化工原理塔设计

取管内流速
则管径
取进料管规格 则管内径
进料管实际流速
回流管
采用直管回流管，
回流管的回流量L= ，塔顶液相平均摩尔质量 ,平均密度
则体积流量
取管内流速
则管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
塔顶蒸汽接管
则整齐体积流量
取管内蒸汽流速 管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
釜液排出管
塔底 ，平均密度
平均摩尔质量
按 以等腰三角形交叉排方式作图，排得阀数
按N=51重新核算孔速及阀孔动能因数：
阀孔动能因数 变化不大，
塔板开孔率=
2.流体力学检验
气相通过浮阀塔板的压强降
干板阻力
板上充气液层阻力:
这里
液体表面张力所造成的阻力：
与气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为
单板压降
淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中请液层高度，
6.07963
1419.045
216.633
公式：
设塔顶的温度为
设进料板的温度为
A
B
C
苯
6.927418
2037.582
340.2042
氯苯
6.07963
1419.045
216.633
设塔底的温度为
A
B
C
苯
6.927418
2037.582
340.2042
氯苯
6.07963
1419.045
216.633
苯
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯
0.515
0.428
0.363
0.313
0.274
精馏段
提馏段
2.3.
2.3.
塔顶的操作压力：
每层操作压力
进料板的压力
塔底的压力
精馏段的平均压力
提馏段的平均压力
精馏段
苯和氯苯的安托因常数
A
B
C
苯
6.060395
1225.188
222.155
氯苯
按照固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限
气相负荷下限 ，
项目
数值及说明
备注
塔径
0.8
板间距
0.45
塔板形式
单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速
0.717
堰长
0.528
堰高
0.0528
板上液层高度
0.06
降液管底隙高度
0.025
浮阀数
51
等腰三角形叉排
阀孔气速
5.84
阀孔动能因数
10.77
临界阀孔气速
与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 ：前已算出
液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，
板上液层高度：前已选定板上液层高度
取 ，又选定
雾沫夹带
板上液体流径长度
板上液流面积
苯和氯苯为正常系统，取物性系数 ，查的泛点负荷系数 ,
由 得
由 计算出的泛点率都在 以下，故可知雾沫夹带量能够满足 。
3.塔板负荷性能图
板式精馏塔的工艺计算
自己掌握的用作图法理论塔板数，并且能够用origin软件画出具体的塔板。这样比用手画精确了许多，特别是最后一块塔板的确定。并且知道了进料板属于提留段的第一块板。
在确定塔顶和塔底的温度的时候，确实经历了一段艰难时刻，通过查阅相关资料和老师的讲解，最后通过试差法，求出准确温度。
精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计算
第二章
2.1
通过全塔物料衡算:
基础物性参数：
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率：
2.2
全塔总物料衡算
总物料：
易挥发组分：
2.3
2.3.1
图解法求泡点进料
求出
由图可知
取
2.3.2
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
2.3.3
组份的液相粘度
T
60
80
100
120
140
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
第三章
3.1
精馏段的平均摩尔质量：
提馏段的平均摩尔质量：
3.2
组份的液相密度
温度/℃
80
90
100
110
120
130
苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985
纯组分在任何温度下的密度由下式：
苯： 氯苯
式中：t-温度，℃
精馏段
1.
回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支承结构，其确定是回流冷凝器回流控制难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小塔，故采用重力回流。
1.
塔有浮阀塔和筛板塔。浮阀塔生产能力大，操作弹性大，在较宽的气速范围内，板效率变化较小，其操作弹性范围较筛板塔大。由于气液接触状态良好，以及气体水平吹出，雾沫夹带量少，因此板效率高。塔板结构简单，容易安装。筛板塔生产能力大，塔板压降低。本设计根据阀孔气速 的值依据手册选择浮阀塔。
1.
塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝
负荷的标准，则
做出与液体流量无关的水平漏液线 .
液相负荷下限线
取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件，依 的计算式计算出 的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线
取 ，则
由塔板的负荷性能图可以看出：
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。
塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
3~7
孔心距
0.075
排间距
0.065
横排的孔心距
液体在降液管内停留时间
26.04
降液管内清液层高
0.113
泛点率
38.9
气相负荷上限
0.396
雾沫夹带控制
气相负荷下限
0.178
漏液控制
操作弹性
2.23
第六章
6
6
进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料、弯管进料、T形进料。本设计采用直管进料。
，
则体积流量
算到这一步的时候，就需要查阅相关文献，得到苯和氯苯在各温度下的物性参数。求在给定温度下的物性参数的时候，可以通过作图的方法，在origin上读出。
塔板主要工艺尺寸的计算
印象最深的是自己塔型的选取，当时自己也不太懂，首选了筛板塔，最后在算的时候，知道要根据所算的速度 的选择，最后确定为浮阀塔。最最困难的事用CAD画图，因为我用的是等腰三角形叉排，有时候阀孔不够，需要调整线的位置，感觉很费事，不过当自己的开孔率符合的时候自己很自豪。当画负荷性能图的时候，那几条线的确定需要很认真的计算。
1.
