化工原理课程设计设计说明书.doc

化工原理课程设计设计说明书3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集3.1.1设计方案的选定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，可以近似看做在常压下操作。对于二元混合物的分离，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入精馏塔内。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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故可由操作总费用等核算出最佳操作回流比。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，但塔釜液温度较高，故可直接用其预热进料液至泡点温度，充分利用了能量。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热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。3.1.2选择塔型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38mm，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： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：3.1.3基础数据的搜集 表3.1 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AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7 表3.2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3.3 常压下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262 表3.4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3 表3.5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768 表3.6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表3.7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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 表3.9 Antoine 常数值组分ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.4823.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式:苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.2.3物料衡算 原料处理量总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3.3 塔板数的确定3.3.1理论板数的求取（1）求最小回流比由表1 苯和甲苯的物理性质查得，苯和甲苯的沸点分别为tA =80.1和tB=110.6在tA =80.1下，由安托因方程 lgPA0=A-B/(tc)及表 得PA0=101.323 PB0=38.96则相对挥发度1= PA0/ PB0=101.323/38.96=2.601同理，在tB=110.6下，相对挥发度2=2.348由于（1-2）11009.730则=12-1 相平衡方程 联立，得y=(2.601-0.235x)x/1+(1.601-0.235x)x又由=0.313 可解得0535Rmin=2.045（2）最佳回流比的确定 R=（1.12）Rmin=2.24954.09 取不同的R值，可以求出相应的理论板数，作N*（R+1）R图，找出N*（R+1）最小时对应的R值，运用MATLAB软件作图如下 图3.1 N*(R+1)与R的关系通过程序求得R=2.8590， 当R=2.8590，精馏段操作线方程，提馏段操作线方程。逐板法求解Noxy10.9744811860.98920.9501178230.97824351230.9105155220.96019353640.8494403860.93085355750.7627485450.88560509560.6537394890.82137810170.5366578170.74061705180.4312066070.65387527890.350729580.57575011410进料板0.2969095420.516127461110.2534433820.462720191120.2031628520.393957749130.1517966390.314415132140.105632640.233154992150.0687219020.160124634160.0418893440.101732714170.0237094930.059284238180.0119740370.030524143表3.10 逐板法求解表 图3.2 理论板数图解法即取R=2.8590，=18，第10块为进料板3.3.2塔效率的计算查表3.7 塔顶温度 =80.23 进料板温度 塔釜温度 由表3.6可查得（A表示苯，B表示甲苯）在td=80.23下，=0.305mps，=0.306 mps在tf=96.73下，=0.268 mps，=0.273mps在tw=109.9下， =0.237 mps，=0.247mps由平均黏度公式（其中i为D,F,W）,可得=0.305mps，=0.271 mps，=0.247mps故精馏段提馏段平均黏度分别为（1表示精馏段，2表示提馏段）=0.288 ，=0.259Drickaner-Bradford方法，从大量烃类及非烃类工业装置的精馏塔实际数据归纳而成，。精馏段提馏段的塔板效率分别为=0.17-0.616lg=0.17-0.616lg0.288=50.3 =0.17-0.616lg=0.17-0.616lg0.259=53.143.3.3求实际板数 精馏段实际板层数=9/0.503=17.89 取19层,进料板在第20块板 提馏段实际板层数=9/0.5314=16.94， 取18层 精馏塔的实际板数为37块板3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P101.3+4=105.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力P=105.3+0.719=118.6KPa塔底操作压力=105.3+0.737=131.2KPa精馏段平均压力（105.3+118.6）2119.5 kPa提馏段平均压力=（118.6+131.2）/2 =124.9 kPa3.4.2操作温度的计算塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温度提馏段平均温度3.