1、化工原理課程設計苯甲苯篩板塔分離目錄第一章 設計目的、要求以及內容- 4 -1.1化工原理課程設計的目的與要求- 4 -1.2化工原理課程設計的內容- 5 -1.3安排與要求- 5 -第二章 設計計算- 5 -2.1基礎數(shù)據(jù)的匯總- 5 - 2.1.1組分的物理性質- 6 - 2.1.2組分的飽和蒸汽壓- 6 - 2.1.3組分的氣液平衡數(shù)據(jù)（常溫）- 6 - 2.1.4純組分的表面張力- 6 - 2.1.5組分的液相密度- 6 - 2.1.6組分的液體粘度- 6 - 2.1.7常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)- 7 -2.2工藝設計計算- 7 - 2.2.1進料組成- 7 - 2.2.2物料衡算

2、- 8 - 2.2.3回流比的確定- 9 - 2.2.4理論塔板數(shù)的確定- 11 - 2.2.5實際塔板數(shù)的確定- 14 -2.3 精餾塔有關物性數(shù)據(jù)的計算- 15 - 2.3.1操作壓力計算- 15 - 2.3.2操作溫度的計算- 15 - 2.3.3平均摩爾質量計算- 15 - 2.3.4平均密度的計算- 16 - 2.3.5液體平均表面張力計算- 18 -2.4精餾塔體工藝尺寸的計算- 19 -2.4.1塔徑的計算- 19 -第三章 精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計算- 21 -3.1精餾塔有效高度的計算- 21 -3.2溢流裝置計算- 21 -3.3塔板布置- 22 -3.4篩板的流體力學

3、驗算- 23 -3.4.1塔板壓降- 23 - 3.4.2氣體通過每層塔板的液柱高度- 23 -3.4.3液沫夾帶量ev的驗算- 24 -3.4.4漏液的驗算- 24 -3.4.5液泛驗算- 24 -3.5塔板負荷性能圖- 24 -3.5.1 漏液線- 24 -3.5.2液沫夾帶線- 25 -3.5.3液相負荷下限線- 26 -3.5.4液相負荷上限線- 26 -3.5.5液泛線- 26 -第四章 板式塔得結構與附屬設備- 28 -4.1附件的計算- 28 -4.1.1接管- 28 -4.1.2冷凝器- 31 -4.1.3 再沸器- 31 -4.2 板式塔結構- 32 -第五章 熱量衡算- 3

4、3 -5.1熱量衡算- 33 -塔頂熱量- 33 -塔底熱量- 34 -第六章 設計結果匯總及參考文獻- 35 - 6.1設計結果一覽表- 35 - 6.2流程設計圖- 36 - 6.3精餾流程設計方案的確定- 37 - 6.4設計思路- 37 - 6.4.1精餾方式的選定- 38 - 6.4.2加熱方式- 38 - 6.4.3操作壓力的選取- 38 - 6.4.4回流比的選擇- 38 - 6.4.5塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質的選擇- 38 - 6.6.6板式塔的選擇- 38 -6.4 參考書目- 39 -第一章 設計目的、要求以及內容1.1化工原理課程設計的目的與要求 通過理論課的學習和

5、生產實習，學生已經掌握了不少理論知識和生產實際知識，對于一個未來的工程技術人員來說，如何運用所學的知識去分析和解決實際問題是至關重要的，本課程設計的目的也是如此。 化工原理是研究化工單元操作基本原理的一門專業(yè)技術基礎課，化工原理課程設計是化工原理課程之后的一個實際教學環(huán)節(jié)，通過本次課程設計，使學生初步掌握化工單元操作設計的基本程序和方法，提高度查閱技術資料、國家技術標準的能力，能夠正確的選用公式進行計算和設計，強化工程意識，進一步培養(yǎng)學生綜合運用所學知識以及解決實際問題的能力。 化工原理課程設計是化工以及其他理工科專業(yè)的學生在校期間第一次進行的設計，要求每個同學獨立完成一個實際裝置（本次設計為

6、精餾塔裝置）的設計，設計中應應對精餾原理、操作、流程及設備的結構、制造、安裝、檢修進行全面的考慮，最終以簡潔的文字、表格及圖紙把設計表達出來。本次設計是在老師的指導下，由學生獨立進行的設計。因此，對學生的獨立工作能力和實際工作能力是一次很好的鍛煉機會，是培養(yǎng)化工技術人員的一個重要環(huán)節(jié)。通過設計，學生應培養(yǎng)和掌握：1、 正確的設計思想和認真負責的設計態(tài)度。 設計應結合實際進行，力求經濟、實用、可靠和先進。 設計應對生產負責。設計中的每一數(shù)據(jù)，每一筆一劃都要準確可靠，負責到底。2、 獨立的工作能力及靈活運用所學知識和分析問題解決問題的能力。 設計由學生獨立完成，教師只起到指導作用，學生在設計中碰到

