化工原理課程設計-苯-甲苯精餾塔設計.doc

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資料 前 言 化工原理課程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。 化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。塔設備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結構簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本次課程設計為年處理含苯質(zhì)量分數(shù)36%的苯-甲苯混合液4萬噸的篩板精餾塔設計，塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。 在設計過程中應考慮到設計的精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設備費用均有影響，因此設計是否合理的利用熱能R等直接關系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟問題。 目錄 第一章 緒論 1 1.1 精餾條件的確定 1 1.1.1 精餾的加熱方式 1 1.1.2 精餾的進料狀態(tài) 1 1.1.3 精餾的操作壓力 1 1.2 確定設計方案 1 1.2.1 工藝和操作的要求 2 1.2.2 滿足經(jīng)濟上的要求 2 1.2.3 保證安全生產(chǎn) 2 第二章 設計計算 3 2.1 設計方案的確定 3 2.2 精餾塔的物料衡算 3 2.2.1 原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率 3 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3 2.2.3 物料衡算 3 2.3 塔板計算 4 2.3.1 理論板數(shù)NT的求取 4 2.3.2 全塔效率的計算 6 2.3.3 求實際板數(shù) 7 2.3.4 有效塔高的計算 7 2.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 8 2.4.1 操作壓力的計算 8 2.4.2 操作溫度的計算 8 2.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計算 8 2.4.4 平均密度的計算 10 2.4.5 液體平均表面張力的計算 11 2.4.6 液體平均黏度的計算 12 2.4.7 氣液負荷計算 13 2.5 塔徑的計算 13 2.6 塔板主要工藝尺寸的計算 15 2.6.1 溢流裝置計算 15 2.6.2 塔板布置 18 2.7 篩板的流體力學驗算塔板壓降 19 2.7.1 精餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降 19 2.7.2 提餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降 21 2.8 塔板負荷性能圖 23 2.81 精餾段塔板負荷性能圖 23 2.82 提餾段塔板負荷性能圖 26 第三章 設計結果一覽表 30 第四章 板式塔結構 31 4.1 塔頂空間 31 4.2 塔底空間 31 4.3 人孔 31 4.4 塔高 31 第五章 致謝 34 參考文獻 35 第1章 緒論 1.1 精餾條件的確定 本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中苯-甲苯溶液二元物系中進行苯的提純。精餾塔苯塔的產(chǎn)品要求純度很高，而且要求塔頂、塔底產(chǎn)品同時合格，普通的精餾溫度控制遠遠達不到這個要求。故在實際生產(chǎn)過程控制中只有采用靈敏板控制才能達到要求。故苯塔采用溫差控制。 1.1.1 精餾的加熱方式 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。 1.1.2 精餾的進料狀態(tài) 進料狀態(tài)直接影響到進料線（q線）、操作線和平衡關系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進料相比：若采用冷進料，在分離要求一定的條件下所需理論板數(shù)少，不需預熱器，但塔釜熱負荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進料溫度波動較大，操作不易控制；若采用露點進料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數(shù)多，進料前預熱器負荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。 泡點進料介于二者之間，最大的優(yōu)點在于受外界干擾小，塔內(nèi)精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設計、制造和操作控制。故此設計采用泡點進料。 1.1.3 精餾的操作壓力 精餾操作在常壓下進行，因為苯沸點低，適合于在常壓下操作而不需要進行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質(zhì)反應且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。 1.2 確定設計方案 確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點： 1.2.1 工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。 1.2.2 滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。 1.2.3 保證安全生產(chǎn) 例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。 以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。 第二章 設計計算 2.1 設計方案的確定 本設計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。 2.2 精餾塔的物料衡算 2.2.1 原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率 （生產(chǎn)能力）進料量：F=85000t/年 苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11Kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13Kg/mol 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.2.3 物料衡算 原料處理量 總物料衡算 F=D+W=137kmol/h 苯物料衡算 聯(lián)立解得： D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h 2.3 塔板計算 2.3.1 理論板數(shù)NT的求取 (1) 相對揮發(fā)度的求取 查 溫度-組成 圖得td=80℃ tw=92.6℃（由表2） 當取td=80℃時 當取 td=92.6℃時 ， (2)最小回流比的求取 由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有 最小回流比為 對于平衡曲線不正常情況下，取回流比R=(1.1-2)Rmin R=1.5Rmin=2.16 （3） 精餾塔的氣、液相負荷 (4)操作線方程 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 (5)逐板法求理論板數(shù)計算過程如下 相平衡方程 即 變形得： 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算： 故精餾段理論板數(shù)n=7 用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算： 故提餾段理論板數(shù)n=8（不包括再沸器） 2.3.2 全塔效率的計算 由 td=80℃ tw=92.6℃ 計算出 tm=93.5℃ 根據(jù)表6分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度 內(nèi)差法計算出 ， 平均粘度由公式，得 根據(jù)奧康奈爾（O`connell）公式計算全塔效率 2.3.3 求實際板數(shù) 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 全塔共有塔板28塊，進料板在第14塊板。 2.3.4 有效塔高的計算 精餾段有效塔高 提餾段有效塔高 在精餾段和提餾段各設人孔一個，高度為600mm, 故有效塔高 2.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 2.4.1 操作壓力的計算 塔頂操作壓力P＝101.3 kPa 每層塔板壓降 △P＝0.7 kPa 進料板壓力＝101.3+0.713＝110.4kPa 塔底操作壓力=101.3+0.715＝111.8kPa 精餾段平均壓力＝（101.3+110.4）/2＝105.85 kPa 提餾段平均壓力=（110.4+111.8）/2 =111.1kPa 2.4.2 操作溫度的計算 80℃ ℃ ℃ 精餾段平均溫度=（ 80+92.6）/2 = 86.3℃ 提餾段平均溫度=（92.6+107）/2 =99.8℃ 2.