化工原理課程設計 苯-甲苯精餾塔設計.doc

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苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計 化工原理課程設計 ------------苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計 專業(yè)年級 ： 08級化學工程與工藝 姓 名 ： 孫 可（0804040118） 指導老師 ： 陳明燕 2011年 7 月 目錄 一 序 言 3 二 板式精餾塔設計任務書五 4 三 設計計算 5 1.1 設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集 5 1.2 精餾塔的物料衡算 7 1.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 12 1.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 16 1.5 塔板主要工藝尺寸的計算 18 1.6 篩板的流體力學驗算 20 1.7 塔板負荷性能圖 23 四 設計結果一覽表 29 五 板式塔得結構與附屬設備 30 5.1附件的計算 30 5.1.1接管 30 5.1.2冷凝器 32 5.1.3 再沸器 32 5.2 板式塔結構 33 六 參考書目 35 七 設計心得體會 35 八 附錄 36 一 序 言 ? 化工原理課程設計是綜合運用《化工原理》課程和有關先修課程（《物理化學》，《化工制圖》等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔將其分離。 二 板式精餾塔設計任務書五 一、設計題目 苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計。 二、設計任務 (1)原料液中苯含量：質量分率＝75％(質量)，其余為甲苯。 (2)塔頂產品中苯含量不得低于98％(質量)。 (3)殘液中苯含量不得高于8.5％(質量)。 (4)生產能力：90000 t/y苯產品，年開工310天。 三、操作條件 (1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài)：自選 (3)回流比：自選。 (4)單板壓降壓：≯0.7kPa 四、設計內容及要求 (1)設計方案的確定及流程說明 (2)塔的工藝計算 (3)塔和塔板主要工藝尺寸的設計 塔高、塔徑以及塔板結構尺寸的確定；塔板的流體力學驗算；塔板的負荷性能圖。 (4)編制設計結果概要或設計一覽表 (5)輔助設備選型與計算 (6)繪制塔設備結構圖：采用繪圖紙徒手繪制 五、時間及地點安排 (1)時間：2011.6.20～2011.7.3(第18周～第19周) (2)地點：明德樓A318（1）教室 六、參考書目 [1]譚天恩?化工原理(第二版)下冊?北京：化學工業(yè)出版社，1998 [2]何潮洪,馮霄?化工原理?北京：科學出版社，2001 [3]柴誠敬,劉國維?化工原理課程設計?天津：天津科學技術出版社，1994 [4]賈紹義,柴敬誠?化工原理課程設計?天津：天津大學出版社，2002 三 設計計算 1.1 設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。 塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為3～8mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有： (１) 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。 (２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。 (３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 (４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。 篩板塔的缺點是： (１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 (２) 操作彈性較小(約2～3)。 (３) 小孔篩板容易堵塞。 下圖是板式塔的簡略圖： 表1 苯和甲苯的物理性質 項目 分子式 分子量M 沸點（℃） 臨界溫度tC（℃） 臨界壓強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 苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 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 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（[2]：例1—1附表2） 溫度 80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩爾分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 表4 純組分的表面張力([1]：附錄圖7) 溫度 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 組分的液相密度([1]：附錄圖8) 溫度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/ 814 805 791 778 763 甲苯,kg/ 809 801 791 780 768 表6 液體粘度μ（[1]：） 溫度(℃) 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常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度t ℃ 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 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 1.2 精餾塔的物料衡算 (1) 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 （2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 （3）物料衡算 原料處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 式中 F------原料液流量 D------塔頂產品量 W------塔底產品量 3 塔板數(shù)的確定 （1）理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數(shù)。 ①求最小回流比及操作回流比。 采用恩特伍德方程求最小回流比。 解得，最小回流比 取操作回流比為 ②求精餾塔的氣、液相負荷 (泡點進料：q=1) ③求操作線方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 （2）逐板法求理論板 又根據(jù) 可解得 =2.47 相平衡方程 解得 變形得 用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算 = 0.983 ， =0.959 ， ， ， ， ， 因為, 故精餾段理論板 n=5，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算 ， ， ， ， ， 因為， 所以提留段理論板 n=5（不包括塔釜） （3） 全塔效率的計算 查溫度組成圖得到，塔頂溫度TD=80.94℃，塔釜溫度TW=105℃，全塔平均溫度Tm =92.97℃。 