化工原理课程设ji

1、天津大学仁爱学院化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯甲苯系统的板式精馏塔设计学生姓名班级开始设计时间年月日完成设计时间年月日指导教师设计成绩板式连续精馏塔设计任务书一、设计题目：分离苯甲苯系统的板式精馏塔设计试设计一座分离苯甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为50000吨，原料液中苯的含量为 40 % ，分离后苯的纯度达到 96 % ，塔底馏出液中苯含量不得高于 1% （以上均为质量百分数） 。二、操作条件1.塔顶压强：4 kPa （表压）；2.进料热状态：Q=13.回流比：最小回流比的 2 倍加热蒸气压强：单板压降：101.3 kPa（表压）； 0. 7 kPa三、塔板类型：筛

2、板塔四、生产工作日每年 300 天，每天 24 小时运行。五、厂址厂址为天津地区。六、设计内容设计方案的确定及流程说明塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的物料衡算塔板数的确定塔体工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的设计计算塔板流体力学验算绘制塔板负荷性能图塔顶冷凝器的初算与选型设备主要连接管直径的确定全塔工艺设计计算结果总表绘制生产工艺流程图及主体设备简图对本设计的评述及相关问题的分析讨论目录一、绪论1二、设计方案的确定及流程说明22.1 设计目标22.2 塔型选用原则22.3 塔设备选型3三、 精馏塔的工艺设计5四、塔板数的确定7五、精馏与提留段物性数据及气液负荷的计算165.1.操作压力的

3、计算165.2.操作温度计算165.3.平均摩尔质量计算175.4.平均密度计算185.5.液体平均表面张力的计算195.6.平均粘度19六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算216.1.塔径的计算216.2.塔板结构布置图22七塔板流体力学验算及负荷性能图277.1.塔板流体力学验算277.2 塔板负荷性能图29八、精馏塔有效高度的计算32九、浮阀塔工艺设计计算总表33十、辅助设备的计算及选型35十一、对本设计的评论及相关问题的分析讨论38十二、参考文献39十三、附录39一、绪论化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践

4、。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。本课程是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备（板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器等）的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。教学时数为周，其基本内容为：(1)设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。(2)主要设备的工艺设计计算(含计算机辅助计算 )

5、：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。(3)辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。(4)工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。(5).主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。(6).设计说明书的编写。设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参考文献。整个设计由论述，计算和图表三个部分组成，论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计

6、算公式和所有数据必需注明出处；图表应能简要表达计算的结果。1二、设计方案的确定及流程说明2.1 设计目标作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相充分接触，以获得较高的传质效率；同时还应保证塔设备的经济性。为此，塔设备应满足以下基本要求：（1）气液两相充分接触，相际传热面积大；（2）生产能力大，即气液相处理能力大；（3）操作稳定，操作弹性大；（4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小；（5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易；（6）耐腐蚀和不易堵塞。本厂一共有六个塔设备，其中一个为急冷塔，一个为碱洗塔，一个为分隔壁精馏塔，其余四个塔为精馏塔，依次为脱甲烷塔，乙烯、乙烷分离塔，丙烯、丙

7、烷分离塔。2.2 塔型选用原则工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，如何从中选取一个合适的类型有很多方面需要考虑，很难简单的进行判断。考虑操作性能和成本费用，两种塔可以进行如下比较：表 2-1填料塔和板式塔的比较项目填料塔板式塔塔径适宜于大小塔径的塔， 但对大塔一般推荐使用塔径大于 800mm要解决液体再分布的问题的大塔压力降压力较小，较适于要求压力降小压力降一般比填料塔大的场合空塔气速空塔气速较大空塔气速大2塔效率分离效率高，塔径 1.5m以下效率效率较稳定，大塔板效率比小高随着塔径增大，效率常会下降塔板有所提高液气比对液体喷淋量有一定要求适用范围较大持液量较小较大安装检修较困难较容易