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由,得x1=0.959 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法，得＝0.654， ＝0.43 塔底平均摩爾質(zhì)量計算 由 =0.01,由相平衡方程，得=0.026 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量 2.4.4 平均密度的計算 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 由tD＝80℃，查手冊得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 由tf＝92.06℃，查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的計算 由tw＝107℃， 塔頂液相的質(zhì)量分率 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 2.4.5 液體平均表面張力的計算 由公式： a.塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD＝80℃，查手冊 b.進料板液相平均表面張力的計算 由tF＝92.06℃，查共線圖得 c.塔底液相平均表面張力的計算 由tw＝107℃，查共線圖得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 2.4.6 液體平均黏度的計算 由公式：及查手冊得 塔頂液相平均黏度的計算 由 tD＝80℃，查共線圖得 a. 進料板液相平均黏度的計算 由tF＝92.06℃，查共線圖得 b. 塔底液相平均黏度的計算 由tw＝107℃，查共線圖得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為 2.4.7 氣液負荷計算 精餾段： 提餾段： 2.5 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(zhì)、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?jīng)驗關系選取。 表2.1 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， ； 查史密斯關聯(lián)圖 得C20=0.070；依式 校正物系表面張力為 可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6—0.8）， 按標準塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.73m/s。 對提餾段： 初選板間距，取板上液層高度， 故； 查史密斯關聯(lián)圖 得C20=0.065；依式 校正物系表面張力為 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0.46m/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2m。 2.6 塔板主要工藝尺寸的計算 2.6.1 溢流裝置計算 精餾段 因塔徑D＝2m，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：單溢流區(qū)=（0.6～0.8）D，取堰長為=0.60D=0.602.0=1.2m b)出口堰高： ， 查液流收縮系數(shù)計算圖可以 圖2.1液流收縮系數(shù)計算圖 查得E=1.04,則 故 c)降液管的寬度與降液管的面積： 由查弓形降液管的寬度與面積圖 圖2.2弓形降液管的寬度與面積 ， ， 利用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---0.25m/s） 依式 滿足條件，故降液管底隙高度設計合理 e)受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm 提餾段 因塔徑D＝2m，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：單溢流區(qū)lW=（0.6～0.8）D，取堰長為0.60D=0.602.0=1.2m b)出口堰高： ， 查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。 查得E=1.04,則 故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由 查弓形降液管的寬度與面積圖可得 ， ， 利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積， d)降液管底隙高度： 取液體通過降液管底隙的流速（0.07---0.25m/s） 滿足條件，故降液管底隙高度設計合理 e)受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm 2.6.2 塔板布置 a)塔板的分塊 因D≥1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段： 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取30—50mm所以這里取 安定區(qū)寬度 由于D=1.2m<1.5m故 b)開孔區(qū)面積 計算開孔區(qū)面積 ， 篩孔數(shù)與開孔率： 本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列取孔中心距t為 則每層板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為： 2.7 篩板的流體力學驗算塔板壓降 2.7.1 精餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降 (1) 干板阻力計算。干板阻力由下式計算： 由，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖 圖2.3 得 液柱 (2) 氣體通過液層的阻力計算。 氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。 故。 (3) 液體表面張力的阻力計算。 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即： 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓降為： (2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 溢流液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從下式所表示的關系，即： 塔板不設進口堰 則 苯—甲苯物系屬一般物系，取，則： 所以設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 (4) 霧沫夾帶 霧沫夾帶按下式計算： 故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。 (5) 漏液 對篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算： 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設計中無明顯漏液。 2.7.2 提餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降 (1)干板阻力計算。干板阻力由下式計算： ，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得 (2) 氣體通過液層的阻力計算。 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。 故。 (3) 液體表面張力的阻力計算。 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即： 氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓降為： (2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 溢流液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從下式所表示的關系，即： 塔板不設進口堰 則 苯—甲苯物系屬一般物系，取，則： 所以設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 (4) 霧沫夾帶 霧沫夾帶按下式計算： 故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。 (5) 漏液 對篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算： 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設計中無明顯漏液。 