化工原理筛板精馏塔课程设计案例

吉林化工学院
化工原理课程设计
题目 ____________ 筛板精馏塔分离苯一甲苯工艺设计
教学院化工与材料工程学院
专业班级材化0801 ____________ 学生姓名______________________
学生学号08150108____________
指导教师张福胜___________________ 2010年6月14日
5.1塔顶冷凝器设计计算 (23)
5.2泵的选型 (24)
5.4塔总体高度的设计 (25)
目录
摘要 ....................................................... 一
绪论 ....................................................... 二
第一章流程及流程说明 (1)
第二章 精馏塔工艺的设计 (2)
2.1产品浓度的计算 (2)
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (2)
2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
2 2.2最小回流比的确定 (3)
2.3物料衡算 3
2.4精馏段和提馏段操作线方程 (3)
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
2.4.2求操作线方程 3
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
3 2.6实际板数的计算 3
2.7实际塔板数及实际加料位置
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 ..............
3.1物性数据计算 (5)
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (9)
3.3筛板流体力学验算 (13)
3.4塔板负荷性能图 (16)
第四章热量衡算 ........................
4.1塔顶气体上升的焓。

(21)
4.2回流液的焓 ° . 21
4.3塔顶馏出液的焓^厲 (21)
4.4冷凝器消耗焓Q (21)
4.5进料的焓 Q (21)
4.6塔底残液的焓 (21)
4.7再沸器的焓Q (22)
21 第五章塔的附属设备的计算 ....................
23
结论 (27)
致谢 (28)
参考文献 (29)
主要符号说明30
摘要
在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为：
进料量为F=85kmol/h
塔顶组成为：X D 0.98
进料馏出液组成为：X F 0.5
塔釜组成：X W =0.03
加料热状态:q=1
塔顶操作压强：P 101.3kPa（表压）
首先根据精馏塔的物料衡算，求得D和W通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。

然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。

继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。

第二步进行塔顶换热器的设计计算。

先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。

然后对进料泵进行设计，确定类型。

关键词：
苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构塔附属设备
下图为连续精馏过程简图:
绪论
在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。

合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。

采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。

筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔一一筛
孔。

操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。

分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。

相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%^ 15%板效率亦约高10%^ 15%而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。

具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。

其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

第一章流程及流程说明
本设计任务为分离苯一一甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。

该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。

贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。

简易流程如下，具体流程见附图。

第二章精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 0.5/ 78.11 X F = =0.54
0.5/ 78.11 0.5/ 92.13 0.03/ 78.11
=0.035
0.03/ 78.11 0.97/92.13 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F
0.54 78.11 (1 0.54) 92.14 83.989 kg/Kmol M D 0.984 78.11 (1 0.984) 92.14 78.301 kg/Kmol M W 0.035 78.11 (1 0.035) 92.14 92.114 kg/Kmol 苯一一甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。