7、問題和教師進行討論。教師只是做提示和啟發(fā)，由學生自己去解決問題，指導教師在原則上不負責檢查結果的準確性，學生應自己負責計算結果的準確性，可靠性。 學生可以在設計中可以相互討論，但不能照抄，為了更好的了解和檢查學生獨立分析問題和解決問題的能力，設計的最后階段安排有答辯環(huán)節(jié)，若答辯不通過，則設計不能通過。3、 精餾裝置設計的一般辦法和步驟。4、 正確運用各種參考資料。合理選用各種經驗公式和數(shù)據(jù)。 由于所用的資料不同，各種經驗公式和數(shù)據(jù)可能會有一些差別。設計者應可能的了解這些公式、數(shù)據(jù)的來歷、實用范圍，并能正確的運用。 設計鉛，學生應該詳細閱讀設計指導書，任務書，明確設計目地、任務及內容。設計中安排

8、好自己的工作，提高效率。1.2化工原理課程設計的內容 1、選擇流程，畫流程圖。 2、做物料衡算，列出物料衡算表。 3、確定操作條件（壓力、溫度）。 4、選擇合適的回流比，計算理論板數(shù)。 5、做熱量衡算，列出熱量衡算表。 6、選擇換熱器，計算冷卻介質及加熱介質用量。 7、完成塔板設計。 8、編寫設計計算說明書。1.3安排與要求設計進行一周，大致可以分為以下幾個階段：1、 準備（一天）教師介紹有關課程設計的情況，下達設計任務書。學生應詳細閱讀設計任務書，明確設計目的、設計任務、設計內容及設計步驟。安排好今后兩周的工作。2、 設計計算階段（四五天）按設計任務及內容進行設計計算，有時甚至需要對幾個不同

9、的方案進行設計計算，并對設計結果進行分析比較，從中選擇較好的方案。計算結束后編寫出設計計算說明書。設計計算說明書應包含：目錄、設計任務書、流程圖、設計計算、計算結果及所引用的資料目錄等。設計計算說明書除了有數(shù)字計算之外還應有分析，只有數(shù)字計算，而無論述分析，這樣的設計是不完整的，也是不能通過的。設計部分應列出計算式，代入數(shù)值，計算結果。計算結果應有單位。說明書一律用A4紙寫，文字部分要簡練，書寫要清楚。說明書要標上頁碼，加上封面，裝訂成冊。3、 答辯（一天）答辯安排在最后一天進行。答辯前學生應將設計計算說明書裝訂成冊，連同計算機輔助計算一起交給教師。答辯時學生先簡要匯報一下自己的設計工作，然后

10、回答教師提出的問題。第二章 設計計算2.1基礎數(shù)據(jù)的匯總2.1.1組分的物理性質表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甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.72.1.2組分的飽和蒸汽壓表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.02.1.3組分的氣液平衡數(shù)據(jù)（常溫）表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.185

11、9095100105110.6液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.262002.1.4純組分表面張力表4 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.32.1.5組分的液相密度表5 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/8148098058017917917787807637682.1.6組分液體粘度表6 液體粘度µ溫度()80901001

12、10120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2282.1.7常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)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y110.560.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.39

13、0.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.2 工藝設計計算2.2.1進料組成 操作壓力： 處 理 量： 進料組成： 餾出液組成： （質量分率）釜液組成： （質量分率）塔頂全凝器 回流比： 加料狀態(tài)： 泡點進料單板壓降： 全塔效率： 2.2.2物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯 的物質的量：甲苯的物質的量：

14、 （2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量：（3）物料衡算解： 帶入 解得：2.2.3 回流比的確定t/80.1859095100105110.6101.33116.9135.5 155.7179.2204.2240.040.046.054.0 63.374.386.0101.33x/摩爾分數(shù)1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y/摩爾分數(shù)1.0000.9000.7770.6330.4560.2620 圖1因此根據(jù)上圖可知：塔頂：即當 已知該圖的曲線方程為： 所以有： 所以查表可知： 塔底; 同理得 所以查表可知 即 平均相對揮發(fā)度： 進料溫度（泡點溫度）： 進料狀

