化工原理课程设计苯甲苯连续精馏塔的设计.doc

苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

化工原理课程设计
------------苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

专业班级 ：09级化学工程与工艺2班
姓 名 ： 吴凡平
学 号 ： 06109240
指导老师 ： 姚刚
设计地点 ： 东南大学成贤学院

2011年9月

目录
一 序 言 - 4 -
二 板式精馏塔设计任务书 - 5 -
三 设计计算 - 6 -
3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 - 6 -
3.2精馏塔的物料衡算 - 9 -
3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 - 9 -
3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 - 9 -
3.2.3物料衡算 - 9 -
3.3 塔板数的确定 - 9 -
3.3.1理论塔板数的确定 - 9 -
3.3.2全塔效率的计算 - 13 -
3.3.3求实际板数 - 14 -
3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 - 14 -
3.4.1操作压力的计算 - 14 -
3.4.2操作温度的计算 - 15 -
3.4.3平均摩尔质量的计算 - 16 -
3.4.4平均密度的计算 - 17 -
3.4.5液体平均表面张力的计算 - 20 -
3.4.6液体平均黏度的计算 - 21 -
3.4.7气液负荷计算 - 22 -
3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 - 23 -
3.5.1塔径的计算 - 23 -
3.5.2有效塔高的计算 - 25 -
3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 - 25 -
3.6.1溢流装置计算 - 25 -
3.6.2塔板布置 - 28 -
3.7 筛板的流体力学验算 - 29 -
3.7.1塔板阻力 - 29 -
3.7.2漏液点 - 30 -
3.7.3雾沫夹带 - 31 -
3.7.4液面落差 - 31 -
3.7.5液泛的校核 - 32 -
3.8 塔板负荷性能图 - 33 -
四 设计结果一览表 - 41 -
五 板式塔得结构与附属设备 - 42 -
5.1附件的计算 - 42 -
5.1.1配管 - 42 -
5.1.2冷凝器 - 44 -
5.1.3 再沸器 - 45 -
5.2 板式塔结构 - 46 -
六 参考书目 - 47 -
七 设计心得体会 - 47 -
八 附录：苯----甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图 - 49 -
一 序 言
  化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

二 板式精馏塔设计任务书
一、设计题目
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。
二、设计任务
(1)原料液中苯含量：质量分率＝50％(质量)，其余为甲苯。
(2)塔顶产品中苯含量不得低于95％(质量)。
(3)残液中苯含量不得高于5％(质量)。
(4)生产能力：40000t/y苯产品，年开工300天。
三、操作条件
(1)精馏塔顶压强：常压
(2)进料热状态：泡点进料
(3)回流比：自选
(4)单板压降压：0.7kPa
四、设计内容及要求
(1)设计方案的确定及流程说明
(2)塔的工艺计算
(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计
塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。
(4)编制设计结果概要或设计一览表
(5)辅助设备选型与计算
(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制
五、时间及地点安排
(1)时间：2011.8.15～2011.9.9(第1周～第4周)
(2)地点：东南大学成贤学院
六、参考书目
[1]夏清,陈常贵•化工原理下册•天津：天津大学出版社，2005
[2]任晓光•化工原理课程设计指导•北京：化学工业出版社，2009

三 设计计算
3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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，故操作回流比取最小回流比的1.91388倍。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，但塔顶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。
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3～8mm，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：
(１) 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。
(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板容易堵塞。
下图是板式塔的简略图：

表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A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7
表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
,kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
，kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：例1—1附表2）
温度
80.1
85
90
95
100
105
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
表4 纯组分的表面张力([1]：附录图7)
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表5 组分的液相密度([1]：附录图8)
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
814
805
791
778
763
甲苯,kg/
809
801
791
780
768
表6 液体粘度µ（[1]：）
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP.s）
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯（mP.s）
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表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
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0

3.2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理论塔板数的确定
(1)相对挥发度的计算
苯的沸点:80.1℃ 甲苯的沸点:110.6℃
由安托因方程
及网络上关于苯和甲苯的安托因系数

图2：苯和甲苯的安托因系数（来自百度网络）
① T=80.11℃时
苯：
甲苯：
解得：

② T=110.6℃时
苯：
甲苯：
解得：

则80.1℃时
110.6℃时

（2）最小回流比的求取
由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1，q线为一条垂直线

通常操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍，即，则取
（3）求精馏塔的气液相负荷

（泡点进料q=1）

（4）求操作线方程
精馏段操作线方程：

提馏段操作线方程

（5）逐板法求理论板数
相平衡方程 即
变形得：
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：

故精馏段理论板数n=4
用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：

故提馏段理论板数n=6（不包括塔釜）
理论板数一共10块，进料板为第5块

3.32全塔效率的计算
由于塔顶压强为常压=101.3，单板压降为0.7，理论板为10块，故塔釜压强=。
经chemCAD拟合计算的塔顶温度=81.126℃，塔釜温度=110.179℃。
所以全塔平均温度=95.6525℃。
查液体黏度共线图

