化工原理课程设计说明书刘姮希剖析

课程设计说明书
课程名称：化工原理课程设计专业：环境工程
班级： 14600501
学生姓名：刘姮希
指导教师姓名：王琪
能源与水利学院
摘要
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，本设计按照设计方案的确定，全塔物料衡算，塔板数的确定，精馏塔工艺条件和工艺尺寸的计算，塔板主要工艺尺寸的计算，得到理论塔板数为 13 块，回流比为 2.5，实际塔板数是 26 块，进料位置为第 11 块，通过筛板流体力学的验算等步骤，证明各指标数据均符合标准。

在此设计中，对全塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。

关键词：筛板塔;苯-甲苯;精馏塔设计
Abstract
Distillation is the separation of liquid mixture (contain liquefied gas mixture) one of the most common unit operation, in the chemical industry, oil refining, is widely used inpetrochemical industry. This design according to the determination of design scheme, thematerial balance, the determination of plate number column process conditions and the size of the calculation, the plate of main technological size calculation, get the theoretical plate number is 13 pieces, reflux ratio is 2.5, the actual plate number is 26 pieces, feeding position for 11 pieces, through the sieve plate of steps, such as fluid mechanics calculation prove that the index data are up to the standard. In this design, has carried on the material balance of the whole tower, the design process is normal, operation right.
Keywords: Sieve plate tower; Benzene-toluene; Rectification tower design
目录
摘要 (I)
Abstract (II)
1 设计方案的确定 (1)
1.1 设计原始数据 (1)
1.2 设计方案的确定 (1)
2 精馏塔的物料衡算 (5)
2.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数 (5)
2.2 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 (5)
2.3 物料衡算 (5)
3 塔板数的确定 (6)
3.1 最小回流比
R的确定 (6)
min
3.2 理论板层N T的求取 (6)
3.3 实际板层数的求取 (8)
4.1 操作压力计算 (9)
4.2 操作温度计算 (9)
4.3 平均摩尔质量计算 (9)
4.4 平均密度计算 (10)
4.5 液体平均表面张力计算 (10)
4.6 液体平均黏度计算 (11)
5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)
5.1 塔径的计算 (12)
5.2 精馏塔有效高度计算 (13)
6 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)
6.1 溢流装置计算 (15)
6.2 塔板布置 (16)
6.3 开空区面积计算 (17)
6.4 筛孔计算及其排列 (17)
7 筛板的流体力学验算 (18)
7.1 塔板压降 (18)
7.2 液面落差 (19)
7.3 雾沫夹带量 (19)
7.4 漏液 (20)
7.5 液泛 (20)
8 塔板负荷性能图 (22)
8.1 漏液线 (22)
8.2 液沫夹带线 (22)
8.3 液相负荷下限线 (23)
8.4 液相负荷上限线 (24)
8.5 液泛线 (24)
9. 总结 (28)
致谢 (30)
参考文献 (31)
1 设计方案的确定
1.1 设计原始数据
1.处理量：3800kg/h
2.料液组成（质量分数）：0.38
3.塔顶组成（质量分数）：0.96
4.塔底组成（质量组成）：0.02
5.操作压力（kPa）：4
6.进料热状况：自选
7.回流比：自选
8.单板压降：0.7kPa
9.全塔效率E T（％）：50
1.2 设计方案的确定
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。

设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。

其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
(１)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：
(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(２) 操作弹性较小(约2～3)。