15、態(tài)由五種，即過冷液體進料（),飽和液體進料（），氣液混合進料()和過熱蒸汽進料()，本設計選用的為泡點進料，故。則可知。 由以上兩式可得 所以確定回流比為 2.2.4 理論塔板數(shù)的確定（1） 圖解法上表表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y110.560.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791

16、.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 根據(jù)上圖繪制氣液平衡圖，并做出苯-甲苯物系的精餾分離理論塔板數(shù)。 圖2 通過作圖可知理論塔板數(shù)為16塊，其中精餾段有8塊，提餾段有8塊。（2） 逐板計算法 .式2.2.5實際塔板數(shù)的確定 2.3 精餾塔有關物性數(shù)據(jù)的計算2.3.1操作壓力計算 塔頂操作壓力（

17、絕對）P 4 + 101.3 kPa=105.3kpa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力105.3+0.7×14114.4 kPa塔底操作壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力2.3.2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塔底溫度精餾段平均溫提餾段平均溫度2.3.3平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由,代入相平衡方程得進料板平均摩爾質量計算 已知0.36，由上面理論板的算法，得0.536塔底平均摩爾質量計算由,由相平衡方程，得精餾段平均摩爾質量 提餾段平均摩爾質

18、量2.3.4平均密度計算 上表表5 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768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 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，根據(jù)內差法查手冊得 塔頂液相的質量分率 進料板液相平均密度的計算 由，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，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 2.3.5液體平均表面張力計算 依下式計算上表表4 純組分的表面張力溫

19、度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3（1） 對于塔頂： 故查上表可知 （2） 對于進料板： 故查上表可知 （3） 對于塔底： 故查上表可知 （4）精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力： 2.4精餾塔體工藝尺寸的計算2.4.1塔徑的計算（1）精餾段的氣液體積流率為 （由式）由史密斯關聯(lián)圖查取，圖的橫坐標為 取板間距HT=0.4m 板上液層高度hL=0.06m HT -hL=0.4 -0.06=0.34m查得史密斯關聯(lián)圖到 取安全系數(shù)為0.7，則空塔速度為 塔徑 按標準塔徑圓整為 （2）提餾段氣液相體

20、積流率計算 其中的查史密斯關聯(lián)圖，圖的橫坐標為取板間距HT=0.4m 板上液層高度hL=0.06m HT -hL=0.4 -0.06=0.34m查史密斯關聯(lián)圖得到取安全系數(shù)為0.7，則空塔速度為塔徑 按標準塔徑圓整為 根據(jù)上述精餾段和提留段塔徑的計算，可知全塔塔徑為截面積 實際空塔氣速 第三章 精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計算3.1精餾塔有效高度的計算 在進料板上方開一個小孔，氣高度為0.8m故精餾塔的有效高度為 3.2溢流裝置計算因，可采用單溢流弓型降液管，采用凹形受液盤，不設進口堰，各項計算如下：（1）溢流堰長 (2) 溢流堰高度 選平直堰，堰上液高度為，近似取E=1， 取板上清液層高度 故

21、 (3)弓形降液管的寬度與降液管的面積由 查弓型降液管圖 得 Wd/D=0.148，Af/AT=0.085故 計算液體在降液管中停留時間 故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速，依下式計算降液管底隙高度h0 故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤 深度3.3塔板布置（1）塔般的分塊因，故塔板采用分塊式。由文獻查表得，塔板分為4塊。（2）邊緣區(qū)寬度確定 取。（3）開孔區(qū)面積計算 其中：故 （4）篩孔數(shù) n 與開孔率 本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取 孔中心距為 取篩孔的孔徑 d0=5mm塔板上篩孔數(shù)目為 塔板開孔區(qū)的開孔

22、率 開孔率在5-15%范圍內，符合要求。氣體通過篩孔的氣速 3.4篩板的流體力學驗算3.4.1塔板壓降（1） 干板阻力計算： 干板阻力，由查文獻圖得 液柱（2）氣流穿過板上液層的阻力hl計算查文獻（1）中5-11，得。 故 液柱（3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力 液柱3.4.2氣體通過每層塔板的液柱高度 氣體通過每層塔板的壓降為 （設計允許值）（4）液面落差 對于篩板塔液面落差很小，但本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略。3.4.3液沫夾帶量ev的驗算塔板上鼓泡層的高度液kg氣<0.1 kg液/kg氣ev在本設計中在允許范圍內，精餾段在設計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。3.