8、材料可用非金属耐腐蚀材料一般用金属材料造价直径 800mm以下，一般比板式塔直径大时一般比填料塔造价低便宜，直径增大，造价显著增加重量较重较轻（1）填料塔的优势小直径塔费用低，便于安装。压降较小，适合于要求压降较小的场合。在难分离的场合可以降低塔高。用于腐蚀严重的场合。适合于发泡物系。用于间歇精馏，因为填料塔的持液量低。（2）板式塔的优势：对于大直径塔设备费用低。不易堵塞，且易清理。适合大液量操作，因为板式塔气流为错流，流量增大对气体负荷影响不大。适合于中间内部换热，侧线出料多的场合。2.3 塔设备选型比较了板式塔和填料塔的特点，并结合本项目体系特点，另外考虑设备的制造、投资和维修，本项目选用

9、板式塔（1）塔板选型1、板式塔塔板种类3根据塔板上气、液两相的相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定，很少使用。2、各种塔板性能比较工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性能比较列表如下：表 2 2 几种主要塔板的性能比较塔板类型优点缺点适用场合泡罩板较成熟、操作稳定结构复杂、造价高、塔特别容易堵塞的物系板阻力大、处理能力小浮阀板效率高、操作范围宽浮阀易脱落分离要求高、负荷变化大筛板结构简单、造价低、塔易堵塞、操作弹性较小分离要求高

10、、塔板数较板效率高多舌型板结构简单、塔板阻力小操作弹性窄、效率低分离要求较低的闪蒸塔浮动喷射板压降小、处理量大浮板易脱落、效率较低分离要求较低的减压塔下表给出了几种主要塔板性能的量化比较。表 2 3 几种主要塔板性能的量化比较塔板类型塔板效率处理能力操作弹性压降结构成本泡罩板1.01.05.01.0复杂1.0筛板1.21.41.43.00.5简单0.40.5浮阀板1.21.31.59.00.6一般0.70.9舌型板1.11.21.53.00.8简单0.50.63、塔板的选择本项目设计精制过程对生产能力要求不高，生产较为稳定，负荷变化不大，对操作弹性的要求不高。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备

11、的成本、维修等，我们初步选择浮阀板，下面通过具体的计算，论证选择筛板是否能满足生产要求。4三、精馏塔的工艺设计在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物，已知原料液的处理量为50000t/年，组成为 0.40（苯的质量分率，下同） ，要求塔顶馏出液的组成不低于0.96，塔底釜液的组成为 0.01.设计条件如下：每年实际生产天数300 天（每天 24 小时）精馏塔塔顶操作压力4kPa进料热状况泡点单板压降0.7 kPa冷却水温度30饱和水蒸气压力0.1 kPa设备类型筛板塔建厂地址天津地区3.1 产品浓度的计算和进料组成确定原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率：苯的摩尔质量MA=78.11kg/k

12、mol甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol0. 4078. 11xF = 0. 400. 60=0.44078. 1192. 130. 9678. 11xF= 0. 400. 60=0.96678. 1192. 130. 0178. 11xW= 0. 010. 99=0.01278. 1192. 135原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF0. 44078. 110. 6092. 1385.96MD0. 96678. 110. 03492. 1378.59MW0. 01278. 110. 98892. 1391.96物料衡算原料处理量F 错误 ! 未找到引用源。总物料衡算错误 ! 未

13、找到引用源。苯物料衡算错误 ! 未找到引用源。联立解得错误 ! 未找到引用源。错误 ! 未找到引用源。6四、塔板数的确定1.理论板层数 NT 的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y 图，见图 1-1。求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在附图的对角线上，自点(0.440,0.440)作垂线，即为q 线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.659x q=0.440故最小回流比为 R =xDyq0. 9660.659=1.402min选取回流比为R=2Rmin=2 1.40=2.80求精馏塔 1 的气、液相负荷L=RD=2.803

14、6.25=75.4 kmol/hV=(R+1)D=(2.8+1)*36.25=137.75kmol/hL =L+F=182.29 kmol/hV =V=137.75 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解法求理论板层数1） .采用图解法求理论板层数，如附图 1-1 所示。求解结果为总理论板层数 NT=13.5（包括再沸器）进料板位置NT=672） .全塔效率和实际塔板数的确定利用安托尼方程和奥康奈尔方法计算 ET lgPo=A-B/(t+C)ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58错误 !未找到引用源。奥康奈尔方法 错误 !