(３)小孔筛板容易堵塞。

下图是苯-甲苯筛板塔的简略图：
图1.1 苯-甲苯筛板塔示意图
表1.1 苯和甲苯的物理性质
项目 分子式 分子量M
沸点（C 0
）
临界温度t C
（C 0
）
临界压强P C （kPa ）
苯A C 6H 6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B
C 7H 8
92.13
110.6
318.57
4107.7
表1.2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度C 0
80.1 85 90 95 100 105 110.6 0
A P ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 0
B P ，kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
240.0
表1.3 常温下苯—甲苯气液平衡数据
温度C 0
80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
表1.4 纯组分的表面张力
温度C 0
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1.5 组分的液相密度
温度(C 0
)
80 90 100 110 120 苯,kg/3m 814 805 791 778 763 甲苯,kg/3m
809
801
791
780
768
表1.6 液体粘度µ
温度(C 0
)
80 90 100 110 120 苯（s mPa ⋅）
0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯（s mPa ⋅）
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
2 精馏塔的物料衡算
2.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量 M A =78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 M B =92.13kg/kmol
0.4790.56/92.13
0.44/78.110.44/78.11
x F =+=
0.960.05/92.130.95/78.110.95/78.11
x D =+=
0.0120.99/92.13
0.01/78.110.01/78.11
x =+=
W
2.2 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
M F =0.479×78.11+（1—0.479）×92.13=85.415kg/kmol M D =0.96×78.11+（1—0.96）×92.13=78.67kg/kmol M W =0.012×78.11+（1—0.012）×92.13=91.96kg/kmol
2.3 物料衡算
原料处理量 F=
85.415
4000
=45.44kmol/h 总物料衡算 F=D+W 即45.44=D+W
苯物料衡算 w D F x W x D x F ⋅+⋅=⋅ 即 45.44×0.479=0.96D+0.012W 联立求得D=22.38kmol/h W=23.06kmol/h
3 塔板数的确定
3.1 最小回流比min R 的确定
已知F x =0.479，D x =0.96，w x =0.012，q=1，α=2.47 当q=1时，F e x x =
0.6940.479
1)-(2.4710.479
2.471)x -(α1αx y F F e =⨯+⨯=+=
苯-甲苯为理想溶液，在最小回流比时，精馏段操作线的斜率为1
R R x x y x min min
e D e D +=
-- 最小回流比 1.2370.479
0.6940.694
0.96x x y x R e D e D min =--=--=
苯-甲苯属易分离物系，最小回流比较小，故在本设计中操作回流比取最小回流比的1.8倍。

2.231.2371.81.8R R min =⨯==
3.2 理论板层N T 的求取
相平衡方程 n
n
n 1)x -(α1αx y +=
或 ()n
n
n n n 1.47y 2.47y y 1ααy x -=
--= 精馏段操作线
0.2610.738x 1
2.230.96
x 12.232.231R x X 1R R y n n D n 1n +=+++=+++=
+ 提镏段操作线
1)
q 因(x 1)D (R D
F x 1)D (R F RD y n 1n =+--++=
+w
=
w n x 1
R 1
F/D x 1R F/D R +--++
式中 2.030.012
0.4790.012
0.96x x x x D F W F W D =--=-
-=
代入可得 0.00481.404x 0.0121
2.231
2.03x 12.232.032.23y n n 1n -=⨯+--++=
+
泡点进料 q=1, 0.479x x F q == 第一块塔板上升的蒸气组成
96.0x D 1==y 从第一块板下降的液体组成由相平衡方程求取
0.90670.961.472.470.961.47y 2.471y x 11=⨯-=-=
由第二块板上升的气相组成用精馏段操作线方程求取
0.2610.738x y 12+==0.93010.2610.90670.738=+⨯ 第二块板下降的液体组成 0.84350.9301
1.47
2.470.9301
x 2=⨯-=
由此反复计算
0.88350.2610.84350.738y 3=+⨯=
0.7543
0.88351.472.470.8836
x 3=⨯-=
同理求得
0.8177
y 4=
0.6449 x 4=
0.7369y 5= 0.5314x 5= 0.6532y 6= 0.4326 x 6=
0.4790.4326x 6<=
因q 6x x <，第6块板上升的气相组成是由提馏段操作线方程计算，
7y =0.43780.0048
1.404x 6=-
第七块板下降的液体组成
0.31500.53181.472.470.5318
x 7=⨯-=
同样 0.43780.00990.31500.7494y 8=-⨯= 0.23970.4378
1.47
2.470.4378
x 8=⨯-=
由此反复计算 0.3307y 9=
0.1667x 9= 0.2270y 10= 0.1063
x 10= 0.1411
y 11= 0.0624x 11= 0.0787y 12= 0.0334x 12=
0.0376y 13= 0.0156x 13=
w
14x 0.0118x <=
所需总理论塔板数为14块，第6块加料，精馏段需5块。

