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文本内容:
课程设计任务书
一、课题名称苯一一甲苯混合体系分离过程设计
二、课题条件（原始数据）
1.设计方案得选定原料:苯、甲苯年处理量108000t原料组成（甲苯得质量分率）
0、5塔顶产品组成塔底产品组成
2、操作条件操作压力: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,连续精储
3.设备型式:筛板塔
三、设计内容
1、概述
4.设计方案得选择及流程说明
3、塔板得计算（板式塔）
5.主要设备工艺尺寸设计板式塔
（1）塔径及提储段塔板结构尺寸得确定
（2）塔板得流体力学校核
（3）塔板得负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸得确定
6.辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器与塔釜再沸器）
7.设计结果汇总
7、工艺流程图
①气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即精微段气相平均密度:提储段气相平均密度
②液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即塔顶液相平均密度得计算由，查液体在不同温度下得密度表得塔釜液相平均密度得计算由，查液体在不同温度下得密度表得:进料板液相平均密度得计算由，查液体在不同温度下得密度表得:提镭段得平均密度为精储段得平均密度为5液体平均表面张力得计算液相平均表面张力依下式计算，即:进料板液相平均表面张力得计算由，查液体表面张力共线图得:塔釜液液相平均表面张力得计算由，查液体表面张力共线图得:提储段平均表面张力为6液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算,即塔釜液相平均黏度得计算由，查气体黏度共线图得:提储段液相平均黏度得计算:由，查气体黏度共线图得提储段液相平均黏度为:
4.
2、2塔径得计算1最大气速精储段得气、液相体积流率为:LM=松=
48.96m3//iLs00B6二3600p3600x
742.85bn查筛板塔汽液负荷因子曲线图得「\pL~Pvn=C~•—~~—=
0.077x J-------------------------=
0.909m/5人…maxV
5.288取安全系数为
0、75,则空塔气速为2塔径按标准塔径圆整后为塔截面积为
4.
2、
3.塔板主要工艺尺寸得计算1溢流堰工艺尺寸得计算因塔径，液体流量为可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘各项计算如下:
①堰长取
②溢流堰高度由，选用平直堰由与查表得液流收缩系数E=l.051堰上液层高度由下式计算，即则故
③弓形降液管宽度与截面积由，查弓形降液管参数图得IJ:,贝验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理
④降液管底隙得流速，则:则故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度2塔板布置
①塔板得分块因，故塔板采用分块式查塔板块数表得塔板分为4块
②边缘区宽度确定取，
③开孔区面积计算开孔区面积计算为其中故A=2x
0.515x A/
0.792-
0.5152+x
0.792xsin_12^=
1.503m2“
1800.79
④筛孔计算及其排列由于苯与甲苯没有腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过筛孔得气速为
4.
2、
4.筛板得流体力学验算1塔板压降
①干板阻力计算干板阻力由下式计算:由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故L生代
①/年卜
0.0594加夜柱2g p[Cj2x
9.
81742.
850.772jL
②气体通过液层得阻力计算气体通过液层得阻力由下式计算，即查充气系数关联图得故
③液体表面张力得阻力计算液体表面张力所产生得阻力由下式计算，即气体通过每层塔板得液柱高度按下式计算气体通过每层塔板得压降为△Pp=h p^=
0.1116x
742.85x
9.81=
813.27PaQ.9Kpap L2液面落差对于筛板塔,液面落差很小，且本设计得塔径与液流量均不大，故可忽略液面落差得影响3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得关系，即塔板不设进口堰则砥=
0.
1530.153（乂F=
0.153x
0.252=
0.00956帆苯一甲苯物系属一般物系，取，则:所以设计中不会发生液泛现象4液沫夹带、X
3.
25.7x10-
35.7x10-
30.
7243.2=
0.146Kg液/Kg气为二--------------------------------------------------------------X
0.45-
2.5x
0.09；
16.454液沫夹带按下式计算:液气
0.1Kg/Kg故液沫夹带量在允许得范围内5漏液对筛板塔,漏液点气速可由以下公式计算=
4.4C.0056+
0.13^-^^/^0=
4.4x
0.
77270.0056+
0.13x
0.06-
0.0021x
803.03/
2.93=
5.011/7/s实际气速稳定系数为故在本设计中无明显漏液
4.
2.
5.精镭段塔板负荷性能图1漏液线由Ko,.nin得:
10.0056+
0.13x〃）
742.852/3~
2840.0545+xl.051x-
0.00181*728410003600（
5.288=
4.4C A^
0.0056+
0.13/xE001H1000=
0.