23、4.4漏液的驗算對篩板塔，漏夜點氣速為 實際孔速 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 該值大于1.5，符合設計要求。故本設計中精餾段在設計負荷下無明顯漏液。3.4.5液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度苯-甲苯物系屬一般物系，取，則而 板上不設進口堰，則液柱<0.198m故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.5塔板負荷性能圖3.5.1 漏液線由 得 則 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結果見下表3-1 Ls,0.00050.00100.00300.0045Vs，0.2260.2290.2380.243 表10 3-1由上表數(shù)據(jù)可做出漏液線13.5.2液沫夾帶線取霧沫夾

24、帶極限值 依式 式中 即 故 則 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結果見表3-2： Ls，0.00050.00150.00300.0045Vs，2.2772.1872.085 1.999 表11 3-2由上表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線23.5.3液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上層高度作為最小液體負荷標準。 取 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。3.5.4液相負荷上限線 取作為液體在降液管中的停留時間的下限則 據(jù)此可作出與氣體流量VS無關的垂直線，液相負荷上限線4。3.5.5液泛線令 由 故 即 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結果見下

25、表3-3Ls，0.00060.00150.0030.0045Vs，4.9924.7414.3924.07表表12 3-3由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 根據(jù)以上方程可作出篩板塔的負荷性能圖。精餾塔負荷性能圖見圖31圖31.在負荷性能圖上，作出操作點，與原點連接，即為操作線。2.從塔板負荷性能圖中可看出，按生產任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設計合理。3.因為液泛線在液沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由液沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。4.按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限Vsmax=2.15 m3/s,氣相負荷下限Vsmin=0.69

26、m3/s，所以可得故操作彈性為塔板的這一操作彈性在合理的范圍(35)之內，由此也可表明塔板設計是合理的。第四章 板式塔得結構與附屬設備4.1附件的計算4.1.1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。 則體積流量 管內流速則管徑 取進料管規(guī)格65×5.5 則管內徑d=65mm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40×2.5 則管內直徑d=40mm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)

27、格430×12 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 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54×2.5 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80×4.5 則實際管徑d=80mm塔頂蒸汽接管實際流速4.1.2冷凝器塔頂溫度 冷凝水t1=20 t2=30 則 由 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4.1.3 再沸器塔底溫度

28、用t0=135的蒸汽，釜液出口溫度t1=112則 由 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4.2 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。 塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長時間（

29、易結焦物料可縮短停留時間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取 （3） 人孔 一般每隔68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450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。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12.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m第五章 熱量衡算5.1熱量衡算即第一章表2苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.6336

30、3318.57塔頂熱量其中 則: 苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: 蒸發(fā)潛熱 塔底熱量其中 則: 苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: 蒸發(fā)潛熱 第6章 設計結果匯總及參考文獻篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。它的出現(xiàn)僅遲于泡罩塔20年左右，當初它長期被認為操作不易穩(wěn)定，在本世紀50年代以前，它的使用遠不如泡罩塔普遍。其后因急于尋找一種簡單而價廉的塔型，對其性能的研究不斷深入，已能作出比較有把握的設計，使得篩板塔又成為應用最廣的一種類型。6.1設計結果一覽表 表13項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強PmkPa109.85119.65各段平均溫度tm88.73103.31平均流量

31、氣相VSm3/s0.5300.509液相LSm3/s0.00140.00315實際塔板數(shù)N塊1414板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm11.211.2塔徑Dm11空塔氣速um/s0.8210.722塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.680.68堰高hwm0.04910.0491溢流堰寬度Wdm0.20.2管底與受業(yè)盤距離hom0.02060.0767板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm1515孔數(shù)n個40204020開孔面積m20.1850.185篩孔氣速uom/s13.3513.35塔板壓降hPkPa0.09480.0948

32、液體在降液管中停留時間s7.097.09降液管內清液層高度Hdm0.1210.121霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.007320.00657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·maxm3/s2.15氣相最小負荷VS·minm3/s0.69操作彈性3.126.2流程設計圖 圖4板孔分布形式圖 圖5 流程設計圖6.3精餾流程設計方案的確定本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用氣液混合物進料，將原料液通過預熱器加熱至溫度后送入精餾塔內。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

33、部分作為塔頂產品冷卻后送至儲罐。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1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。流程參見上圖。6.4設計思路在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。精餾方式的選定本設計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，能小于間歇精餾過程，易得純度高的產品。加熱方式 本設計采用間接蒸汽加熱，加熱設備為再沸器。本設計不易利用直接蒸汽加熱，因為直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一