2.2最小回流比的确定
1.查手册 绘制苯一一甲苯气液平衡线x-y 图。

2求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在图上对角线上，自点 e (0.54，0.54 )作垂线ef 即为进
料线，该线与平衡线的交点坐标为 苯的摩尔质量 M A =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 M B =92.13kg/mol
产品中苯的质量分数x D 0.98/ 78.11 0.98/ 78.11 0.02/92.13
=0.984 进料中苯的质量分数 残液中苯的质量分数x w
y q=0.745 最小回流比
X q =0.54
R min
X d y q
1.17
取操作回流比为2倍最小回流比R=2R min 2.33
F=85kmol/h
总物料衡算 F W D 85=D+W 苯物料衡算 F X F 二D X D +W X W
85 0.54=0.984 D+0.035 W
联立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h
2.4精馏段和提馏段操作线方程 2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=105.4Kmol/h V=(R+1)D=150.6Kmol/h L = L+qF=190.4Kmol/h
V =V=150.6Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段
y
L
X V D X d
105.4
X 150.6 45.23
* 0.984
0.7X 0.296
V
150.6
提馏段
y 1
L
X n V n
W 190.4
X
150.6
39.77 -X 126 X
0.00924
V
150.6 X
W
1.26
X
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由图解法的总板数N T =13进料板N F =6精馏段5块 提馏段7块
2.6实际板数的计算 (1)
板效率 E T 0.49( L ) 0.245
精馏段平均温度为86.08 C 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.56 又有L
2.3物料衡算
0.31
求得精馏段板效率为52.3%
提馏段平均温度100.63 C由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.63
0.289
L 求得提镏馏段板效率为52.4%
(2)实际板数N T的求取
精馏段实际板数
N T=5/0.523=9.62 〜10
提馏段实际板数
N 丁=7/0.524=13.4 〜14 (包括塔釜)
实际总半数为10+14=24块板
总板效率E T=13/2=54.2%
2.7实际塔板数及实际加料位置实际加料板位置
N
N
亠1=12块
F实
E T
精馏段实际板层数N j =10
提馏段实际板层数N t =14
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
(1)塔顶操作压力P
D =101.3+4=105.3Kpa
(2) 每层塔板压降P =0.7 Kpa
(3) 进料板压力P F=P D + P N 精=105.3+0.7 10=112.3Kpa
(4) 精馏段平均压力P' (P D P F)/2(105.3 112.3)/2 108.8Kpa
(5) 塔底操作压力F W = F D+ P N =105.3+0.7 X24=122.1 Kpa
(6) 提馏段平均压力P' (P F P W)/2 119.3Kpa
3.1.2操作温度计算
用比例内插法求得操作温度
t F
92.1-89.4 tf-92.1
t F =90.76 C 0.489-0.592 0.54-0.489
t D 81.2 80.12 t D 81.2
t D =81.4 C 8.979 1 0.984 0.979
t w 110.6 106.1 t W 110.6
t W =110.5 C
0 8.8 0.035 0
精馏段平均温度t t
D
t
F
M2
86.08 C
提馏段平均温度t t
W
t
F
M -
100.63 C
2
3.1.3平均摩尔质量计算
(1)塔顶平均摩尔质量计算
y1 =x D =0.984，x1 =0.9599
M VD=y1 M A+ (1- y1) M B =0.984 X 78.11+ (1-0.984 ) X 92.13=78.33 kg/Kmol M LD=x1 M A+ (1- x1) M B =0.9599 X 78.11+ (1-0.9599 )x 92.13=78.67kg/Kmol
(2)进料板平均摩尔质量计算
y7 =0.763，x 7 =0.562
M V F=y7 M A+ (1-y7) M B =0.763 X 78.11+ (1-0.748 ) X 92.13=83.82kg/Kmol M L F=X7M A+( 1-x7) M B =0.562 X 78.11+ (1-0.562 ) X 92.13=84.25kg/Kmol
(3)精馏段平均摩尔质量计算
M j = ( M/D+M/F ) /2= (78.33+83.82 ) /2=80.805kg/Kmol
M j = ( M LD +M LF ) /2= (78.67+84.25 ) /2=81.46kg/Kmol
(4 )塔底平均摩尔质量计算
y18 =0.035 , X18 =0..91
M/W=y18 M A+ (1- y18) M B =0.035 X 78.11+ (1-0.035 ) X 92.13=90.85kg/Kmol M LW=X18M A+ ( 1-X18)M B =0.091 X 78.11+ (1-0.091 ) X 92.13=91.64kg/Kmol
(5 )提馏段平均摩尔质量计算