加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内加热。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液由稀释作用，使理论塔板数增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本设计采用间接蒸汽加热。
1.
选择再沸器时，首先应满足工艺要求，即在相同的传热面积下要选择体积小的，可以节省费用。本次实验选用U型管式再沸器，因为与其他型式再沸器相比，它的塔和再沸器之间标高差减小，允许气化率高，操作弹性大，而且本身有蒸发空间。
0.001
0.003
0.005
0.007
0.0075
0.379
0.287
0.179
0.048
0.011
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于 .依下式
可知液体在降液管内停留时间为
以 作为液体在降液管中停留时间的下限，则
求出上限液体流量
竖直线
漏液线
对于F1型重阀，依 。
又知 以 作为规定气体最小
则体积流量
取管内流速
则管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
塔顶产品出口管
塔顶 ，平均密度
平均摩尔质量
则体积流量
取管内流速
则管径
取回流管规格 则管内径
回流管实际流速
6
塔顶温度
由 查液体比汽化热共线图
又气体流量
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
6
塔底温度
由 查液体比汽化热共线图
又气体流量
塔底被汽化量
汽化的热量
第
通过这次课程设计我巩固了课本的知识，并查阅了大量的有关文献，懂得设计设备的过程和相关方法。这样在以后的实际生产操作中，自己能够有一个清晰的思路。并且自己对相关的作图软件origin 和CAD有了更深的了解。在以后的科技时代中，自己能够更快捷的完成一些任务。从刚开始的一窍不通，到最后的得心应手，这中间经历和起伏。
整理的
可知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个 值，得出相应的 列于下表
0.001
0.003
0.649
0.620
液泛线
由上式确定液泛线。忽略式中的
因物系一定，塔板结构尺寸一定，则
即
式中阀孔数N与孔径 亦为定值，因此可将上式简化成 与 的如下关系式：
或
在操作范围内取若干个 值，依式算出相应的 下表中
板式塔得结构与附属设备
附属设备的确定需要注意的事，各个接管内流速的选取
最后感谢李皓老师对我们的指导，让我们获益匪浅。也感谢精化，电化同学对我的帮助，谢谢你们。
夏清，化工原理上册·天津：天津大学出版社，2011
夏清，化工原理下册·天津：天津大学出版社，2011
冯新， 化工热力学· 北京：化学工业出版社，2011
潘国昌，化工设备设计·北京：清华大学出版社，1996
第八
本次课程设计通过给定的生产操作条件自行设计一套苯——氯苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近一周的团队努力，经过复杂的计算和优化，我们两人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达到符合工艺技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到预期的目的。
气相平均密度
液相平均密度：
液相密度
进料板：
进料板，由加料板液相组成
提馏段
气相平均密度
液相平均密度：
3.3.
组份的液相表面张力
温度
80
85
110
115
120
131
苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4
精馏段：
提馏段
第四章
4.1
4
初选
取安全系数为0.7（一般0.6~0.8）则空塔气速为
郑州轻工业学院
——化工原理课程设计说明书
课题：苯和氯苯的分离
学院：材料与化学工程学院
班级：精细化工09-01
姓名：刘乾
学号：540904020121
指导老师： 李皓
第一章
1.1
加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。本设计采用高位槽进料。
1.2.
进料状况一般有冷夜进料和泡点进料。对于冷夜进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提留段的塔径基本相等，无论是设计计算还是设计加工制造这样的精馏塔都比较容易，
按标准塔径圆整后：D=0.8m
塔的截面积
实际的空塔气速
4
取安全系数为 则空塔气速为
按标准塔径圆整后：
塔的截面积
实际的空塔气速
3.2精馏塔的有效高度：
精馏段的有效高度：
在进料板上方开一个孔高度为0.45m
提馏段的有效高度：
故精馏塔的有效高度为
第
5
D=0.8m 可选用单溢流Байду номын сангаас形降液管，采用平形受液盘
5
取
5
出口堰高
选用平直堰，堰上液层高度
取板上清液层高度
故
故
故
5
由
液体在降液管中停留时间为：
故降液管设计合理
5
取降液管底隙流体流速
5
取阀孔动能因子
每层塔板上的浮阀数，
取边缘区宽度
计算塔板上
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排.取同一横排的孔心距 ,排间距为
考虑到塔采用分块式板塔，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用80mm,而应小于此值，故取