1、- 1 -化工原理课程设计甲苯二甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计学院、系：_化学工程学院 专业班级：应用化学 13 级 1 班学生姓名：_张宝峰 指导教师：_钟 声 成 绩： 2016 年 7 月- 2 -目 录一 序3二 原始数据4三 设计计算4I.工艺设计计算1. 物料衡算42. 塔顶温度、塔底温度及最小回流比计算53. 确定最佳操作回流比及塔板层数6II设备设计计算1. 塔板结构计算122. 溢流堰高度及堰上液层高度的确定143. 板面筛孔布置的设计14四. 水力学性能参数及校核15五. 塔板负荷性能图17六. 筛板设计计算的主要结果：19七 主要符号说明（略）19八. 主要参考文献19九
2、. 结束语20- 3 -一序混合物的分离是化工生产过程中的重要过程。混合物分为均相和非均相物系,非均相物系的分离主要依靠质点运动与流体流动原理实现分离,而化学工业中通常遇到的是均相分离,通常有精馏，吸收，萃取和干燥等单元的操作。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种典型单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。按蒸馏方式分为简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。当混合物各组分挥发度差别很小或形成共沸时，采用精馏。精馏是多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程,因此可使混合液得到几乎完全的分离。工业上以精馏应用最为广泛。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质
3、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。该过程是同时进行传质、传热的过程。精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。一般处理物料量较大时多采用板式塔。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。本次设计任务为设计一定产品纯度的精馏塔，实现甲苯二甲苯的分离。鉴于甲苯二甲苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，同时对筛板塔的结构，性能做了较充分的研究，认识到只要设计合理，操作正确，就可以获得较满意的塔板效率和一定的操作弹性。设计决定选用筛板塔。本设计的具体流程：原料液（
4、甲苯和二甲苯，且泡点进料）经预热器加热到指定的温度后，送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行传质、传热。操作时，连续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品(或为塔釜残液排出)，- 4 -部分液体气化，产生的蒸气依次上升通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被部分(选择适当的回流比) 冷凝，并将部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。设计时间为 2016 年 7 月化工原理课程设计二.原始数据1.
5、设计题目：双组分连续精馏筛板塔的设计2. 原料处理量：1.3510 4kg/h3. 原料组成：4. 分离要求：（1）：馏出液中低沸点组分的含量不低于 0.985（质量分率） 。（2）：馏出液中低沸点组分的收率不低于 0.98（质量分率） 。5. 操作条件：（1）：操作压力：常压。（2）：进料及回流状态：泡点液体。三设计计算I.工艺设计计算1.物料衡算甲苯的摩尔质量：M A=92kg/kmol二甲苯的摩尔质量：M B=106kg/kmol原料液摩尔分率： 604.157.092. Fx塔顶产品摩尔分率： 9878./D原料液的平均摩尔质量： =0.60492(10.604)10697.544kg
6、/kmolM物料衡算原料处理量： =138.41kmol/h54.97103F塔顶易挥发组分回收率： 8.FDx98.064.7组分名称 甲苯 二甲苯组成（质量分率） 0.57 0.43- 5 - kmol/h05.83D总物料衡算： 138.4183.0555.36mol/hFWF138.410.60483.050.987 55.36 Dxx Wx =0.03018W2.计算确定塔顶温度、塔底温度及最小回流比（1）确定操作压力：塔顶压力：760 mHg塔底压力：760 +25100 =943.8235mmHg2O（2）计算塔顶温度（露点温度）：根据塔顶压力及塔顶汽相组成用试差法计算塔顶温度。
7、其中甲苯、二甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。 设 =111.27顶t由 得 =773.614925 4.192395.6lg0顶tPA APmHg由 得 =324.9802 .7.7l0顶tB B1.01791 6014925.30PkA427605.7608.kB93.1.Akyx 034.42765.0981Bkyx=0.0004 01.4.0963i =111.27 假设正确，为所求露点温度。顶t 3805.2324.917P0BA顶（3）计算塔底温度（泡点温度）根据塔底压力及塔底残液组成用试差法计算塔底温度。其中甲苯、二甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。 设 =147.45底t- 6