叫=(M/F + M/W) /2= (83.82+90.85 ) /2=81.065kg/Kmol
M Lt = ( M LF + M LW ) /2= (84.25+91.64 ) /2=87.945kg/Kmol
3.1.4平均密度计算⑷
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
P 叫111.25 80.805 c 3
vi = -- = =3 Kg / m
Vj R( t j T 8.314 (81.4 273.15)
③精馏段液相平均密度计算
3 Lj
= ( LD+ LF ) /2= (812.4+803.6 ) /2=808 Kg / m ④塔底液相平均密度计算
由t w =110.5 C查得
A =772.5 Kg / m3,
B =765.5 Kg / m3塔底质量分率
°.°35
沧
11
=0.03
Vt _ RM Vt = 119.03 87.065
= __ =8.314__(100.63 273.15)
3
=2.98 Kg /m
(2)液相平均密度计算
①塔顶液相平均密度计算
由t D=81.4 C查得
A =812.5 Kg/ m ,
B =807.5 Kg / m3
= 1 =
X
D / A (1 X D) / B0.984 / 812.5
1
(i 0.984 ) / 807.5 =
812.4 Kg / m
②进料板液相平均密度计算
由t F =90.76 C查得
3 3
A=805.5 Kg/ m , B =801.5 Kg / m
进料板质量分率a A = _____ 乂呱
X7M A (1 X7) M B
0.54 78.11
054 78.11 (1 0.547)
丽=°521
LF _________ 1
a A/ A (1 a A) / 0.521 / 805.0
1
(1
3
0.521) /801.5 =803^ Kg / m
0.035 78.11 (1 0.035) 92.13
3.1.5液体平均表面张力计算
依式X i i计算
(1)塔顶液相平均表面张力计算
由t D=81.4 C查得
A=19.2mN/m B=20.5mN/m
LD=X D A+ ( 1-X D) B=0.98 X 19.2+ (1-0.984 ) X 20.5=19.221mN/m
(2)进料板液相平均表面张力计算
由t F =90.76 C查得
A=17.2 mN/m, B=20.2 mN/m
LF =X7 A+ (1- X7 ) B =0.54 X 17.2+ (1-0.54 ) X 20.2=18.514mN/m (3)精馏段液相平均表面张力计算
Lj = ( LD + LF) /2= (19.221+18.514 ) /2=18.87mN/m
(4)塔底液相平均表面张力计算
由t w =110.5 C查得
A=14.9mN/m B =17.8 mN/m
1 1
LW a A/ A (1a A) / B0.035 / 772.5 (1 0.035) /
767.5
Lt (LW LF)/ 2 (803.6+765.7)/2=784.65Kg/m
X18M A
“M A(1 XQ M B
765.7 Kg /
m5
⑤提馏段液相平均密度计算
LW = X18 A + (1- X18) B =0.035 X 14.9+ (1-0.035 ) X 17.8=17.69mN/m (5)提馏段液相平均表面张力计算
Lt= ( LW+LF ) /2= (17.69+18.514 ) /2=18.102mN/m
3.1.6液体平均黏度计算⑷
依式炯x i i计算
(1)塔顶液相平均黏度计算
由t D=81.4 C查得
A=0.31mPa s, B =0.33 mPa s
log LD =X D log A+ (1- X D) log B =0.984 log( 0.31 ) + (1-0.984 )炯(0.33 )
得LD =0.310mPa s
(2 )进料板液相平均黏度计算
由t F =90.76 C查得
A=0.29mPa s, B =0.31mPa s
log LF =X7 g A+ (1- X7) g B=0.54 g( 0.29) + (1-0.54 ) g( 0.31 )
得LF =0.299mPa s
(3)精馏段液相平均黏度计算
Lj
= ( LD+LF ) /2= (0.310+0.299 ) /2=0.3045mPa s
(4)塔底液相平均黏度计算
由t w=110.5 C查得
A=0.24mPa s, B =0.28mPa s
g
LW=X J8 g A + (1- X
18) B =0.035 log( 0.24) + (1-0.035 ) g( 0.28 )
LW=0.278mPa s
(5)提馏段液相平均黏度计算
Lt = ( LW+LF ) /2= (0.299+0.278 ) /2=0.2885mPa s 3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1)塔径的计算
①精馏段塔径的计算
气、液相体积流率
80.805
=0.123 m 3 / s
3600 3.0
_L j = 1°5
.4 81.46
=0.0042m 3/s
3600 Lj 3600
808
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 u ma x =0.7 X 1.13=0.79 m/s
② 提馏段塔径的计算
LM Lt
—=0.0041 m / s
3600 Lt
VIM j
150.6
3600 V j
由
U
max
Lj
Vj
Vj Lj
、
0.2 20
，式中C=C 2°（ ） , C 20由史密斯关联图查取，图的横坐标为
0.5
L
h Lj
3600 0.5
Lj V sj 3600
s
J
Vj
0.0042 3600 0.123~~3600
0.5
808 =0.056 3
取板间距H T =0.4m,板上液层高度 h L =0.05m ，则 H T - h L =0.4-0.05=0.35m ，由史密斯关联 图查得
C
20
=0.O7，则 C=C 20(盘宀。