分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度 ， 平均粘度由公式，得 全塔效率ET （4） 求實際板數(shù) 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 進料板在第11塊板。 1.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 （1）操作壓力計算 塔頂操作壓力P＝4+101.3 kPa 每層塔板壓降 △P＝0.7 kPa 進料板壓力＝105.3+0.7×10＝112.2 kPa 塔底操作壓力=119.3 kPa 精餾段平均壓力 P m1 ＝（105.3+112.3）／2＝108.8 kPa 提餾段平均壓力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa （2）操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度℃ 進料板溫度＝85.53℃ 塔底溫度=105.0℃ 精餾段平均溫度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24℃ 提餾段平均溫度=（85.53+105.0）/2 =95.27℃ （3）平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959 進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得＝0.877， ＝0.742 塔底平均摩爾質量計算 由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171 精餾段平均摩爾質量 提餾段平均摩爾質量 （4） 平均密度計算 ①氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度 ②液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由tD＝80.94℃，查手冊得 塔頂液相的質量分率 進料板液相平均密度的計算 由tF＝85.53℃，查手冊得 進料板液相的質量分率 塔底液相平均密度的計算 由tw＝105.0℃，查手冊得 塔底液相的質量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 (5) 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD＝80.94℃，查手冊得 進料板液相平均表面張力的計算 由tF＝85.53℃，查手冊得 塔底液相平均表面張力的計算 由 tW＝105.0℃，查手冊得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 (6) 液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即 μLm=Σxiμi 塔頂液相平均粘度的計算 由 tD＝80.94℃，查手冊得 進料板液相平均粘度的計算 由tF＝85.53℃，查手冊得 塔底液相平均粘度的計算 由tw＝105.0℃，查手冊得 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 （7）氣液負荷計算 精餾段： 提餾段： 1.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1) 塔徑的計算 塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘涷炾P系選取。 表7 板間距與塔徑關系 塔徑DT，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板間距HT，mm 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600 對精餾段： 初選板間距，取板上液層高度， 故； 查史密斯關聯(lián)圖 得C20=0.070；依式 校正物系表面張力為時0.0707 可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6—0.8）， 故 按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。 對提餾段： 初選板間距，取板上液層高度， 故；0.0717 查[2]：圖3—8得C20=0.068；依式=0.069 校正物系表面張力為時 按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2.0m。 1.5 塔板主要工藝尺寸的計算 (1) 溢流裝置計算 精餾段 因塔徑D＝2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰長為0.60D=0.60×2.0=1.20m b)出口堰高： 故 c)降液管的寬度與降液管的面積： 由查（[2]：圖3—13）得， 故 ， 利用([2]：式3—10)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積， 即（大于5s，符合要求） d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07---0.25） 依([2]：式3—11)：符合（） e)受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段相關數(shù)據(jù)如下： a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰長為0.66D=0.8×1.6=1.056m b)出口堰高： 由 查知E=1.04,依式 可得 故 c)降液管的寬度與降液管的面積： 由 查圖得， 故 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積， 即15.16（大于5s，符合要求） d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速0.1m/s（0.07---0.25） 0.036（m）符合（） (2) 塔板布置 精餾段 ①塔板的分塊 因D≥800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段： a) 取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度 b)計算開空區(qū)面積 ， 解得， c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取3.5， 故孔中心距5×5=17.5mm 篩孔數(shù) 則每層板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為 1.6 篩板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數(shù)進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能圖。 (1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎? 