15、未找到引用源。塔顶压强 PD 错误 !未找到引用源。塔底压强 Pw 错误 !未找到引用源。利用安托尼方程试差（ Excel 进行迭代得到精确数值！ ）求得塔顶温度tD 错误 !未找到引用源。 塔底温度tw 错误 !未找到引用源。 全塔平均温度 tm 错误 ! 未找到引用源。 已知 t D=82. 003Po （苯） = 107.566kPaPo（甲苯） = 41.852kPa错误 !未找到引用源。 = Po（苯） / Po（甲苯） = 107.566/ 41.852=2.57 t W= 错误 !未找到引用源。 Po（苯） = 272.07kPaPo（甲苯） = 118.182kPa W= Po

16、（苯） / Po（甲苯） =272.07/118.182=2.302= D W =又因为在平均温度 错误 !未找到引用源。 下且错误 ! 未找到引用源。故可得 x 平均 =0.39y 平均 =0.61苯 =0.257mPa s甲苯 =0.265mPa slg平均可得平均 =0.262mPa s故8精馏段实际塔板层数提馏段实际塔板层数进料板为9101112131415五、精馏与提留段物性数据及气液负荷的计算5.1. 操作压力的计算塔顶压强PD =101.3+4=105.33kPa每层塔板压降p 0.7kPa进料板压力PF =105.33+0.710=112.33kPa精馏段平均压力Pm =(10

17、5.3+112.3)/2=108.83kPa塔底压强Pw =PD+N P=105.33+0.726=123.53kPa提馏段平均压力Pm =（112.33+123.53）/2=117.93kPa5.2. 操作温度计算试差法求得塔顶温度tD 错误 ! 未找到引用源。 塔底温度tw 错误 ! 未找到引用源。 全塔平均温度tm 错误 ! 未找到引用源。 进料板温度tF 错误 !未找到引用源。 精馏段平均温度t 精馏 m 错误 !未找到引用源。 提留段平均温度t 提馏 m 错误 !未找到引用源。 5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由 xD=y1=0.966 根据16可得 x1=0.917

18、进料板：xF=0.388根据安托尼方程得 F=2.428 由气液平衡方程得yF=0.604塔底： xW=y26=0.012，根据气液平衡方程得 x26=0.005 错误 !未找到引用源。精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量5.4. 平均密度计算1）气相平均密度计算精馏段错误 !未找到引用源。提馏段错误 !未找到引用源。2）液相平均密度计算171ai液相密度依下式计算，即Lmi塔顶： tD 错误 !未找到引用源。 ,查得 错误 ! 未找到引用源。错误 ! 未找到引用源。错误 !未找到引用源。进料板： tF 错误 !未找到引用源。 ， 查得错误 !未找到引用源。错误 !未找到引用源。进料板液相的摩

19、尔分数为 xF=0.388进料板液相的质量分数为 aF=0.388错误 !未找到引用源。所以精馏段平均密度为：错误 !未找到引用源。塔底： tw 错误 !未找到引用源。 ，查得A761.06/ 3762.56kg/m3kg m ， B错误 !未找到引用源。所以提馏段平均密度错误 ! 未找到引用源。5.5. 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即错误 !未找到引用源。塔顶：tD 错误 !未找到引用源。 查表知；A21.2mN/m ,B21.415mN/m进料板：tF 错误 !未找到引用源。 查表知 :A18.97mN/m ,B20mN/m所以精馏段液相平均表面张力18塔底：tw 错

20、误 !未找到引用源。 查表知：A16.89mN/m ，错误 ! 未找到引用源。所以提馏段液相表面张力17.68mN/m5.6. 平均粘度塔顶：tD 错误 ! 未找到引用源。 查表知：A0.30mPas , B0.305mPas由错误 ! 未找到引用源。所以：错误 !未找到引用源。进料板： tF 错误 !未找到引用源。 查表知 :A 0.256mPas,B 0.265mPas错误 !未找到引用源。错误 !未找到引用源。所以精馏段液相平均黏度：错误 !未找到引用源。塔底：tw 错误 !未找到引用源。 查表知 :A 0.221mPas, B0.237mPas错误 !未找到引用源。提馏段液相平均黏度错