8、 -由 得 =1960.547009 219.4395.6lg0底tPA APmHg由 得 =912.50966 .76.7l0底tB B0239.8235.9410PkA 9682.08235.9410PkB617.7.xy9308201Bk=0.00044.934.62.1iy =147.66 假设正确，为所求泡点温度。底t 137.2P0BA底 54.底顶（4）计算最小回流比 Rmin：0.604 1qFex74.01eexy243.60.74.98mineDyR3. 计算最佳操作回流比与塔板层数（逐板计算法）a) 列相平衡关系式： nnn yyx254.1.1b) 列操作线方程：精馏段
9、： 1DnnRy提馏段： mmwLFWxxc) 由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相组成，即由 y1=xD，根据平衡关系计算 x1，由操作关系计算 y2，由平衡关系计算x2,由平衡关系计算 xn，当 xnx F 时，则 n-1 即为精馏段的理论板数。d) 由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成，即由 x0=xF，根据操作关系计算 y1，由平衡关系计算 x1，由操作关系计算Y2,由平衡关系计算 xm，当 xmx w 时，则 m 即为提馏段的理论板数。- 7 -e) 逐板法计算塔板层数：由 R=(1.1-2.0)Rmin 范围内，步长为 0.1Rmin，逐次增大操作回流比，按上述 2-4 步计算，
10、具体计算结果如下表：R=1.1Rmin 精馏段： =0.5776 +0.4169 1nynx提馏段： =1.2816 -0.2816mm精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.6043 2 0.9515 0.9779 1 0.5922 0.7660 3 0.9275 0.9665 2 0.5716 0.75054 0.8992 0.9526 3 0.5380 0.7241 5 0.8670 0.9363 4 0.4864 0.6810 6 0.8318 0.9177 5 0.4147 0.6149 7 0.7951 0.8974 6 0.3273 0.523
11、0 8 0.7585 0.8762 7 0.2364 0.4110 9 0.7235 0.8550 8 0.1563 0.2945 10 0.6915 0.8348 9 0.0953 0.1918 11 0.6635 0.8163 10 0.0538 0.1136 12 0.6399 0.8002 11 0.0278 0.060513 0.6204 0.786514 0.6049 0.775315 0.5926 0.7663=26（包括釜） =15 =11（包括釜）TN精N提1) R=1.2Rmin 精馏段： =0.5987 +0.3961 1nynx提馏段： =1.2675 -0.2675m
12、mn x y m x y1 0.9712 0.987 0 0.6043 2 0.9507 0.9775 1 0.5814 0.7579 3 0.925 0.9653 2 0.5440 0.7289 4 0.8937 0.9499 3 0.4870 0.6815 5 0.8571 0.9311 4 0.4088 0.6092 6 0.8163 0.9092 5 0.3160 0.5101 7 0.7731 0.8848 6 0.2228 0.3925 8 0.7298 0.8589 7 0.1436 0.2743 9 0.6888 0.8330 8 0.0854 0.1739 10 0.6519
13、 0.8085 9 0.471 0.100211 0.6203 0.7864 10 0.0236 0.051612 0.5942 0.7675 - 8 -=22（包括釜） =12 =10（包括釜）TN精N提2) R=1.3Rmin 精馏段： =0.6177 +0.3773 1nynx提馏段： =1.25482 -0.25482mm精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.60432 0.9500 0.9772 1 0.5718 0.7506 3 0.9226 0.9641 2 0.5204 0.7098 4 0.8884 0.9472 3 0.4466 0.6
14、453 5 0.8476 0.9261 4 0.3541 0.5527 6 0.8013 0.9009 5 0.2558 0.4366 7 0.7519 0.8723 6 0.1683 0.3133 8 0.7024 0.8418 7 0.1018 0.2035 9 0.6559 0.8112 8 0.0571 0.1201 10 0.6148 0.7825 9 0.0294 0.0640 11 0.5803 0.7571=20（包括釜） =11 =9（包括釜）TN精N提3) R=1.4Rmin 精馏段： =0.6351 +0.36021nynx提馏段： =1.2433 -0.2433mm精馏
15、段 提馏段n x y m x x1 0.9712 0.9870 0 0.6043 2 0.9496 0.9770 1 0.5632 0.7440 3 0.9207 0.9632 2 0.5003 0.6929 4 0.8838 0.9449 3 0.4145 0.6147 5 0.8389 0.9215 4 0.3142 0.5080 6 0.7872 0.8929 5 0.2161 0.3833 7 0.7319 0.8601 6 0.1356 0.2613 8 0.6764 0.8249 7 0.0786 0.1612 9 0.6249 0.7897 8 0.0422 0.0904 10
16、0.5802 0.7570 9 0.0205 0.0451=19（包括釜） =10 =9（包括釜）TN精N提4) R=1.5Rmin 精馏段： =0.6509 +0.34461nynx- 9 -提馏段： =1.2327 -0.23271mymx精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.98702 0.9480 0.9767 0 0.6043 3 0.9151 0.9623 1 0.5554 0.7379 4 0.8705 0.9427 2 0.4825 0.6776 5 0.8136 0.9170 3 0.3875 0.5878 6 0.7464 0.8852 4 0.2829