精餾段： a) 干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，C0=0.84由式 b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋? ， 由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式 c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋? 依式 ， 故 則單板壓強： (2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 霧沫夾帶 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 (4) 漏液 由式 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產生過量漏液。 （5) 液泛 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度 依式， 而 取，則 故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。 同精餾段公式計算，提溜段各參數(shù)計算如下： (1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎? a) 干板壓降相當?shù)囊褐叨龋? b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋? ， 由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式 c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋? ， 故 則單板壓降： （2）液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 液沫夾帶 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 (4) 漏液 查得： 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產生過量漏液。 (5) 液泛 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度 依式， 而 取，則 故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。 1.7 塔板負荷性能圖 精餾段： (1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 取，前面求得， 代入，整理得： 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。 表8 Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 Vs /(m3/s) 4.506 4.378 4.261 4.151 由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。 (2) 液泛線 由E=1.04,lW=1.2得： 已算出， ，， 代入，整理得： 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20。 表10 Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 Vs /(m3/s) 4.067 3.984 3.902 3.821 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負荷上限線 以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限， 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線0.0163（m3/s）。 (4) 漏液線 由和， 代入得： 整理得： 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-21。 表11 Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 Vs /(m3/s) 1.192 1.211 1.229 1.245 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線4。 (5) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW＝0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.04 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖1 精餾段篩板負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。 同精餾段，得出提餾段的各曲線為： (1) 霧沫夾帶線 整理得： (2) 液泛線 已知E=1.06 lw=1.2，同理精餾段得： 由此可作出精餾段液泛線2。 (3) 漏液線 整理得： 據(jù)此可作出漏液線3。 (4) 液相負荷上限線 以θ＝5s作為液體在降液管中停留時間的下限， 據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線0.013。 (5) 液相負荷下限線 以how＝5s作為液體在降液管中停留時間的下限， 整理得： 由此可作出液相負荷下限線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 四 設計結果一覽表 項目 符號 單位 計算數(shù)據(jù) 精餾段 提留段 各段平均壓強 Pm kPa 108.8 115.8 各段平均溫度 tm ℃ 83.24 95.27 平均流量 氣相 VS m3/s 2.08 2.02 液相 LS m3/s 0.0043 0.0092 實際塔板數(shù) N 塊 10 10 板間距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 3.6 3.6 塔徑 D m 2 2 空塔氣速 u m/s 0.66 0.643 塔板液流形式 單流型 單流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 lw m 1.2 1.2 堰高 hw m 0.044 0.044 溢流堰寬度 Wd m 0.2 0.2 管底與受業(yè)盤距離 ho m 0.036 0.0767 板上清液層高度 hL m 0.06 0.06 孔徑 do mm 5.0 5.0 孔間距 t mm 17.5 17.5 孔數(shù) n 個 9660 9660 開孔面積 m2 0.185 0.185 篩孔氣速 uo m/s 11.26 10.92 塔板壓降 hP kPa 0.591 0.591 液體在降液管中停留時間 τ s 7.09 7.09 降液管內清液層高度 Hd m 0.121 0.121 霧沫夾帶 eV kg液/kg氣 0.00732 0.00657 負荷上限 霧沫夾帶控制 霧沫夾帶控制 負荷下限 漏液控制 漏液控制 氣相最大負荷 VS·max m3/s 3.6 氣相最小負荷 VS·min m3/s 1.2 操作彈性 3.1 五 板式塔得結構與附屬設備 5.1附件的計算 5.1.1接管 (1)進料管 進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=149Kg/h , =807.9Kg/ 則體積流量 管內流速 則管徑 取進料管規(guī)格Φ95×2.5 