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.989,代入相平衡方程得x1=0.974进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.535， 0.313塔底平均摩尔质量计算由 =0.0306,由相平衡方程，得=0.012精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量3.4.4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 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，即 由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度图3.3 有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由tD80.23，查手册得 b.进料板液相平均密度的计算 由t96.73，查手册得 c.塔底液相平均密度的计算 由tw109.9，查手册得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为3.4.5液体平均表面张力的计算由公式：及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体表面张力图3.4 有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD80.23，查共线图得 b.进料板液相平均表面张力的计算 由tF96.73，查共线图得 c.塔底液相平均表面张力的计算 由tw109.9，查共线图得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为3.4.6液体平均黏度的计算由公式：及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏度图3.5 液体黏度共线图 (1) 塔顶液相平均粘度计算由，查手册得 解得 进料板液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 （3）塔底液相平均粘度计算 由，查手册得 解得 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为3.4.7气液负荷计算精馏段：提馏段：3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1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3.11 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.068；依式图3.6 史密斯关联图校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整为0.8m校核,塔径D=0.8m时， ，可行塔截面积为 实际空塔气速由公式,可得对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.06；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整0.8m校核,塔径D=0.8m时， ，可行 实际空塔气速由公式,可得3.5.2有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在进料板上方开一人孔，其高度为0.5m故精馏塔的有效高度为Z=Z1+Z2+0.5=8.1+7.65+0.5=16.25m3.6 塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1溢流装置计算 精馏段因塔径D0.8m，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：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.7D=0.70.8=0.56mb)出口堰高：， 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图3.7 液流收缩系数计算图查得E=1.021,则故 c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得图3.8 弓形降液管的宽度与面积，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：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60mm提馏段因塔径D0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对提馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.7D=0.70.8=0.56mb)出口堰高：， 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。查得E=1.031,则故 c)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式：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60mm3.6.2塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。塔极分为3块。a) 取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取安定区宽度 由于取b)开孔区面积用计算开孔区面积，解得， c)筛孔数与开孔率：本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛板直径，筛孔按正三角形排列，取t/d=2.8,故孔中心距t为筛孔数开孔率 则每层板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为 精馏段：提馏段：图3.9 塔板布置图3.7 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式计算：式中： (1) 精馏段 查干板孔的流量系数图得图3.10 干板孔的流量系数图 图3.11 充气系数0与Fa的关系 得，所以 所以 单板压降(2) 提馏段 查干板孔的流量系数图得 得，所以 所以 单板压降3.7.2漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算：其中（1） 精馏段 稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。（2） 提馏段稳定系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。3.7.3雾沫夹带 其中，根据设计经验精馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3.7.5液泛的校核为了避免液泛，降液管中液面高（）不得超过即 其中液体在降液管出口阻力：精馏段取则则故在设计负荷下不会发生液泛提馏段取则则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。