07 X
0.2
竺
7
=0.0692
20
U
max
Lj Vj
=0.07
Vj
80
； 3
=1.13m/s
4
°123
=1.37m
0.79
按表准塔径圆整后为 D=1.4 塔截面积A
-D 2
(1.4 )2
=1.54 m 2
实际空塔气速为u 实
0.799 m/s
乂 =卫—119
3600 Vt
m 3 / s
44
D=
0.2
C =C 20(話宀。

059 X 營 =0.0701
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 u max =0.7 X 1.05 =0.735 m/s
=1.33 m
按表准塔径圆整后为D=1.4 m (2) 精馏塔有效高度的计算
①精馏段有效高度Z j =(叫-1 ) H T = (10-1 )X 0.4=4 m ② 提馏段有效高度Z t =(叫-1 ) H T = (14-1 )X 0.4=5.2m ③ 在精馏塔上开1个人孔，高度为0.8m, 精馏塔的效高度为Z=Z j + Z t +0.8=10m
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
(1)溢流装置计算
塔径D=1.4 m ,选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
①堰长l W
由 U max C
，式中C=C 20(垢)2，C 20由史密斯关联图⑹查取，图的横坐标为
L
h Lt V
h Vt
0.5
J 3600 V~~3600
0.5
土 0.0694
Vt
H T
- % =0.36-0.06=0.3m ，
由史密斯关联图查得C 20 =0.0712 塔截面积A
-D
2
4 ('⑷九52
*
实际空塔气速为u 实
冬 0.778 m/s
A
U
max
4 0.242
V 0.636
取l W =0.66D=0.63 X 1.4=0.924m ②堰高h w
选用平直堰，堰上液层高度h ow计算如下
2-84 E§
0W 1000'w =2取E
h w= h_ - h ow =0.065-0.0183=0.047m
提馏段h ow=0.0181m
h w=h[- h o w =0.065-0.0181=0.049m
③ 弓形降液管宽度w和截面积A
精馏段
由也=0.66，查弓形降液管参数图⑹得f=0.0722，里=0.124
D A D
则A =0.0722 Ar =0.111 m2，W d =0.124D=0.1736m
验算液体在降液管中停留时间
故降液管设计合理
提馏段
由譽0.66，查弓形降液管参数图得^=0.066，詈皿24贝U A f =0.066 A T =0.105 m2，W d =0.124D=0.1721m
故降液管设计合理
④降液管底隙高度h o 2
2.84 L h彳1，则1000W=l w
精馏段2.84 0.0042 3600 3
1000 0.924
h oW==0.0183m 板上液层高度h L=0.065m
3600A H T
L h
=11.73s > 3 〜5s⑴
验算液体在降液管中停留时间3600A H T
L h
=10.95s > 3〜5s
哄航，取 5皿 3600 0.0042
3600__0.927__015
h W - h o =0.017m> 0.013m
提馏段h o =0.029m
h W - h o =0.0172m> 0.013m (2)塔板布置
① 塔板的分块
塔径D>0.8m 故塔板采用分块式
② 边缘区宽度 W=0.075 m ，安定区宽度 W=0.075 m ③ 孔区面积计算
R=D/2 — W=1.4/2-0.04=0.665 m
④孔设计及其排列
本设计处理的物系无腐蚀性，可选用S =3mm 碳钢板，取筛孔直径
筛孔按正三角形排列，去孔中心距 t 为：t=3do=3 x 5=15mm 筛孔数目n 为：
1 155 n 二氓5
A a = 5030 个
精馏段h 0 =
=0.03m/s
A a
=2 [X
E +180R2
sin
-1 x
] R
其中：x=D/2 -(W+W ) =1.4/2- (1.736+0.075 ) =0.4514m A a = 2
[0.199 g —”52
sin
啓)] 2
=0.983m
do=5mm
2 d
塔板开孔区的开孔率©为© = 0.907
= 0.907
开孔率在5〜15%£围内，符合要求。

气体通过筛孔的气速为
精馏段：U o 实： -V j = V j
0.255 …/
=12.4m / s
A A
0.101 0.983 提馏段：U o 实： _ 乂t =
=11.81m/ s
A
A
3.3筛板流体力学验算 331塔板压降
(1)干板阻力h e 由d o / S =5/3=1.67
查图干筛孔的流量系数图 得C °=0.772
2
由 h c = 0.051 U 0
p
v 刁曰
C 。

P L
精馏段：h cj = :0.051
2
12.4 3 =
0.048m 液柱 0.772
808 = 提馏段：h ct = :0.051
2
11.81 2.89 =0.044m 液柱
0.772
785.758
(2)气流通过液层的阻力h 1计算
气相动能因数F o
____ 1 1
F o = U j p vj = 1.49kg 2 / s.m
2
由
u
aj
=0.86m / s
A T - A f
U at
一 =0.857m / s A T
- A
2
0.005
0.015
10.1%
查充气系数关联图得j =0.58
=5.7 10-6
20.715 10-3
3.2
086= 0.018Kg 液/ Kg气< 0.1Kg 液/ Kg气0.4 - 0羽
1 1
F o= u t、. P VT = 1.47kg 2 / s.m°查充气系数关联图得t =0.56
精馏段：％ = j h L=0.038m液柱
提馏段：⑴=t h L=0.0372 m液柱
(3)液体表面张力的阻力h的计算
精馏段：h j = Lj= 0.0019m液柱
% g d0
提馏段：h t= = 0.00197m液柱
°*Lt g d0
气体通过每层塔板的液柱
精馏段：h pj h Cj h Lj h j0.0879m 液柱
提馏段：h Pt h Ct h.0865m 液柱
气体通过每层塔板的压降
精馏段：△禺=h pj p Lj g = 0.0879 808 9.81 = 696.7Pa < 700Pa
提馏段：△ P P t = h pt p Lt g = 653.4Pa < 700Pa
符合设计要求。