3.3 实际板层数的求取
精馏段实际板层数 10/0.5N 精==
提馏段实际板层数 18
9/0.5N 提==
4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据
4.1 操作压力计算
塔顶操作压力 105.3kPa 4101.3p d =+= 每层塔板压降
0.7kPa
ΔP =
进料板压力 112.3kPa 100.7105.3p F =⨯+= 精馏段平均压力 108.8kPa 112.3)/2(105.3p m1=+=
4.2 操作温度计算
根据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。

计算结果如下： 塔顶温度 ℃82.1t D =
进料板温度 ℃94.001t F =
精馏段平均温度 C 88.058/2）94.001(82.1t m ︒=+=
4.3 平均摩尔质量计算
1.塔顶平均摩尔质量计算 已知0.96y x 1D ==
0.9070x 1=
ol 78.67kg/km 92.130.96)(178.110.96M V D m =⨯-+⨯= ol 79.41kg/km 92.130.907)(178.110.907M =⨯-+⨯=LD m 2.进料板平均摩尔质量计算 已知 0.687y 6=
0.47x 6=
ol 82.50kg/km 92.130.687)(178.110.687M V Fm =⨯-+⨯= ol 85.54kg/km 92.130.47)(178.110.47M =⨯-+⨯=LFm 3.精馏段平均摩尔质量
ol 80.59kg/km 82.50)/2(78.67M V m =+= ol 82.48kg/km 85.54)/2(79.41M =+=Lm
4.4 平均密度计算
（1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 32.92kg/m
）
88.058273.15（8.31480.59108.8RT M P ρm Vm m Vm =+⨯⨯==
（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 i i /ρΣa 1/ρ= 塔顶液相平均密度的计算： 由℃ 82.1t D =，由共线图得
3807.9kg/m ρ,3812.7kg/m ρB A ==
3812.5Kg/m 0.04/807.9
0.96/812.71
ρ=+=
LDm
进料板液相平均密度的计算： 由℃ 94.001t F =，由共线图得
3793.5kg/m ρ,3815.6kg/m ρB A ==
进料板液相的质量分数为
0.430
92.13
）0.47-178.110.4778.11
0.47a A =⨯+⨯⨯=
（ 3858025
79343001681543001
kg/m ..）/.-（./.ρLFm =+=
精馏段液相平均密度为
3
807.68kg/m 802.85)/2(812.5ρ=+=Lm
4.5 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算：
i i σΣx σ=Lm
塔顶液相平均表面张力的计算： 由℃ 82.1t D =,由共线图得
21.42mN/m
σ21.24mN/m,σB A == 21.25mN/m 21.420.96）-（121.240.96σ=⨯+⨯=LD m 进料板液相平均表面张力的计算： 由℃ 94.001t F =，由共线图得 20.6mN/m
σ20.35mN/m,σB A == m 20.4825mN/20.60.53）-（120.350.47σ=⨯+⨯=LFm 精馏段平均表面张力为
20.87mN/m 21.25)/2(20.4825σ=+=Lm
4.6 液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即 ∑==n
1
i μx μi i L,m
塔顶液相平均黏度的计算： 由℃ 82.11t D =,由共线图得
s 0.3057mpa μs,0.3019mpa μB A ⋅=⋅=
s 0.3020mpa 60.04lg0.3020.96lg0.30μ⋅=+=LD m 进料板液相平均黏度的计算： 由℃ 94.001t F =，由共线图得
s 0.308mpa μs,0.268mpa
μB A ⋅=⋅= s 0.289mpa 80.53lg0.3080.47lg0.26μ⋅=+=LFm 精馏段平均黏度为
s 0.296mpa 0.289)/2(0.3020μ⋅=+=Lm
5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1 塔径的计算
精馏段的气液相体积流量为
/s 0.554m 2.92
360080.5980.463600ρVM V 3
Vm Vm S =⨯⨯==
/s 0.0014m 807.68
360082.4849.913600ρLM L 3
S =⨯⨯==
Lm Lm
V V
max ρρρC
u -=L
式中C 由式V V
max ρρρC
u -=L 计算其中的C 20由图5-1查去 图的横坐标为
0.042
2.92807.6836000.55436000.0014
ρρV L 0.5
0.5
V h
h =⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛L
假设塔板间距0.40m H T =，取板上液层高度0.06m h =L ， 故0.34m 0.060.40h H T =-=-L ；
如图5.1，可得C 20数据，C 20=0.072
0.071
8650.07094066]
))(lnL 0.43196H 0.49123H 0.08307H 0.07291()lnL 1.3212H 1.39H 0.079H 0.474675(6.4695H 5.5496H 1.6562H 4.531exp[C 2V 32V
3
23220≈=+-+-++-+-+-++-=0.2
20σ20
C C ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L 0.072320.41200.0723C 0.2
=⎪⎭
⎫ ⎝⎛=
1.2
2.92
2.92
-807.680.0723ρρρC u V V max =⨯=-=L
图5.1 Smith 法初估塔径图
取安全系数为0.7，则空塔气速为 0.84m/s 1.20.70.7u u max =⨯== 0.908m 0.84
3.140.544
4πu 4V D s =⨯⨯==
按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为 22
2T 0.7854m 14
πD 4πA =⨯==
实际空塔气速为0.693m/s
0.785
0.544
u ==
5.2 精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度为 3.6m 0.41）-（10H 1）-（N
Z T 精
精=⨯==
提馏段有效高度为
6.8m 0.41)(18H 1）-（N
Z T 提
提=⨯-==
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 。

