际工作中应尽量查取精确值。

24

参考文献

[1]贾绍义，柴诚敬．化工原理课程设计[M]．天津：天津大学出版社，2009.104—133． [2]马沛生，李永红．化工热力学[M]．北京：化学工业出版社，2009.295—297．

[3]刘光启，马连湘，刘杰．化学化工物性数据手册有机卷[M]．北京：化学工业出版社，2002．89—138．

[4]柴诚敬，张国亮．化工流体流动与传热[M]．北京：化学工业出版社，2008.354． [5]江体乾.化学工艺手册[M]．上海：上海科学技术出版社，2001.4-21 [6]董大勤.化工设备机械基础[M].北京：化学工业出版社，1993.25-30

25

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/tb6g.html