17、 0.4707 7 0.6739 0.8482 5 0.1872 0.3417 8 0.6030 0.8084 6 0.1134 0.2237 9 0.5399 0.7688 7 0.0636 0.1328 8 0.0330 0.07149 0.0152 0.0337=18（包括釜） =9 =9（包括釜）TN精N提5) R=1.6Rmin 精馏段： =0.6654 +0.3302 提馏段：1nynx=1.2230 -0.22301mymx精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.6043 2 0.9485 0.9765 1 0.5483 0.73233 0.9
18、170 0.9614 2 0.4671 0.6639 4 0.8750 0.9404 3 0.3651 0.5645 5 0.8223 0.9125 4 0.2583 0.4398 6 0.7605 0.8774 5 0.1657 0.3092 7 0.6939 0.8363 6 0.0975 0.1959 8 0.6282 0.7920 7 0.0532 0.1125 9 0.5686 0.7482 8 0.0267 0.0583 =17（包括釜） =9 =8（包括釜）TN精N提6) R=1.7Rmin 精馏段： =0.6788 +0.31701nynx提馏段： =1.2141 -0.214
19、1mm精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.60432 0.9481 0.9763 1 0.5418 0.7272 3 0.9154 0.9606 2 0.4532 0.6513 - 10 -4 0.8711 0.9384 3 0.3459 0.5438 5 0.8146 0.9083 4 0.2383 0.4135 6 0.7481 0.8700 5 0.1490 0.2829 7 0.6762 0.8248 6 0.0857 0.1744 8 0.6058 0.7760 7 0.0458 0.0976 9 0.5432 0.7283 8 0.0224
20、0.0491=17（包括釜） =9 =8（包括釜）TN精N提7) R=1.8Rmin 精馏段： =0.6911 +0.30491nynx提馏段： =1.2059 -0.2059mm精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.6043 2 0.9477 0.9761 1 0.5360 0.7225 3 0.9137 0.9598 2 0.4410 0.6401 4 0.8670 0.9363 3 0.3296 0.5256 5 0.8070 0.9041 4 0.2219 0.3913 6 0.7358 0.8626 5 0.1357 0.2614 7 0.659
21、2 0.8134 6 0.0765 0.1574 8 0.5849 0.7605 7 0.0401 0.0860 8 0.0191 0.0421=16（包括釜） =8 =8（包括釜）TN精N提8) R=1.9Rmin 精馏段： =0.7025 +0.29361nynx提馏段： =1.19829 -0.19829mm精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.6043 2 0.9473 0.9759 1 0.5305 0.7181 3 0.9123 0.9591 2 0.4300 0.6297 4 0.8636 0.9345 3 0.3153 0.5093 5 0
22、.8002 0.9003 4 0.2080 0.3718 6 0.7247 0.8558 5 0.1248 0.2433 7 0.6435 0.8027 6 0.0692 0.1436 8 0.5654 0.7457 7 0.0356 0.07698 0.0166 0.0367=16（包括釜） =8 =8（包括釜）TN精N提- 11 -9) R=2.0Rmin 精馏段： =0.7131 +0.28311nynx提馏段： =1.1912 -0.1912mm精馏段 提馏段n x y m x y1 0.9712 0.9870 0 0.60432 0.9468 0.9753 1 0.5256 0.71
23、41 3 0.9107 0.9567 2 0.4202 0.6203 4 0.8599 0.9281 3 0.3029 0.4948 5 0.7933 0.8867 4 0.1963 0.3550 6 0.7137 0.8313 5 0.1159 0.2281 7 0.6283 0.7645 6 0.0634 0.1323 8 0.5469 0.6935 7 0.0322 0.06988 0.0147 0.0326=16（包括釜） =8 =8（包括釜）TN精N提f) 对上表塔板数列表：R=nRmin 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2.0 精镏段 15
24、12 11 10 9 9 9 8 8 8 提镏段 11 10 9 9 9 8 8 8 8 8 N（不含塔釜） 26 22 20 19 18 17 17 16 16 16 g) 绘制 R-NT 曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板数：0510152025301 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2 2.1系 列 1- 12 -本题取回流比 98.1243.6.1minR=17（包括釜） =9 =8（包括釜） TN精N提h) 查取塔板效率：51.287.14ln.5.l 顶底 顶底 t 206.).(03.6)20(20 tA31512848.tB.1643.