3.8 塔板负荷性能图 1、精馏段(1) 雾沫夹带线 雾沫夹带量 其中 取，前面求得，代入，整理得： (2) 液泛线 令由联立得忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式带入上式，并整理得式中 将有关数据代入，得 整理，得 (3) 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， 从而做出液相负荷上限线3(4) 漏液线由和，代入得：整理得：(5) 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。E=1.021据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。（6） 操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线6根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。图12 精馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（操作点），处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。OP与雾沫夹带线的交点对应气相负荷为V,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs,min，可知：按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以 精馏段的操作弹性=22.提馏段(1) 雾沫夹带线 雾沫夹带量 其中取，前面求得，代入，整理得： (2) 液泛线 由联立得忽略，将与LS，与LS，与VS的关系式带入上式，并整理得式中 将有关数据代入，得 整理，得(3) 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， 从而做出液相负荷上限线3(4) 漏液线由和，代入得：整理得：(5) 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。E=1.031据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。(6) 操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所图13 提馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P（操作点），处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。OP与雾沫夹带线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为，可知：按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限，所以 提馏段的操作弹性=2第4章 精馏塔的附属设备及选型4.1 辅助设备的选型本精馏塔选用间接蒸汽加热，其附属设备主要有原料预热器、蒸汽冷凝器、再沸器、产品冷却器、连接管、泵等（由于原料由上游而来，温度为20,为冷液，故需预热至泡点进料。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。4.1.1 原料预热器本设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为96.73，而原料温度为20，釜液的温度为109.9，可以采用釜液加热进料液的间接接蒸汽加热方式，使其达到泡点温度，以提高传热效果，实现能量利用的最大化。热量衡算拟定将釜液降至70排出收集。F=4.1kg/h 根据温度查液体比热容共线图得：1.86kJ/（kg.k）设热损为5%,则： Q=Q（1+0.05）= 取总传热系数，总传热面积为：选型查书可选的列管式换热器主要设计参数如下:A=38.1 m2 , 管长L=6000，管程数 N=4，公称直径 DN=108mm，碳钢管4.1.2冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。图16：液体比汽化热共线图塔顶温度tD=80.23 冷凝水t1=20 t2=30 则 tD=80.23查液体比汽化热共线图图14 液体比汽化热共线图 得 又气体流量 塔顶被冷凝量 冷凝的热量 取传热系数， 则传热面积 冷凝水流量 设传热方式为逆流传热选型 查书可选列管式换热器,主要设计参数如下:A=16.9m，管长L=3000，管程数2,公称直径DN=74mm，碳钢管4.1.3 再沸器选用t0=135的饱和水蒸气加热，传热系数K=600 W/(m2k)塔底温度tw=109.9，釜液出口温度t01=115，则查液体气化潜热图，可知塔釜温度tW=109.9下苯的气化潜热：r1=371.509kJ/kg甲苯的气化潜热：r2=360.621 kJ/kg135水蒸汽的汽化潜热为：r0=2144.402 kJ/kg塔釜液相平均气化潜热rW由以下得kJ/kg由此可得塔釜再沸器热负荷QkJ/h=481.26kJ/s因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量kg/s则可以求出换热面积Am2选型 查书可选列管式换热器主要设计参数如下:A=42.8m，管长L=4000，管程数2,公称直径DN=124mm，碳钢管4.1.4馏出液冷却器热量衡算 设定馏出液出口温度为45 查液体比热容共线图 =1.68KJ/(KgK)Q=mct=Dct=19.0178.251.68(80.23-45)=8.804 取=600=设热损为5%,则： KJ/h换热器面积： A=1.04m 选型 查书可选列管式换热器,主要设计参数如下:A=1.2m，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=159mm，碳钢管4.1.5釜液冷却器设将经预热器出来的釜液（70）冷却到45,求得平均温度=57.5 查液体比热容共线图 =1.71KJ/(KgK)Q=mct=Wct=42.5491.961.71(70-45)=1.672105取=1000=设热损为5%,则： KJ/h换热器面积： A=查书可选列管式换热器主要设计参数如下:A=1.6m，管长L=2000，管程数1,公称直径DN=159mm，表4.1 换热器规格汇总表换热器换热面积（m）管长(mm)管程数公称直径(mm)管规格管数原料预热器38.1600041089冷凝器16.930002747再沸器42.8400021248馏出液冷却器1.21500115911釜液冷却器G400IV-16-101.620001159114.2 塔的主要接管尺寸的选取接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管5。4.2.1进料管进料管的结构类型很多，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。