故精馏塔的有效高度为
11.2m 0.86.83.60.8Z Z Z 提精=++=++=
6 塔板主要工艺尺寸的计算
6.1 溢流装置计算
因塔径D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下。

对精馏段： （1）堰长0.8）.
~（0.6l =W
取0.66m 1.00.660.66D l =⨯==W （2）溢流堰高度W h OW L W h h h -=
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由式2/3
)l L E(10002.84h w
OW =
计算，
对于液流收缩系数E ，可由图6.1查得，对于一般情况可取E=1，对计算结果影响不大。

图6.1 液流收缩系数图
取E=1,即 0.011m )0.66
36000.0014(110002.84)l L E(10002.84h 2/3
2/3=⨯⨯⨯==
w OW 取板上请液层高度60mm h =L ，则 0.049m 0.0110.06h =-=W （3）弓形降液管宽d W 和截面积f A
由
0.66D
l =w
，查表弓形宽度和面积（化工工艺设计手册P 488），得
0.124D
W 0.0722,A A d T f
== 故 2
T f 0.0567m 0.7850.0722
0.0722A A =⨯== 0.124m 1.00.1240.124D W d =⨯== 依式s
T
f L H A τ=
验算液体在降液管中的停留时间，即 5s 16.2s 0.0014
0.400.05673600L H 3600A θh T
f >=⨯⨯==
故降液管设计合理 （4）降液管底隙高度0h '0
u 3600l L h s 0w =
取0.08m/s u '
0=，则 0.0267m 0.08
0.660.0014
h 0=⨯=
0.006m 0.022m 0.0270.049h h 0>=-=-w 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度50mm h '
w =
6.2 塔板布置
（1）塔板的分块
因D>800mm ，故塔板采用分块式。