25、iLx4.06.025.9.09.0 245.25. LTEi) 计算全塔理论板数：块=28 块7.384.1T不 含 釜实 NII.设备设计计算1.计算确定塔板间距，塔径及塔板结构计算（设计塔顶第一块板）1. 计算塔顶实际的汽液相体积流量：（1）液相体积流量计算：869-0.978(128.51-20)=762.88kg/)20-(20tA 3m864-0.875(128.51-20)=769.05 kg/tB9712.08.254.1.971DAxx 028.971.Bx65.0BAWM35.6.-WB5.76928.1)(1BALxkg/06.733mkg/kmol40.218.921L
26、MhmRDVL /0.26.73/95.3/ 3- 13 -（2） 汽相体积流量计算：kg/2.7915.815.27314.890RTPMA 3mkg/6.3.6B 3kg/782103781529.0V 3=0.98792(1 0.987)10692.182kg/kmolGM hmDRV /87.2./4095.)9.(/)( 32. 选取塔板间距 ： TH选取塔板间距 0.45m 两板间有人孔 0.7mTH3. 计算液汽动能参数 C：液气动能参数： 042.78.263.80VLG选取板上液层高度 =0.05m，则 - =0.45-0.05=0.40mLhTHLh查史密斯关联图，查得汽相
27、负荷参数 0.084 20C液体表面张力的计算：28.53-0.113 (128.51-20)=16.27 dyne/cm)20-(20tA28.99-0.109 (128.51-20)=17.16dyne/cmtB16.27 0.987+17.16 (1-0.987)=16.28 dyne/cmiix=081.2.16084.)2(0 C4. 计算液泛速度 ：Fumaxm/s34.1782.-06381.0- VLF5. 空塔气速：取安全系数为 0.7，则空塔气速 =0.7 =0.7 1.34=0.938m/sGuF6. 选取溢流方式及堰长同塔径的比值 :Dlw/选用单溢流弓形降液管，取 =
28、0.7。查弓形降液管的参数图，查取降- 14 -液管面积同塔截面积的比值 及降液管宽度同塔径的比值 =0.14。08.TdA/dWD7. 计算塔径: 24.938.06/72muVAG截塔面积： 2675.08.-1./-1mATfGT 塔径： D46.75.24按标准塔径圆整后 D=2.0m。8. 计算塔径圆整后的实际气速: 22214.30.4mAT286.)0.-()-1(TdG m/s79.86.2/AVsu液泛分率： m/s 在（0.60.8）范围内 0.34.1FG9. 在 D=2.0m 时，塔板结构尺寸:堰长： m.1270Dlw降液管宽度： =0.14D=0.14 2.0=0.