进料质量流率GF42进进料处液相平均密度LFm=795.154kg/m3其体积流量为m3/h=1.4310-3m3/s取适宜的输送速度uF=1.6m/s，进料管径DLFm查书经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: m实际管内流速m/s4.2.2回流管采用直管回流管，回流液质量流率GD回流处液相平均密度LDm=814.938kg/m3其体积流量为m3/h=1.1010-3m3/s取适宜的输送速度uD=0.7m/s，进料管径DLDm查书经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: m实际管内流速m/s4.2.3釜液出口管进料质量流率GW塔釜处液相平均密度LWm=780.969kg/m3其体积流量为m3/h=1.0610-3m3/s取适宜的输送速度uW=1.2m/s，进料管径DLWm查书经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: m实际管内流速 4.2.4塔顶蒸汽管体积流量为m3/s取适宜的输送速度uVD=20m/s，进料管径DVDm查书经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格: mm实际管内流速m/s4.2.5塔顶产品出口管塔顶产品流率D=14.4kmol/h,平均分子质量,密度为塔顶产品的体积流率：取管内流速则进料管直径查书取回流管规格323.0 则管内直径d=26mm 回流管内实际流速 表4.2接口管路汇总表项目尺寸或型号（热扎无缝钢管）Di(mm)加料管 35回流管 47釜液排出管 35塔顶蒸汽管158 塔顶馏出液管 264.3泵的选取泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。进料温度tF=96.73,LFm=795.154kg/m3已知进料量F=46.73kmol/h，则m3/h=0.00143m3/s取管内流速m/s 则mm故可采用GB8163-97 423的无缝钢管 则内径d=42-32=36mm 代入得实际流速及雷诺系数Rem/s由顾毓珍公式可算得摩擦系数进料口位置高度h=（20-1）0.45=8.55m水平管道到储槽罐道长度取2.5m 则纵观长度l=6.9m离心泵官道上有两个调节阀，一个单向阀，三个表（真空表、压力表、流量计） 管道能量损失mW换热器的阻力损失太小忽略不计利用伯努利方程以水槽和管道出口为两截面P1=P2=P0, u1=0 z1=0W轴功率W=0.12kW扬程H可选择泵为IS 5032-160，转速1450r/min，扬程8m，流量7.5m3/h，轴功率0.28kW，电机功率0.55kW所选电机表4.3 泵型号型号转速/(r/min)流量/(m3/h)扬程/m功率/kW轴功率电机功率IS-32-16014507.580.280.55第5章 塔高及塔板结构的确定 板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。 5.1 塔高的设计计算 塔高的确定塔高主要由下列部分组成:塔顶空间，塔底空间,有效塔高,加料板空间高度及裙座高度即: =+塔顶空间的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算中板间距为0.45m，根据经验取塔顶空间=1.2m，（塔顶封头1米）。塔底空间的确定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。本塔取有效塔高的确定=m其中：为实际塔板数；为板间距。塔顶封头HF的确定=(1/4)D=0.2m裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=3,HS=30.8=2.4m人孔 本精馏塔中设计了3个人孔，孔径均为500mm.故最后算得：=+=1.2+1.5+14.4+0.2+2.4=19.7m5.2塔板结构的确定塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类。塔径为300-800mm时，一般采用整块式；塔径超过800时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块。本设计采用分块式，800-1200mm，分为3块。第6章 全塔设计工艺汇总 项目符号单位设计得数据精馏段提馏段主要结构参数塔径0.80.8塔的有效高度8.17.65实际塔板数块1918板间距0.450.45塔板液流形式单流型单流型塔板形式弓形弓形堰长0.560.56堰高0.0460.038降液管宽度0.120.12降液管的面积0.04620.0462降液管底隙高度0.0230.0197板厚3.03.0孔径5.05.0孔间距1414孔数个14801480开孔率11.57%11.57%边缘区宽度0.040.04安定去宽度0.080.08开孔区面积0.260.26主要性能参数各段平均压强119.5124.9各段平均温度88.48103.32气相平均流量0.3880.387液相平均流量0.001180.00278板上清液层高0.060.06空塔气速0.7720.770筛孔气速12.9312.90塔板压降0.085970.08987液体在降液管中停留时间17.626.80降液管内清液层高度0.146790.15609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气相负荷上限0.43200.4107气相负荷下限0.18220.1725操作弹性2.372.38第7章 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陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋.化工原理.北京：化学工业出版社，2000.023贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2003.14华东理工大学化工原理教研室.化工过程开发设计.广州：华南理工大学出版社，1996.025王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理.北京：化学工业出版社，2010.6第8章 设计心得体会 经过两周的努力，终于完成了苯-甲苯分离过程板式精馏塔的课程设计。总的来说，这次设计的内容不算复杂，计算量也不是很大。只要细心地计算，一步一步的把思路缕清晰，就能够完美完成课程设计的任务。万事开头难，刚开始着手计算时，思路有点混乱,在老师详细地讲解与分析下，终于茅塞顿开。方老师仔细地把计算过程中容易算错的位置给我们指出，并且把工艺流程仔细地讲解了一遍。接下来的计算可以说是游刃有余了。我们这一组的同学趁热打铁，把老师讲解的东西巩固了一遍后就开始认真地计算了。虽然在计算的过程中仍会遇到一些小小的困难，但是通过与同学和组员之间的讨论，问题也很快就解决了。 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做全做好。首先，我们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。经过一个星期的认真计算，大致完成计算部分，接下来就是完成电子档部分了。电子档部分的输入比较繁琐，还有公式的输入和排版问题。我们小组分工合作，一部分一部分的完成，经过反复得修改，终于完成了初稿。经过老师的审阅和指正，我们最终完成了本次课程设计的电子说明书部分。最后就只剩下画图部分了。因为本次课程设计的任务要求是需要改画两张Auto CAD的工艺流程图和精馏塔设备工艺条件图。虽然是改画，但是对于零基础的我来说还是花了一点时间去学习CAD的基本操作。本次课程设计内容虽然不是很复杂，但是通过这次课设，仍然学到了很多知识。非常感谢方继德老师在课程设计中的指导与批评。第9章 附录1.板计算相关程序 MATLAB求