則管內徑d=90mm 進料管實際流速 (2)回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質量,平均密度 則液體流量 取管內流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格Φ65×2.5 則管內直徑d=60mm 回流管內實際流速 (3)塔頂蒸汽接管 則整齊體積流量 取管內蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ430×12 則實際管徑d=416mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (4)釜液排出管 塔底w=30kmol/h 平均密度 平均摩爾質量 體積流量： 取管內流速 則 可取回流管規(guī)格Φ54×2.5 則實際管徑d=49mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (5)塔頂產品出口管徑 D=119koml/h 相平均摩爾質量 溜出產品密度 則塔頂液體體積流量： 取管內蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ58×2.5 則實際管徑d=53mm 塔頂蒸汽接管實際流速 5.1.2冷凝器 塔頂溫度tD=80.94℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ 則 由tD=80.49℃ 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量Vh=2.134m3/s 塔頂被冷凝量 冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k， 則傳熱面積 冷凝水流量 5.1.3 再沸器 塔底溫度tw=105.0℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=112℃ 則 由tw=105.0℃ 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量Vh=2.374m3/h 密度 則 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k， 則傳熱面積 加熱蒸汽的質量流量 5.2 板式塔結構 板式塔內部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。 （1） 塔頂空間 塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取 （2） 塔底空間 塔底空間指塔內最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。 ①塔底駐液空間依貯存液量停留3~5min或更長時間（易結焦物料可縮短停留時間）而定。②塔底液面至最下層塔板之間要有1~2m的間距，大塔可大于此值。本塔取 （3） 人孔 一般每隔6~8層塔板設一人孔。設人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~500mm，其伸出塔體得筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺約800~1200mm。本塔設計每7塊板設一個人孔，共兩個，即 （4） 塔高 故全塔高為11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m。六 參考書目 [1]張新戰(zhàn)，化工單元過程及操作?北京：化學工業(yè)出版社，1998 [2]何潮洪,馮霄?化工原理?北京：科學出版社，2001 [3]柴誠敬,劉國維?化工原理課程設計?天津：天津科學技術出版社，1994 [4]賈紹義,柴敬誠?化工原理課程設計?天津：天津大學出版社，2002 [5]陳均志，李雷?化工原理實驗及課程設計?北京：化學工業(yè)出版社，2008 [6]馬江權，冷一欣?化工原理課程設計?北京：中國石化出版社，2009 七 設計心得體會 本次課程設計通過給定的生產操作工藝條件自行設計一套苯－甲苯物系的分離的塔板式連續(xù)精餾塔設備。通過近兩周的團隊努力，反經過復雜的計算和優(yōu)化，我們三人組終于設計出一套較為完善的塔板式連續(xù)精餾塔設備。其各項操作性能指標均能符合工藝生產技術要求，而且操作彈性大，生產能力強，達到了預期的目的。? ?? ?? ?? ?? ?? ??? 通過這次課程設計我經歷并學到了很多知識，熟悉了大量課程內容，懂得了許多做事方法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門課程的最初本意。從接到課題并完成分組的那一刻起我們就立志要盡最大努力把它做全做好。首先，我們去圖書館借閱了大量有關書籍，并從設計書上了解熟悉了設計的流程和方法。通過查閱資料我們從對設計一無所知變得初曉門路，而進一步的學習和討論使我們使我們具備了完成設計的知識和方法，這使我們對設計有了極大的信心，我們確定了設計方案和具體流程及設計時間表，然后就進入了正是的設計工作當中。 ?? ?? ?? ?? ??? 萬事開頭難，出了最小回流我們從最簡單的物料衡算開始，把設計題目中的操作條件轉化為化工原理課程物料衡算相關的變量最終把物料衡算正確的計算出來。然后是回流比的確定，我們應用分離工程中的計算式出了最小回流比，然后通過分析確定了放大倍數(shù)求出了實際回流比。同樣理論塔板數(shù)的計算也是通過復雜但有序的計算得出。 接下來塔的工藝尺寸計算，篩板流體力學驗算，塔板負荷性能圖計算等一個接一個的被我們拿下，當然這一路下來并不是一帆風順的。在驗算漏液時我們發(fā)現(xiàn)得出的驗算值小于規(guī)定值，這一下打亂了我們的行進步驟。通過討論分析，我們整理出可能幾條導致這一問題原因，在對這幾個因素逐一分析后我們把目標轉向了最大的“疑犯”篩板孔心距。原來是我們把孔心距取值取得偏小了，因為我們這個塔的生產能力比較大，太小的孔心距會導致板上液層壓力大于板下氣流產生的壓力就會導致漏液的產生。在重新取了一個稍大的孔心距后通過驗算漏液問題得到順利解決。 塔的設計工作按計劃完成后我們開始整理草稿并裝訂成本，為下一步的文檔編輯做好準備。文檔的編輯我們是分工完成的，我負責論文主體部分的前半部的編輯工作，這個工作雖然不是很費神但也不能小視，因為里面涉及到大量公式和函數(shù)的輸入，為此我專門下載了公式編輯器配合我的編輯工作。最后我們三人合理完成了文本的編輯。 這次歷時近兩周的的課程設計使我們把平時所學的理論知識運用到實踐中，使我們對書本上所學理論知識有了進一步的理解，也使我們自主學習了新的知識并在設計中加以應用。此次課程設計也給我們提供了很大的發(fā)揮空間，我們積極發(fā)揮主觀能動性獨立地去通過書籍、網(wǎng)絡等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)和標準，確定設計方案。通過這次課程設計提高了我們的認識問題、分析問題、解決問題的能力。更重要的是，該課程設計需要我們充分發(fā)揮團隊合作精神，組員之間緊密協(xié)作，相互配合的能力，才可能在有限的時間內設計出合理的設計方案?？傊@次課程設計不僅鍛煉了我們應用所學知識來分析解決問題的能力，也提高了我們自學，檢索資料和協(xié)作的技能。 最后，我們還要感謝陳老師在這次課程設計中給予我們的敦促和指導工作。對于設計中我們問題遇到的問題她給予了我們認真明確耐心的指導，這極大的鼓勵了我們完成設計的決心，因此，我們要再次感謝陳明燕老師和班級同學給予的幫助。 八 附錄 【1】苯----甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔示意圖 37