29、28mdW降液管面积： 2764.0.308 mAT2.溢流堰高度 及堰上液层高度 的确定whowh选取溢流堰高度 =50mm =8.6 =0.7 查取液流收缩系数图，5.2L/wlD得液流收缩系数 E=1.011 选用平直堰，堰上液层高度 =0.0028E 0.015mowh=32whL = + =50+20=65mmLhwo3.板面筛孔布置的设计： 1. 选取筛孔直径 do=5mm，筛孔按正三角形排列， =3,孔中心距 t=3d0=35=15mm孔 径孔 中 心 距选塔板厚度 =3.5mm（碳钢板） 。pt- 15 -2. 计算开孔区面积 ：aA= 2 =3.14220.27642.590
30、m 2aATd开孔率 ： = =0.907 =0.907 =0.101=10.1%ao2to2313. 开孔面积：= =0.1012.590=0.2616m2oAa5.气体通过筛孔的流速： = = =8.74oUsAV61.03/87sm6.孔个数 N= = =13329.94 个24odA205.61四水力学性能参数计算及校核1. 液沫夹带分率的检验：= =0.011owTGGhHue5.2-057. 065.2-4.798.1605 0.1/kg液 气 /kg液 气故在本设计液沫夹带量 在允许范围内。Ge2. 塔板压降：1) 干板压降：由 故 =5/3.5=1.43,查干筛孔的流量系数表，
31、md50=tp.30/pdt得孔流系数 =0.640c= 0.0347mLVooCUgh21 06.738264.081.922) 液层静压降：对单溢流板：通过有效传质区的气速： smAVudTGa 953.0.2764-5./8-气相动能因子： .1.93.00VaF112/()kg- 16 -查充气系数关联图，得充气系数 =0.58。=0.580.065=0.038m()owLh+=3) 液层表面张力压降:0.00174m0314gdhL05.8196.7243-4) 单板总压降:=0.0347+0.038+0.00174=0.07444mhHLo3. 液面落差的校验：对于筛板塔，液面落差
32、很小,本设计塔径和液流量均不大，可忽略液面落差影响。4. 塔板漏液状况的校验:1)产生漏液的干板压降= 0.0084m()owohh+=05.1. 065.051.2)工作状态下稳定系数 = =2.031.5k21ohu故不会产生严重漏液。5. 降液管液泛情况的校验：(1) 选取降液管下缘至下层塔板的距离 =20mm：0h则降液管下缘缝隙通道的截面积 = =0.021.40=0.028m2daAwl(2)液体流出降液管的阻力损失 ： =2)(39.1daLdAVgh m057.028.36/81.9(3) 计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度 ：dH= 0.02+0.038=0.058mtH+
33、Lh0= + + + +dtwodh=0.058+0.050+0.020+0+0.005570.13357m甲苯二甲苯物系属一般物系，取 =0.5，则 =dHm26714.05.13- 17 -(4) 校核：+ =0.45+0.05=0.5m THwhdTwHh故在本设计中不会发生液泛现象。6. 液体在降液管内停留时间的校验：4s=LdVA360 s65.0.2137643故降液管设计合理。五. 绘制塔板负荷性能图(一) 负荷性能图：1.最大汽相负荷线（最大允许液沫夹带线） 322.3108.5.-8 wLwTGG VEhHAV= 322.31 40.1.2.5.486.21 LV=19628
34、.00-341.52 32LV2.最大液相负荷线（最小允许降液管内液体停留时间线）VL=1200Ad*Hd=1200*0.2764*0.13357=44.302 3mh3.最小液相负荷线（最小允许堰上液层高度线）:= =4.39wLlF8.263=40.18.26334.最小汽相负荷线（最大允许漏液线） 5.0325.0 08.13.615946 hlVEhACV wLwoVLoG=5.0325.0 174.-40.1.028.5.5.2478.23.0 LV=36186.72 32069.14.LV5.降液管液泛线: 5.02325.0 )6(14.0-)(08.)1()5.0(15946
35、daLwLwToVLoG AVlVEhHACV - 18 -5.02 325.0 )08.36(142.- )4.1(0.28.)5.01(-.5782.63214.061594 L LVV=36186.72 53209. LLV根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图。 （如图）最大气相负荷线最小气相负荷线 最大液相负荷线最小液相负荷线降液管液泛线VG=19628.00-341.52 32LVG =36186.72 32069.14.LVVL=44.302mhVL =4.393VG =36186.72 25321097.0741 LLVVV32LVG 3mhVG 3hVL 3VL3hVG 3