51671.545+
11.407L/3在操作范围内，任取几个值,依上式计算出值,计算结果列于下表表4-1漏液线计算结果
0、
01360、
020、
0350、
0450、
7640、
7970、
8580、892由上表数据即可作出漏液线12液沫夹带线
5.7x10-6Ua
3.2=--------------%_匕_=
0.484V；A-AT f以为限，求关系如下:/z
2.84x10-3xl.05lx3600x2/
30.746L；2/
31.19卬h=
2.5h=
2.5h+h=
0.136+
1.561L；2/3f Lw owH-h2/33T f1J52x
1010.484V；t；
30.484V=
5.87；匕=
3.81—
18.946-3在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值,计算结果列于下表表4-2液沫夹带线计算结果
0、
01360、
020、
0350.
0452、
732、
4141.
7831.413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,取堰上液层高度二
0、006m作为最小液体负荷标准:据此可作出与气体流量无关得垂直液相负荷下限线34液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间得下限故据此可作出与气体流量无关得垂直液相负荷上限线45液泛线令由联立解得
5.2881x11------------式中d---~~-=
0.
0264742.85----------x72g/1c0140----------7T忽略，将与，与，与得关系式代入上式，并整理得:二网+一/—1丸,=
0.5x
0.45+
0.5—
0.58-lx
0.0545=
0.1662/33600d=
2.84x10-3=
2.84x1O-3xl.051xl+
0.58x=
0.
98651.19将有关得数据代入整理,得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值,计算结果列于下表表4-3液泛线计算表
0、
01360、
020、
0350、
0450、
09890、0698—
0、0118—00782由上表即可作出液泛线图一序号项目数值漏液线支液沫夹带线层液相负荷下限线液层龛相负荷上限线液泛层线萧兴校制Ls（立方米事k）图一提微段负荷性能图由上图可瞧此该筛板得操作上限为液泛控制,下限为漏液控制由图查得:=
0、
664....二
3、628故操作弹性为/=
5.463所设计提储段筛板得主要结果汇总于下表表4—7提馈段筛板塔设计计算结果12345平均温度
126.3平均压力
198、153气相流量
1、4964液相流量
0、01365塔得有效高度
5、26塔径/m
1、77板间距
0、45溢流形式单溢流降液管形式弓形10堰长/1D
1、19堰高/m
0、054512板上液层高度/m
0、0913堰上液层高度/m
0、035514降液管底隙高度/m
0、042815开孔区面积/
1.50316筛孔直径/m
0、00517筛孔数目771518孔中心距/m
0、01519开孔率/%
10、120空塔气数/m/s
0、90921筛孔气速/m/s
9、87722稳定系数
1、97设计内容摘要精馆就就是分离液体混合物最常用得一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛得应用本设计得题目就就是苯一甲苯二元物系板式精储塔得设计在确定得工艺要求下,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,精用工艺过程流程图,精储塔设备结构图,设计说明书关键词:板式塔;苯一甲苯；工艺计算；结构图
一、简介塔设备就就是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用得气液传质设备根据塔内气液接触部件得结构型式,可分为板式塔与填料塔板式塔内设置一定数目得塔板，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得填料层,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得主要要求就就是
（1）生产能力大；
（2）传热、传质效率高；
（3）气流得摩擦阻力小；
（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）有降液管得塔板，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）无降液管得塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等工业应用较多得就就是有降液管得塔板,如浮阀、筛板、泡罩塔板等苯得沸点为
80、1℃,熔点为
5.5C,在常温下就就是一种无色、味甜、有芳香气味得透明液体，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;但苯就就是一种良好得有机溶剂，溶解有机分子与一些非极性得无机分子得能力很强甲苯就就是最简单,最重要得芳烧化合物之一在空气中，甲苯只能不完全燃烧,火焰呈黄色甲苯得熔点为-95℃,沸点为1H℃甲苯带有一种特殊得芳香味（与苯得气味类似），在常温常压下就就是一种无色透明，清澈如水得液体,23单板压降/kPa
0、924负荷上限液泛控制25负荷下限漏液控制26液沫夹带量/
0、014627气相负荷上限/
0、0229828气相负荷下限/
0、
00094229.操作弹性
5.463
五、塔附件设计
5.1附件得计算
5、
1.1接管⑴进料管进料管得结构类型很多，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F=108t/h=15000Kg/h,=
752.9Kg/则体积流量[4xl
9.923/3丽4%/3600=
0.06638m=
66.38mmV7VLL取管内流速取进料管规格
①68X3则管内径d=62mm进料管实际流速2回流管采用直管回流管，回流管得回流量:塔顶液相平均摩尔质量，塔顶温度t=