21、误 ! 未找到引用源。19六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算6.1.塔径的计算精馏段气、液相体积流率为VsVMVm137.7581. 92VmL sLMLm75. 482. 9836003600800 . 725Lm提馏段VsV MVm137 . 7587. 81360036003.26VmLL MLm182.2989.37s3600778.853600Lm欲求塔径应先求出空塔气速u，而错误 ! 未找到引用源。 ,错误 ! 未找到引用源。式中 C 可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为精馏段1. 067 m3 / s0 . 00217 m3 / s1. 031 m3 /s

22、0 . 00581 m3 /sLhLVhV0. 002173600800.7251.06736000.06032.91提馏段20( LL )0. 005813600778.850. 0871VV1.03136003.26取板间距错误 !未找到引用源。，板上液层高度 错误 !未找到引用源。，则错误 ! 未找到引用源。根据以上数值，由史密斯关联图查的错误 ! 未找到引用源。因物系表面张力 错误 !未找到引用源。,错误 ! 未找到引用源。精馏段错误 ! 未找到引用源。提馏段错误 ! 未找到引用源。取安全系数 0.6，则空塔气速为精馏段错误 ! 未找到引用源。提馏段错误 ! 未找到引用源。按标准塔径圆

23、整后为错误 !未找到引用源。实际空塔气速为216.2. 塔板结构布置图）溢流装置因塔径 D=1.6m，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： 堰长错误 ! 未找到引用源。 : 取堰长 错误 ! 未找到引用源。，即错误 ! 未找到引用源。 出口堰高 错误 ! 未找到引用源。：依存 错误 ! 未找到引用源。 知错误 ! 未找到引用源。采用平直堰，堰上液层高度计算，近似取 E=1，则可由列线图查出错误 ! 未找到引用源。值。因错误 ! 未找到引用源。 ，精馏段： 错误 ! 未找到引用源。， 由列线图查得 错误 ! 未找到引用源。， 则错误 ! 未找到引用源。提馏段 ：错误 ! 未找到引用源

24、。，由列线图查得 错误 ! 未找到引用源。，则错误 ! 未找到引用源。 弓形降液管宽度 错误 ! 未找到引用源。 和截面积 错误 ! 未找到引用源。 :用弓形降液管宽度 错误 ! 未找到引用源。 和截面积 错误 ! 未找到引用源。 图求取错误 ! 未找到引用源。 与错误 ! 未找到引用源。，因为有该图查得 ：则错误 ! 未找到引用源。错误 ! 未找到引用源。验算液体在降液管中的停留时间，即精馏段：22提馏段 ：停留时间 错误 ! 未找到引用源。 ，故降液管尺寸合理。 降液管底隙高度 错误 ! 未找到引用源。：验算液体在降液管中的停留时间，即精馏段：取降液管底隙处液体流速错误 ! 未找到引用源。

25、，则提馏段：取降液管底隙处液体流速错误 ! 未找到引用源。2）塔板布置及浮法数目与排列取阀动因子 错误 ! 未找到引用源。 , 用式 错误 ! 未找到引用源。 求空速 错误 ! 未找到引用源。，即精馏段 错误 ! 未找到引用源。提馏段 错误 ! 未找到引用源。依式其中 do=0.039m求得每层塔板上的浮阀数精馏段23精馏段取边缘区宽度 错误 ! 未找到引用源。，破沫区宽度 错误 ! 未找到引用源。依据式计算塔板上的鼓泡区面积，即浮阀排列方法采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075mm，则可按式考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑和衔接也要占用一部分

26、鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用84mm，而应小于此值，故取t 为 65mm。按 t=75mm， t =65mm,以等腰三角形叉排方式作图（见附图），排列阀数为260按错误 ! 未找到引用源。重新核算孔速及阀动动能因数：243塔板结构布置图见装配图1-3七塔板流体力学验算及负荷性能图7.1. 塔板流体力学验算1.1 塔板压降（1）干板阻力 hc 计算精馏段： 错误 !未找到引用源。错误 !未找到引用源。干板阻力 错误 ! 未找到引用源。 液柱提馏 段：错误 ! 未找到引用源。错误 !未找到引用源。干板阻力 错误 ! 未找到引用源。 液柱（2）气体充气液层的阻力 h1 的计算，本设备分离苯和甲苯