查表6.2单溢流型塔板分块数得，塔板分为3块。

表6.2 单溢流型塔板分块数
塔径/mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2200-2400 塔板分块数
3
4
5
6
（2）边缘区宽度计算
取0.035m W 0.065m,'W W c s s ===
6.3 开空区面积计算
开孔区面积a A 按式)r
x
arcsin 180πr x r 2(x A 22
2
a +-=计算， 其中 0.311m 0.065)(0.1242
1
）W （W -2
D
x S d =+-=
+= 0.465m 0.0352
1
W -2D r c =-==
故2
2
2
2
a 0.532m )0.465
0.311arcsin 1800.4653.140.3110.4652(0.311A =⨯+-=
6.4 筛孔计算及其排列
本例所采用的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=的碳钢板，取筛孔直径5mm 0
d =。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
15mm 533d t 0=⨯==
对于精馏段： 筛孔数目n 为 273120.015
1.5321.155t 1.155A n 2
a
=⨯==
开孔率为 10.1%）0.015
0.005（0.907d t 0.907A A 2
20a 0=⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛==
ϕ 气体通过筛孔的气速为 10.31m/s
0.532
0.1010.544A V u 0s 0=⨯==
7 筛板的流体力学验算
7.1 塔板压降
对于精馏段： （1）干板压降c h 计算
干板压降c h 由式)ρρ
(2)c u 0.051(h v o 0c L
=计算
由 1.675/3/δd 0==，查图7.1得，0.772c 0=，故
图7.1 干筛孔的流量系数
0.0329m 液.)807.68
2.92
()0.77210.31(
0.051h 2c =⨯⨯= （2）液层有效阻力l h 计算 即 h L =βh L
U a =0.761m/s 0.0567
0.7850.554
A A V u f T s a =-=-=
)m /(s 1.3kg 2.920.761ρu F 2
12
1g 00∙=⨯== 查图得β=0.61 故
h L =βh L =β（h W +h ow ）=0.61*（0.047+0.013）=0.0366m 液柱
图7.2 有效液层阻力h L
（3）液体表面张力的阻力p h
0.0021m 液.0.005
9.81807.6831020.874gd ρ4σh 0L σ=⨯⨯-⨯⨯==L
气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按下式计算，即 0.071m 液.0.00210.03660.0329h h h h σc p =++=++=l 气体通过每层板的压降
△P p =h p ρL g=0.071×807.68×9.81=563pa<0.7kpa
7.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，其本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差 的影响。

7.3 雾沫夹带量
对于精馏段：
0.15m
0.062.52.5h h f =⨯==L
0.69030.0408
0.78540.514
A A V u f T s g =-=-=
0.1kg 液.1kg g 汽0.014kg 液.0)0.150.400.853(1020.41105.7e 0.15m 故
0.062.52.5h h 3.2
)h H u (σ105.7e 3.2
3
6V f f
T a -6
v <=-⨯⨯⨯==⨯==-⨯=--L L
故在本设计中雾沫夹带量v e 在允许范围内
7.4 漏液
对筛板塔，漏液点气速u 0，min 可由式计算
6.005m/s
2.92
807.68
0.0021)0.060.13(0.00560.7724.4/ρ)ρh 0.13h (0.00564.4c u V σ0o ，，mi =⨯-⨯+⨯⨯=-+=L L 实际孔速omin 0u 11.56/s u >=。

稳定系数为 1.51.936.005
11.56
u u K omin 0>===
故在本设计中无明显漏液。

7.5 液泛
对于精馏塔：
为防止塔内发生液泛，降液管内液面高度d H 应服从式)h (H H T d
w +≤ϕ
的关系，
苯-甲苯物系属一般物系，取0.5=ϕ，则
0.2240.047)(0.400.5)h （ΗΤ=+⨯=+W ϕ而
d p d h h h H ++=l
板上不设进口堰h d 可由式计算，即 H d =0.153(u 0`)2=0.153×0.0082=0.001m 液柱 H d =0.08+0.06+0.001=0.141m 液柱
)
h (H H T d
w +≤ϕ
故在本设计中不会发生液泛现象。