105.3查表得:平均密度则液体流量%=xm/p=
94.9839x
78.119/
1014.3=
7.324m3/h取管内流速则回流管直径/4%/360014x
7.324/3600八口d=J---------------二J----------------------二
0.040246m=
40.25mmV7iu V可取回流管规格中42X
2、5则管内直径d=37mm回流管内实际流速3塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则蒸汽得体积流量取管内蒸汽流速714V,/36004x
4791.65/3600八“皿“则d=I一Y-----------=J------------------------------=
0.23774m=
237.74/wnAJ V7iu V
3.14x30可取回流管规格
①245X
6.5则实际管径d=232mm塔顶蒸汽接管实际流速4釜液排出管塔底W=
82.6861km o1/h平均密度平均摩尔质量体积流量取管内流速义4%—41357—:
0.07815m=
78.15mm3600则1=3600加可取回流管规格
①83X
3.5则实际管径d=76nim塔顶蒸汽接管实际流速
（5）塔釜进气管▽=
328、644k mol/h相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度则塔釜蒸汽体积流量:取管内蒸汽流速可取回流管规格0273X7则实际管径d=259nm塔顶蒸汽接管实际流速4匕/360014义
5776.2/3丽则1==
0.26102m=
261.02mmV
3.14x307CLL
5、L2总塔高每隔6〜8层塔板（苯-甲苯不需要经常清洗）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顶=
1.2m塔底空间H底=
1、5m则塔高（不包括封头与裙坐）H=
15.25m
5、2附属设备设计
5.
2、1泵得计算及选型进料温度t q=l
16.2℃已知进料量F=15000kg/h=
4.167kg/s取管内流速则故可采用GB3091-93
①68义4得油泵则内径d=57—
3.5X2=50mm代入得取绝对粗糙度为则相对粗糙度为由雷诺数Re与相对粗糙度可查图得摩擦系数九=
0、03进料口位置高度h=l0x
0、45+
0、5x2=
5、5m扬程可选择泵为IS80—65—
1605.
2.2冷凝器塔顶温度tD=
105.3℃冷凝水tl=20℃则由tD=
105.3℃查液体比汽化热共线图得又气体流量V h=
4791.65m3/h塔顶被冷凝量冷凝得热量取传热系数K=600W/m2k,则传热面积冷凝水流量
5、
2、3再沸器塔底温度t=
136、4℃用t°=170℃得蒸汽，釜液出口温度3=140℃w则参考文献［1］诸林，王兵等、化工原理［M］、北京、石油工业出版社,
2007、［2］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,
2007、密度为
0、866克/厘米3,对光有很强得折射作用（折射率1,4961）甲苯几乎不溶于水（0,52g/1）,但可以与二硫化碳，酒精，乙醛以任意比例混溶，在氯仿,丙酮与大多数其她常用有机溶剂中也有很好得溶解性甲苯得粘性为0,6mPa s,也就就就是说它得粘稠性弱于水甲苯得热值为
40、940kJ/kg,闪点为4℃,燃点为535℃o分离苯与甲苯，可以利用二者沸点得不同，采用塔式设备改变其温度,使其分离并分别进行回收与储存板式精福塔、浮法塔都就就是常用得塔类型,可以根据不同塔各自特点选择所需要得塔筛板就就是在塔板上钻有均布得筛孔，呈正三角形排列上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触得泡沫层（或喷射得液滴群）筛板塔就就是1932年提出得,当时主要用于酿造,其优点就就是结构简单,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就就是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞,不适宜处理粘性大得、脏得与带固体粒子得料液但设计良好得筛板塔仍具有足够得操作弹性，对易引起堵塞得物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板得应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型
二、设计方案得确定、操作条件得确定21确定设计方案就就是指确定整个精储装置得流程、各种设备得结构型式与某些操作指标例如组分得分离顺序、塔设备得型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽得冷凝方式等下面结合课程设计得需要,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、加压与减压下进行确定操作压力时，必须根据所处理物料得性质，兼顾技术上得可行性与经济上得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得物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空得设备对于沸点低、在常压下为气态得物料，则应在加压下进行蒸储当物性无特殊要求时,一般就就是在稍高于大气压下操作但在塔径相同得情况下,适当地提高操作压力可以提高塔得处理能力有时应用加压蒸储得原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时得热量，或可用较低品位得冷却剂使蒸汽冷凝,从而减少蒸储得能量消耗
2.
1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔得热负荷都有密切得联系在实际得生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要就就是由于此时塔得操作比较容易控制,不致受季节气温得影响此外，在泡点进料时,精储段与提储段得塔径相同,为设计与制造上提供了方便
2.