27、的混合物， 及液相为碳氢化合物，可取充气系数 错误 ! 未找到引用源。错误 ! 未找到引用源。 液柱（3）液体表面张力的阻力h 计算 ， 此阻力很小，忽略不计。25因此，与气体经过一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为精馏段 ：错误 ! 未找到引用源。提馏段 ：错误 ! 未找到引用源。则单板压降为精馏段：（设计允许值）pphp Lg0. 066800. 7259. 81518. 44pa0. 7kpa提馏段 ： pphp Lg0. 067778. 859. 81511. 91pa0. 7kpa（设计允许值）1.2 液泛为防止液泛现象的发生，要求控制将液管中清液高度，错误 ! 未找到引用源。其中

28、 错误 !未找到引用源。（1） 与气体通过塔板压力相当的液柱高度精馏段：错误 !未找到引用源。提馏段： 错误 !未找到引用源。（2） 液体通过将液管的压头损失：因不设进口堰，故精馏段：错误 ! 未找到引用源。 液柱提馏段：错误 ! 未找到引用源。 液柱板上液层高度 ：hL =0.07m ，则 精馏段： 错误 !未找到引用源。提馏段： 错误 !未找到引用源。取错误 !未找到引用源。，又已经选定 错误 ! 未找到引用源。，错误 ! 未找到引用源。符合防止液泛的要求。1.3 雾沫夹带根据式其中，板上液体流径长度错误 !未找到引用源。板上液流面积错误 !未找到引用源。苯和甲苯是正常系统，可取物性系数错

29、误 !未找到引用源。，查图得泛点符合系数精馏段提馏段均为错误! 未找到引用源。，将 上数值带入上式得26精馏段提馏段计算得精馏段提馏段泛点率均小于80% ，故可知雾沫夹带量能够满足ev 0.1kg （液） /kg( 气 )的要求 。7.2 塔板负荷性能图2.1 雾沫夹带线由 错误 ! 未找到引用源。 按泛点为 80% 计算得精馏段雾沫夹带线即 错误 ! 未找到引用源。精馏段雾沫夹带线即 错误 ! 未找到引用源。2.2 液泛线由于塔板结构的尺寸一定，则HT 、 hw 、 ho、 lw 等均为定值，而uo 与 Vs 又有如下关系，即错误 ! 未找到引用源。 式中阀孔数 N 与孔径 do 亦为定值，

30、因此可将Vs 和 Ls 的关系化简如下：即精馏段液泛线为错误 ! 未找到引用源。精馏段液泛线为 错误 ! 未找到引用源。2.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低以3-5s ，依式 错误 ! 未找到引用源。 以错误 ! 未找到引用源。 作为液体在降液管中停留时间的下限则精馏段 ：提馏段：27求出上限液体流量的值为常数与Vs 无关 。2.4 漏液线以 F0=5 作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 ：提馏段 ：据此画出与液体流量无关的水平漏液线。2.5 液相负荷下限线取堰上液层高度 错误 ! 未找到引用源。 作为液相负荷下限的条件 ，依据 错误 ! 未找到引用源。 的计算式

31、计算出 Ls 的下限值，作出液相负荷下限，该线与气相流量无关的竖直的线可得精馏段 错误 ! 未找到引用源。提馏段 错误 ! 未找到引用源。依据以上所求做图得塔的负荷性能图，如附图所示，可看出：1 、任务规定的气液负荷下的操作点，处在适宜的操作区内的适中位置； 2、塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制；3、按照固定的液气比，由图查出精馏段气相负荷上限错误 ! 未找到引用源。 气相负荷下限 错误 ! 未找到引用源。所以操作弹性=错误 ! 未找到引用源。；错误 ! 未找到引用源。气相负提馏段气相负荷上限荷下限 错误 ! 未找到引用源。所以操作弹性 =错误 ! 未找到引用源。28八、