36、mh0 19628.00 3690.34 44.3 4.39 14963.995 18629.39 3993.80 44.3 4.39 13967.5010 18042.80 4161.74 44.3 4.39 13306.1015 17550.81 4297.55 44.3 4.39 12680.1520 17111.70 4415.25 44.3 4.39 12046.0325 16708.05 4520.72 44.3 4.39 11380.7730 16330.66 4617.15 44.3 4.39 10666.1735 15973.78 4706.53 44.3 4.39 9883
37、.3240 15633.56 4790.19 44.3 4.39 9008.3945 15307.26 4869.07 44.3 4.39 8006.4450 14992.86 4943.88 44.3 4.39 6817.50(二)操作性能的评定：1) 本设计的操作条件为 =20.00 , =8228.87 ，LVhm3GVhm3在负荷性能图上作出操作点 P（ , ） ，连接 OP，即作出操作线。L2) 根据操作线同负荷性能图的交点及设计工作点的坐标，计算下列参数：根据负荷性能图及操作线的交点，可以看出从图上读出: =15.95103 , =4.05103 ,max,GVhmin,GVh=3
38、6.05 , =9.25,L i,LA. 操作弹性系数（极限负荷比）：- 19 -按汽相负荷计算： = =15.95/4.05=3.94GTK,min,axV按液相负荷计算： = =36.05/9.25=3.9LT,in,axB. 设计工作点的安定系数（设计负荷对极限之比）：对汽相负荷上限： = =15.95/8.228=1.94GAK,Vmax,对汽相负荷下限： = =8.228/4.05=2.03,min,G对液相负荷上限： = =36.05/20=1.8LAK,Vax,对液相负荷下限： = =20/9.25=2.16L,min,六筛板设计计算的主要结果：筛板塔设计计算结果项目 数值 项目
39、 数值气相流量 Vh，m 3/h 8228.87 堰上方液层高度 how，m 0.015液相流量 Lh，m 3/h 20.00 板上液层高度 hL，m 0.065实际塔板数 28 孔中心距 t，m 0.015塔板间距 HT，m 0.45 开孔率 ，%10.1塔径 D，m 2.0 开孔区面积 A0，m 2 0.2143溢流形式 单溢流 空塔气速 ，m/sGu0.938降液管形式 弓形 降液管中液体停留时间 6.65堰长 lw，m 1.40 稳定系数 k 2.03堰高 hw，m 0.05 液沫夹带 ，kg 液/kgGe气0.011七. 主要符号说明（略）八. 参考文献：1. 化工原理上下册（谭天恩
40、等编著）2. 化学工程手册第 13 篇气液传质设备3. Chemical Engineers Hand book4. 炼焦化学产品理化常数5. 饱和蒸气压数据：lg =Ai-Bi/(t+Ci) mmHg0iP式中 t：温度，- 20 -：饱和蒸气压，毫米工作汞柱0iPAi,Bi,Ci：同组分种类有关的常数组分名称 Ai Bi Ci甲苯 6.953 1344 219.4二甲苯 7.000 1463 214.76. 液体的物理性质同温度的近似关系：密度(kg/m3) 粘度 (CP) 表面张力(dyne/cm)性质组分 20t/20t/ 20t/甲苯 869 -0.978 0.586 -0.0035
41、 28.53 -0.113二甲苯 864 -0.875 0.687 -0.0042 28.99 -0.109结束语通过本塔的负荷性能图可以看出，操作线分别与液沫夹带线和漏液线相交，是以上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。若操作点位于操作区内的适中位置时可获得稳定良好的操作效果。但本塔的操作点偏于漏液线，在操作区偏下方。使塔的正常操作受到一定影响。可以通过减少塔板开孔率使漏液线下移，使操点位于操作区中心位置。提高塔的操作效果。精馏塔操作的基本要求是在连续定态和最经济的条件下处理更多的原料液，达到预定的分离要求或组分的回收率，即在允许范围内采用较小的回流比和比较大的再沸器传热量。所以在设计精馏塔的
42、过程中，必须保持精馏定态操作的条件如：塔压稳定;进、出塔系统的物料量平衡和稳定；进料组成和热状况稳定；回流比恒定；再沸器和冷凝器的传热条件稳定；塔系统与环境间散热稳定等 因此在设计当中就要考虑主要的因素来进行合理的设计。两周的化工原理课程设计，使我对于双组分连续精馏筛板塔的设计有了更深刻- 21 -的认识。在设计实践过程中，我收获了很多并有一种强烈的成就感。 首先，在于设计计算，参考课本所学理论知识，并联系生产实际情况，对设计有了整体性的把握。查找一些有关参数的时候，我通过很多途径参考并合理的运用到设计中。大量的计算也特别锻炼我们的计算能力及考验我们的认真程度。同时我对于精馏这章的熟悉也便于对化工生产更高层次的学习。其次，CAD 画图方面的能力也有了很大的进步，对各种画图工具的运用更加熟练自如。这项工作需要很强的毅力，甚至是通宵达旦的设计，这其中也感受到了设计工作的艰辛。 在老师的指导和同学之间相互交流中，我通过自己的努力认真完成了设计。也许设计的结果还有错误，设计的过程还存在不足，希望老师能多多指导给予宝贵意见。设计是实践的开始，相信这会是我以后学习和工作的动力。