8 塔板负荷性能图
8.1 漏液线
对于精馏段：
由 v L L 0omin /ρh σσh （0.13(0.00564.4c u -+= 0
min s,omin A V u =
ow w L h h h += 0.05m h =w
32
s
3
2
s 0.9377L
)w
l
3600L E(10002.84h ==ow
得 v σh 0
0min s,/ρρh -2/3)l L E(10002.84h 0.130.0056A 4.4c V L w w ⎭
⎬⎫⎩⎨⎧⎥⎦⎤
⎢⎣⎡+
+= 整理得 2/3
s
min s,31.42L 2.640.1825V +=
在操作范围内，任取几个s L 值，计算结果列于表8.1。

表8.1 s V 计算结果
13s s /m L -⋅ 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 13s s /m V -⋅ 0.319
0.298
0.298
0.309
由上表数据即可作出漏液线1.
8.2 液沫夹带线
对于精馏段：
取0.1e v =kg 液/kg 气为限，求V s
-Ls 关系如下
3.2
f T a L -6v )h H u )(σ105.7(e -⨯=s s f
T s a 1.373V 0.04056780.785V A A V u =-=-=
)h 2.5(h 2.5h h f ow w L +== 0.049m h =w 2/3
s 2/3s 0.88L )0.66
3600L (110002.84h =⨯⨯=
ow 故 2/3
s f 2.2L 0.1225h += 2/3
s f T 2.2L 0.2165h H -=-
0.1)2.2L 0.21651.373V (1020.87105.7e 3.22/3s s
3
--6v =-⨯⨯⨯= 整理得 2/3
s
s 10.07L 1.29V -= 在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表8.3.
表8.3 s V 计算结果
由上表数据可作出雾沫夹带线2。

8.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度0.006m h =ow 作为最小液体负荷标准。

由公式
3
2
s 32
0.9377L )l s 3600L E(10002.84h ===w
ow
，取E=1,则
0.006m )0.6
3600L (110002.84
h 2/3s =⨯⨯=
ow 13s s /m L -⋅ 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 13s s /m V -⋅
1.1386
1.0545
0.9840
0.9210
/s 0.0056m 3600
0.66）2.8410000.006（L 323
min
s,=⨯⨯=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.
8.4 液相负荷上限线
以4s θ=作为液体在降液管中停留时间的上限，由式4L H A θs
T
f ==得 /s 30.00567m 4
0.40.0567θH A L T f smax =⨯==
据此可作为与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

8.5 液泛线
对于精馏段：
)
h (H h h h H T p d d w l +=++=ϕ
σc p h h h h ++=l L L βh h =
联立的ow w L h h h +=
σd c w
T h h h 1））
（β1））
-β-（H ++++=+ow
ϕϕ
忽略h σ将h ow 与L s ，h d 与L s ，h c 与V s 的关系式代入上式并整理的
3
2
S 2
s 2
s d`L c`L b`a`V --=式中
3
2
2
0w T L V
2
00)
l 3600β)(E(13102.84d`)h (l 0.153c`1)h β(H b`)ρρ()c (A 0.051a`w
w +-⨯==
--+==
ϕϕ
将有关数据带入的
0.107)807.68
2.92
(0.772)0.532(0.1010.051a`2
=⨯⨯=
1.421
)0.66
36000.61)((11102.84d`343.010.032)
(0.660.153
c`0.148
0.0471）-0.61-（0.50.400.5b`3
2
3
2
=+⨯⨯⨯==⨯=
=⨯+⨯=-
整理得，2
s 2/3s 2
s 343.01L 1.421L 0.1480.107V --=
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表8.5。