图3：液体粘度共线图
分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度
，
平均粘度由公式，得

根据奥康奈尔（O`connell）公式计算全塔效率

3.3.3求实际板数
精馏段实际板层数

提馏段实际板层数

全塔共有塔板19块，进料板在第9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P＝101.3 kPa
每层塔板压降 △P＝0.7 kPa
进料板压力＝101.3+0.7×8＝106.9 kPa
塔底操作压力=101.3+0.7×19＝114.6 kPa
精馏段平均压力＝（101.3+106.9）／2＝104.1 kPa
提馏段平均压力=（106.9+114.6）/2 =110.75 kPa
3.4.2操作温度的计算
根据上式计算出的压力，经过chemCAD拟合计算得
塔顶温度℃

图4：chemCAD拟合计算得塔顶温度

进料板温度℃

图5：chemCAD拟合计算得进料板温度

塔底温度℃

图6：chemCAD拟合计算得塔釜温度
精馏段平均温度=（ 81.126+93.665）/2 = 87.40℃
提馏段平均温度=（93.665+112.43）/2 =103.05℃

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=0.957,代入相平衡方程得x1=0.900

进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得＝0.745， ＝0.541

塔底平均摩尔质量计算
由 =0.034,由相平衡方程，得=0.081

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
①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

②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7：有机液体相对密度共线图

a.塔顶液相平均密度的计算
由tD＝81.126℃，查共线图得

塔顶液相的质量分率
求得
得
b.进料板液相平均密度的计算
由tD＝93.665℃，查共线图得

塔顶液相的质量分率
求得
得

c.塔底液相平均密度的计算
由tw＝112.43℃，查共线图得

塔顶液相的质量分率
求得
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8：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 tD＝81.126℃，查共线图得

b.进料板液相平均表面张力的计算
由tF＝93.665℃，查共线图得

c.塔底液相平均表面张力的计算
由tw＝112.43℃，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9：液体黏度共线图
a. 塔顶液相平均黏度的计算
由 tD＝81.126℃，查共线图得

b. 进料板液相平均黏度的计算
由tF＝93.665℃，查共线图得

c. 塔底液相平均黏度的计算
由tw＝112.43℃，查共线图得

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8 板间距与塔径关系
塔径DT，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
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=0.074；依式

图10：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0.6—0.8），
故

按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.27m/s。
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=0.068；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0.6—0.8），
故

按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.26m/s。

将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。
3.5.2有效塔高的计算
精馏段有效塔高

提馏段有效塔高

在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,
故有效塔高
3.6 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D＝1.2m，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=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72m
b)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11：液流收缩系数计算图

查得E=1.039,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12：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D＝1.2m，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=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72m
b)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=1.058,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60mm

3.6.2塔板布置
①塔板的分块
因D≥1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：
a) 取边缘区宽度
由于小塔边缘区宽度取

安定区宽度
由于D=1.2m<1.5m故取
b)开孔区面积
用计算开空区面积
，
解得，

b) 筛孔数与开孔率：
本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛板直径，筛孔按正三角形排列取孔中心距t为
筛孔数

开孔率

则每层板上的开孔面积为

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
①
查干板孔的流量系数图得

图13：干板孔的流量系数图

②

所以
③ 单板压降

(2) 提馏段
①
查干板孔的流量系数图得

②

所以
④ 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
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：
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表9。
表9

0.002
0.003
0.004
0.005
0.006

1.61
1.54
1.48
1.42
1.37
由上表数据即可作出雾沫夹带线1。
(2) 液泛线
由E=1.039,=0.72得：

已算出，

，，
代入，整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表10。
表10

0.002
0.003
0.004
0.005
0.006

1.837
1.745
1.674
1.597
1.512
由上表数据即可作出液泛线2。

(3) 液相负荷上限线
以θ＝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：
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表11。
表11

0.002
0.003
0.004
0.005
0.006

0.553
0.566
0.578
0.588
0.598
由上表数据即可作出漏液线4
(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=1.039

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。
操作点P

图14：精馏段筛板负荷性能图
由塔板负荷性能图可以看出：
①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜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，操作下限有漏液控制。
③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
操作弹性
2.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：
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表12。
表12