32、精馏塔有效高度与全塔实际高度的计算、塔体有效高度Z 精( N精- 1)HT( 10 - 1)0. 454. 05mZ 提( N提- 1)HT( 16 - 1)0. 456.75 m在进料板上方开一人孔，其高度为0.7m故有效高度2、塔体实际高度塔顶空间高度H1=1.0m最后一块板到塔底的距离进气管顶部到最后一块板的距离d1=0.5m进气管管径 d2=1m进气管底部到塔釜液面的距离d3=0.5m为保证塔底有 1min 的液体储量2969.83d40.28m? D 24裙座高度H31.5D2.0 3.2m2封头高度H 4D0.2 1.0m4开人孔处增加的高度进料板人孔塔板间距为0.7m，故需增加高

33、度 H5=0.25m所以塔高： H （26 - 2） 0.4512.283.21.00.2518.53m九、浮阀塔工艺设计计算总表序号项目1平均温度 tm / 2平均压力 pm /kpa33气相流量 Vs / m/s43/s液相流量 LS / m5实际塔板数 N6有效段高度 Z/m7塔径 D/m8板间距 H T /m9溢流形式10降液管形式11堰长 l w /m12堰高 H w /m数值精馏段提馏段90.305107.278108.83117.931.0671.3640.002170.00439101511.51.60.45单溢流弓形降液管1.0560.060.0543013141516171

34、819202122232425262728293031板上液层高度H l /m堰上液层高度H ow /m降液管底隙高度h0 /m安定区宽度 Ws /m边缘区宽度 Wc /m开孔区面积 A a / m 2阀孔直径 d0 /m孔数目 n孔中心距t/m开孔率/ 空塔气速u/ m s 1孔气速 u 0 / m s 1物性系数K每层塔板压降P /Pa负荷上限负荷下限31气相负荷上限/ ms31气相负荷下限/ ms操作弹性0.070.010.0160.02570.04230.0600.0101.360.0392380.07514.115.10.5310.5133.573.631.00.7液泛控制漏液控制0

35、.01450.01450.00090.00093.693.6631十、辅助设备的计算及选型塔顶冷凝器的试算与初选出料液温 度： 82 （饱和气）82 （饱和液）冷却水 温度 ：2545t1 57 t 2 37 tmt1t257 37t146.28 Ln57t2Ln37当 t=82 时，查表得 r 苯392.7KJ / kgr 甲苯378.7KJ / kgQV * r * M vm 126.61 * 392.14 * 78.59 / 3600 1083.86kw假设 K=550W /( m2）SQ1083 .86 * 100042.58m2tm55046.28K根据 S=42.58 m2查手册可

36、知 选择 的尺寸如下 ：公称直径 ：450mm32管长 ： 4500mm管子总数 ：135管程 数：1中心 排管数 ：13S=n若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为：K=547.2与原设值接近塔主要连接管直径的确定本设计采用直管进料管VFFM F80.7* 88.183600 *0.00251m3 / sFM3600 * 787.8取 uF=2m/sdF4VF4 * 0.002510.0399m uF3.14 * 2uF4VF4* 0.002512m / s22dF3.14* 0.0399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。塔顶蒸

37、汽出口管径d4Vs4 0.98u3.140.25m 250mm20故可选取2736.5无缝钢管d260mm验算实际流速u实4 Vs40.9818.47m / sd23.140.2602回流液管径d4Ls4 0.003050.0441m 44.1mmu3.14 2故可选取452.5 无缝钢管d40mm实际流速4 L s4 0.003052.43m/su实23.14 0.0402d进料管径 dF33料液由低位槽进塔，由泵输送，取u=2m/sLMVsF3600LFmLFm104.3284.10.0031m 3 /s3600787.840.0031dF =0.044m44mm选取452.5 无缝钢管d i =40mm实际流速4 VSF4 0.00312.47m/su实23.14 0.042d釜液排出管 径 d w取 u=0.8m/s40.00588dw =0.097m 97 mm3.140.8选取102 3.5 无缝钢管 d i =95mm4L s4 0.005880.83m/su实d 23.14 0.095