1、3加热方式蒸储釜得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，由于蒸汽得不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同得情况下，塔底残液中易挥发组分得浓度应较低，因而塔板数稍有增加采用直接蒸汽加热时,加热蒸汽得压力要高于釜中得压力，以便克服蒸汽喷出小孔得阻力及釜中液柱静压力对于苯-甲苯溶液，一般采用
1、1~
2、OKPa（表压）
2、2确定设计方案得原则确定设计方案总得原则就就是在可能得条件下，尽量采用科学技术上得最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理得要求，符合优质、高产、安全、低消耗得原则为此，必须具体考虑如下几点
2.
2.1满足工艺与操作得要求所设计出来得流程与设备,首先必须保证产品达到任务规定得要求,而且质量要稳定，这就要求各流体流量与压头稳定,入塔料液得温度与状态稳定,从而需要采取相应得措施其次所定得设计方案需要有一定得操作弹性,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,在必要得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与选取操作指标时,也应考虑到生产上得可能波动再其次，要考虑必需装置得仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置得位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程就就是否正常,从而帮助找出不正常得原因，以便采取相应措施
2.
2.2满足经济上得要求要节省热能与电能得消耗,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、塔底得废热,就能节约很多生蒸汽与冷却水，也能减少电能消耗又如冷却水出口温度得高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积得大小，即对操作费与设备费都有影响同样，回流比得大小对操作费与设备费也有很大影响
2.
2、3保证安全生产例如苯属有毒物料,不能让其蒸汽弥漫车间又如,塔就就是指定在常压下操作得,塔内压力过大或塔骤冷而产生真空,都会使塔受到破坏，因而需要安全装置以上三项原则在生产中都就就是同样重要得但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多得考虑,对第二个原则只作定性得考虑，而对第三个原则只要求作一般得考虑
三、塔体计算.
3.1设计方案得确定本设计采用连续精储流程,饱与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得2倍塔釜采用饱与蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐
3.2精储塔得物料衡算
3.
2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率进料量F=10800Ot/年=15000k g/h苯得摩尔质量M=78K g/molA甲苯得摩尔质量M=92Kg/molB
3.
2.2原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量M D=
0、
99153.
2、3物料衡算原料处理量总物料衡算F=D+W=m.67kmol/h解得D=
94.9839Kmo1/h W=
82、6861Kmo1/hF、XF=D.XD+W、XW
四、塔板计算
4、1塔板数得确定
4.
1、1理论板数得求取1相对挥发度得求取苯得沸点为
80、1C,甲苯得沸点为no、8℃
①当温度为
80、时解得:，
②当温度为
110、8时解得，、=
239.3316/
101.8357=235⑵最小回流比得求取由于就就是饱与液体进料，有q=1,q线为一垂直线,故,根据相平衡方程有最小回流比为回流比为最小回流比得2倍，即R=2Rmi n=
2.463精饵塔得气、液相负荷4操作线方程精微段操作线方程=-^-x〃+^^=246二+2221j=0711x+
0.2871R+l〃R+
12.46+1〃
3.46提储段操作线方程两操作线交点横坐标为理论板计算过程如下相平衡否=
0.9794%=
0.9834--=0・9603相丫衡“2相平衡%=69697-=
0.92884=
0.9474-=
0.8801和平.衡»=
0.9217-=
0.80996圳平衡%=0・8624=0・7195相平衡%=
0.7988匕=
0.6176相平衡%=
0.7261--=・5193x相平衡f%=
0.6447-=04251-平衡加=
0.5268八=
0.3121相平衡%=
0.3855孙=
0.2036相平衡02497—Ax,=
0.1194%2=出平衡丁於二
0.1444--=0・0644相丫衡AX」
0.0755E4=0・0322%4=川平衡%5=0・0353$5=
0.0147和平衡总理论板数为15（包括蒸馆釜），精镭段理论板数为7,第8块板为进料板
4.
1、2实际板数得求取取全塔效率为
0、52,则有总板数为24包括蒸储釜，精储段板数为14,提馈段板数为
124.2提溜段得计算
4、
2.1精僧塔得提储段工艺条件1操作压力得计算设每层塔板压降已知则2操作温度得计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯得饱与蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下试差得到得PA.PB代入到计算得到得结果如下塔顶温度塔釜温度进料板温度提储段平均温度3平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量得计算由理论板得计算过程可知，，=
0.0147x
78.11+1-
0.0147x
92.13=
91.79^/kniolM2相=
0.0353x
78.11+1-
0.0353x92・13=
91.5心/kmolM=
0.7261x
78.11+1-
0.7261x
92.13=
81.8346Kg/kmolWmM^=
0.5193x
78.11+1-
0.5193x
92.13=
84.7298Kg/kmolm由理论板得计算过程可知,提储段得平均摩尔质量为4平均密度计算。
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