表8.5 s V 计算结果
1.s 3/m L s - 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 1.s 3/m V s -
1.096
1.038
0.978
1.135
由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图8.1所示。

图8.1 精馏段筛板塔负荷性能
(1-漏液线;2-雾沫夹带线;3-液相负荷下限线;4-液相负荷上限线;5-液泛线;6-操作线)
对于精馏段：
在负荷性能图上，作出操作点A （0.00136,0.514），连接0A ，即作出操作线。

由图可看出，该筛板塔的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。

由图8.1查得
/s 30.317m V /s,31.075m V min s,max s,==
故操作弹性为
3.3910.317
1.075
V V min
s,max S,==
9. 总结
本筛板塔设计各项数据均符合要求，设计可行。

表9.1为本设计筛板塔主要参数。

表9.1筛板塔主要参数
项目符号单位
计算数据
精馏段提馏段
各段平均压强P m kPa 108.8 117.9 各段平均温度t m℃90.39 107.73
平均流量气相V S m3/s 0.5140.497液相L S m3/s 0.001360.00286
实际塔板数N 块10 16 板间距H T m 0.40 0.40 塔的有效高度Z m 3.6 6 塔径 D m 1 1 空塔气速u m/s 0.660.643塔板液流形式单流型单流型
溢流装置设计溢流管型式弓形弓形堰长l w m 0.6 0.6堰高h w m 0.05 0.06溢流堰宽度W d m 0.1 0.1管底与受业盘
距离
h o m 0.0283 0.0596
板上清液层高度h L m 0.060.06孔径d o mm 5.0 5.0
孔间距t mm 17.5 17.5
孔数n 个37813781开孔面积A0m20.04170.0417筛孔气速u o m/s 12.326 13.514塔板压降h P kPa 0.5910.591液体在降液管中停留
时间
τs 5 5降液管内清液层高度H d m 0.1483 0.1582
雾沫夹带e V kg液/kg
气
0.00729 0.00714
负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制
气相最大负荷V S·max m3/s 1.098 0.823 气相最小负荷V S·min m3/s 0.295 0.274 操作弹性 3.722 3.003
致谢
本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的筛板式连续精馏塔设备。

通过近两周的团队努力，反经过复杂的计算和优化，我们组终于设计出一套较为完善的筛板式连续精馏塔设备。

其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

通过这次课程设计我学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。

从接到课题并完成分组的那一刻起，我们就立志要尽最大努力把它做全做好。

首先，我们查阅了大量的书籍文献，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。

万事开头难，为了得出了最小回流我们从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量，最终把物料衡算正确的计算出来。

然后是回流比的确定，我们应用分离工程中的计算得出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。

同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。

接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下。

这次历时近两周的的课程设计使我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。

此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我们积极发挥主观能动性，独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。

通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。

更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间紧密协作，相互配合的能力，才可能在有限的时间内设计出合理的设计方案。

总之，这次课程设计不仅锻炼了我们应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学，检索资料和协作的技能。

最后，我们还要感谢王琪老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。

对于设计中我们问题遇到的问题给予了我们认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我们完成设计的决心，因此，我们要再次感谢王琪老师和班级同学给予的帮助。

参考文献
[1]张新战，化工单元过程及操作.北京：化学工业出版社，1998
[2]何潮洪,冯霄.化工原理.北京：科学出版社，2001
[3]柴诚敬,刘国维.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1994
[4]贾绍义,柴敬诚.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002
[5]陈均志，李雷.化工原理实验及课程设计.北京：化学工业出版社，2008
[6]马江权，冷一欣.化工原理课程设计.北京：中国石化出版社，2009
[7]陈敏恒，潘鹤林.化工原理（少学时）.上海：华东理工大学出版社，2013
[8]中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册.北京：化学工业出版社，2009。