0.001
0.002
0.003
0.004
0.005

1.876
1.792
1.721
1.657
1.599
由上表数据即可作出雾沫夹带线1。
(2) 液泛线
由E=1.058,=0.72得：

已算出，

，，
代入，整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表13。
表13

0.001
0.002
0.003
0.004
0.005

1.858
1.798
1.746
1.696
1.647
由上表数据即可作出液泛线2。
(3) 液相负荷上限线
以θ＝5s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：
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表14。
表14

0.001
0.002
0.003
0.004
0.005

0.481
0.498
0.512
0.523
0.534
由上表数据即可作出漏液线4
(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=1.058

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。
操作点P

图15：提馏段筛板负荷性能图
由塔板负荷性能图可以看出：
①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜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，操作下限有漏液控制。
③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
操作弹性
四 设计结果一览表
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

1.2
1.2
塔的有效高度

2.8
4
实际塔板数

块
8
11
板间距

0.40
0.40
塔板液流形式

单流型
单流型
塔板形式

弓形
弓形
堰长

0.72
0.72
堰高

0.0463
0.0368
溢流堰宽度

0.132
0.132
降液管的面积

0.0633
0.0633
管底与受液盘距离

0.0278
0.0597
板厚

3.0
3.0
孔径

5.0
5.0
孔间距

17.5
17.5
孔数

个
3120
3120
开孔率

10.1%
101%
边缘区宽度

0.04
0.04
安定去宽度

0.06
0.06
开孔区面积

0.825
0.825
主要性能参数
各段平均压强

104.1
110.75
各段平均温度

℃
87.40
103.05
气相平均流量

0.85
0.83
液相平均流量

0.0020
0.0043
板上清液层高

0.03
0.03
空塔气速

0.27
0.26
筛孔气速

10.24
10
塔板压降

0.056
0.058
液体在降液管中停留时间

12.66
5.88
降液管内清液层高度

0.1175
0.1195
雾沫夹带量

0.012
0.012
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

1.345
1.588
气相负荷下限

0.555
0.47
操作弹性

2.42
3.38
五 板式塔得结构与附属设备
5.1附件的计算
5.1.1配管
(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。
已知进料流率为，平均分子质量，密度为
所以
取管内流速
则进料管直径

(2)回流管
采用直管回流管，回流的体积流率：
取管内流速
则进料管直径

(3)釜液出口管
体积流率：
取管内流速
则进料管直径

(4)塔顶蒸汽管

取管内流速
则进料管直径

(5)加热蒸汽管

取管内流速
则进料管直径

5.1.2冷凝器
塔顶温度tD=81.126℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃
则℃
℃
℃
由tD=81.126℃ 查液体比汽化热共线图

图16：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
5.1.3 再沸器
塔底温度tw=112.43℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=112℃
则℃
℃
℃
由tW=112.43℃ 查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
加热蒸汽的质量流量

储槽、加料泵、高位槽、产品冷却器设计从略。

5.2 板式塔结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。
（1） 塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取

（2） 塔底空间
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。
①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。②塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取

（3） 人孔
一般每隔6~8层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~500mm，其伸出塔体得筒体长为200~250mm人孔中心距操作平台约800~1200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即

（4） 塔高

故全塔高为10.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的1.5m。

六 参考书目

[1]夏清,陈常贵•化工原理下册•天津：天津大学出版社，2005
[2]任晓光•化工原理课程设计指导•北京：化学工业出版社，2009
[3]陈均志，李雷•化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2008
[4]贾绍义,柴敬诚•化工原理课程设计•天津：天津大学出版社，2002

七 设计心得体会
本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近四周的努力，反经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。                    
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。通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法，这使我们对设计有了极大的信心，我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正是的设计工作当中。                
万事开头难，我从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，我应用化工原理中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。
接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了我的行进步骤。通过验算分析，我整理出可能几条导致这一问题原因，在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我把孔心距取值取得偏小了，因为我这个塔的生产能力比较大，太小的孔心距会导致板上液层压力大于板下气流产生的压力就会导致漏液的产生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。
后来进行校核时，发现出现了漏液现象，经过验算查询我才发现是之前的塔径算错了，从而我将塔径到校核全部重算，花费了较多的时间，但是看到校核正确还是充满的激动与欣喜。
塔的设计工作按计划完成后我们开始整理草稿并装订成本，为下一步的文档编辑做好准备。文档的编辑很是复杂，每一个都要用公式编辑器编辑，可是坚持才是成功的不二法门，经过几天的不懈努力，终于编辑好了文档。
这次历时近两周的的课程设计使我把平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供了很大的发挥空间，我积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我自学，检索资料和协作的技能。
最后，我还要感谢姚老师在这次课程设计中给予我的敦促和指导工作。对于设计中我问题遇到的问题他给予了我认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我完成设计的决心，因此，我要再次感谢姚刚老师和班级同学给予的帮助。

八 附录：苯----甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图

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