2.8 塔板負荷性能圖 2.81 精餾段塔板負荷性能圖 (1)漏液線 , ， 得： 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表 表2.2 漏液線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 1.22 1.24 1.254 1.27 1.32 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1 (2)霧沫夾帶線 為限，： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表 表2.3 霧沫夾帶線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 4.001 3.89 3.79 3.696 3.361 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 (3)液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準: 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3 (4)液相負荷上限線 以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4。 (5)液泛線 由E=1.04,.得： ， ，， 代入 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表2.4。 表2.4 Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 Vs /(m3/s) 9.74 9.46 9.13 8.81 7.18 圖2.4 精餾段負荷性能圖 2.82 提餾段塔板負荷性能圖 (1)漏液線 , ， 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下 表2.5 漏液線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 0.92 0.92 0.93 0.94 0.80 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1 (2)霧沫夾帶線 以，求： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表 表2.6 液沫夾帶線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 3.626 3.527 3.436 3.357 3.04 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 (3)液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準: 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3 (4)液相負荷上限線 以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4。 (5)液泛線 由E=1.04,=1.2得： ， ，， 代入 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表 表2.7 Ls/(m/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 Vs /(m/s) 12.4 12.28 12.17 12.06 11.66 第3章 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 105.85 111.1 各段平均溫度 tm ℃ 86.3 99.8 平均流量 氣相 VS m3/s 1.47 1.46 液相 LS m3/s 0.036 0.086 實際塔板數(shù) N 塊 7 8 板間距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 4.8 5.6 塔徑 D m 2 2 空塔氣速 u m/s 0.73 0.46 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 0.046 0.04 溢流堰寬度 Wd m 0.198 0.198 管底與受業(yè)盤距離 ho m 0.0375 0.09 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 20 20 孔數(shù) n 個 7219 7219 開孔面積 m2 0.142 0.142 篩孔氣速 uo m/s 10.35 10.35 塔板壓降 hP kPa 0.525 0.540 液體在降液管中停留時間 τ s 5.26 5.26 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 0.127 0.13 霧沫夾帶 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 第四章 板式塔結構 板式塔內(nèi)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。 4.1 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)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 4.2 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)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 4.3 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 4.4 塔高 故全塔高為14.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙座取了較小的1.5m。 主要基礎數(shù)據(jù) 表1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 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 95 100 105 105 ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240 kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 101、33 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 甲苯 21.27 21.69 20.06 20.59 18.85 19.94 17.66 18.41 16.49 17.31 表5 組分的液相密度([1]：附錄圖8) 溫度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/ 815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯,kg/ 810 800.2 790.3 780.3 770 表6 液體粘度（[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 第五章 致謝 兩個星期的課程設計終于完了，此次的課程設計讓我感觸很多，不僅僅是知識上的學習和掌握，同時也讓我明白了很多做人的道理。通過此次課程設計，使我更加扎實的掌握了有關化工原理方面的知識，在設計過程中雖然遇到了一些問題，但經(jīng)過一次又一次的思考，一遍又一遍的檢查終于找出了原因所在，也暴露出了前期我在這方面的知識欠缺和經(jīng)驗不足。實踐出真知，通過親自動手制作，使我們掌握的知識不再是紙上談兵。 在開始階段，老師讓我們了解一些基本知識，當自己照著學習指導上的內(nèi)容完成這次的設計。在設計過程中，我認真的去學習和研究，也自己獨立的完成一個項目，當看到自己做出的成果時心里真的很興奮。此次實驗讓我明白了一個很深刻的道理：團隊精神固然很重要，擔人往往還是要靠自己的努力，自己親身去經(jīng)歷，這樣自己的心里才會踏實，學到的東西才會更多。 通過這次課程設計我經(jīng)歷并學到了很多知識，熟悉了大量課程內(nèi)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。萬事開頭難，我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，我應用化工原理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。 回顧起此課程設計，至今我仍感慨頗多，從理論到實踐，在這段日子里，可以說得是苦多于甜，但是可以學到很多很多的東西，同時不僅可以鞏固了以前所學過的知識，而且學到了很多在書本上所沒有學到過的知識。通過這次課程設計使我懂得了理論與實際相結合是很重要的，只有理論知識是遠遠不夠的，只有把所學的理論知識與實踐相結合起來，從理論中得出結論，才能真正為社會服務，從而提高自己的實際動手能力和獨立思考的能力。在設計的過程中遇到問題，可以說得是困難重重，但可喜的是最終都得到了解決。 最后，我還要感謝赫老師對我們的教導與幫助，感謝同學們的相互支持，與他們一起對一些問題的探討和交流讓我開拓了思路，也讓我在課程設計時多了些輕松、愉快。 參考文獻 1、夏清,陳常貴.化工原理下冊.天津：天津大學出版社，2005 2、柴誠敬，劉國維等.化工原理課程設計[M].天津：天津科學技術出版社，1995. 3、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 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