3.3.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3.3.3液沫夹带
液沫夹带量e 5.7 10 6
3.2
U
H T h f
根据设计经验, 般取h f
精馏段：e vj 5.7 10-6
2.5 h L=2.5 X
0.065=0.16m
3.2
U aj
故本设计中液沫夹带量e v 在允许的范围内
3.3.4漏液
对筛板塔，漏液点气速U o,min = 4.4C°/0.0056 + 0.叭 -h ) p j p 精馏段:
实际孔速 u^ =12.4m/s > U o min ，稳定系数 K
1.95 > 1.5
U
o min
提馏段：
u omin = 4.4
0.772
. 0.0056 + 0.13
0.06 - 0.00178
786.54 / 2.98 = 5.42m / s
故本设计中无明显的漏夜。

3.3.5液泛验算
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足 H d (H T h W )
苯一甲苯物系属一般物系，取
=0.5，
0.153 亘 0.15 3(u o )2
d
I 』o
o
提馏段:
5.7 10-6
U
at
3.2
H T h f
5.7 10-6
19.013
10-3
3.2
0 856
=0.0178Kg 液 / Kg 气 < 0.1Kg 液 / Kg 气
U
omin
=4.4 0.772 、0.0056 + 0.13 0.06 - 0.0019 808 / 3 = 5.63m / s
实际孔速u^ =11.8m/s > u omin ，稳定系数K
u
o 实
u
o min
10.30
3
=1.890 > 1.5
板上不设进口堰，
0.153
(0.15 )2 亠
=0.0034 m 液
精馏段:
表2精馏段漏液线数据
I _S
( m/s )
0.0006 0.0010 0.0015 0.0020 3
V S ( m/s )
0.147
0.149
0.152
0.154
提馏段：
V St ,min
1.47 .0.0074
0.1008 L 3，在操作范围内取几个「min 值，计算结果如下
精馏段：（H T h W )=0.5 X( 0.4+0.047 ) =0.224 m
H dj h pj h L h d 0.0879+0.05+0.0034=0.1413 m 液柱 < (H T h W )
提馏段：（f
h W )=0.5 X( 0.4+0.0468 ) =0.235m
h Pj h L h d 0.137m < ( H T h W )
故在本设计中不会发生液泛现象
3.4塔板负荷性能图 3.
4.1漏液线
由
U
o,min
=4.4C 0 (0.0056 + 0.13h L - h ) p L p V
U
o min
^A^ , h L
h
W
7 h
OW
^E L h 1000 I W
V
S, min
2 84
4.4 C OA ^,. {0.056 0.13[h W
血。

E
2
L
h
3
h }
I W
L /
V
整理后
1.55
0.00823 0.106L 3，在操作范围内取几个
L
，min
值, 计算结果如下
342液沫夹带线
取液沫夹带极限值e v =0.1 kg 液/kg 气
5.7 10-6 （ U a ）3.2
L （ H T - h f ）
L W =0.441m, Hr=0.36m,近似取 E=1
精馏段:
整理得 V Sj
0.486 6.59『3
在操作范围内取几个L sj ,计算相应V j 列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。

表4精馏段液沫夹带线数据
提馏段：整理得
V .t 0.504 6.53 J 2/3
在操作范围内取几个L et 值，计算相应V St 值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。

表5精馏段液沫夹带线数据
3.4.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度 h 。

帝0.006m 作为液相负荷下限线的条件。

取 E=1.0
由e v 式中U a
A T - A
0.385~~0.0242
2
.773V s h f =2.5（h w + l%w ）
=2.5[h 2.84 + ---- 1000
E （警）冷
L
W
2.84
L s 2
3 h
ow = 精馏段：
E( s )3
1000 L w
3
L si 3600 2* 3
0.006 =2.84
10-3
1.0
( si )3 L Sjmin = 5.6
10-4
m?/s
0.441
提馏段：L
S,tmin
=5.23 10-4m^ / s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
344液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间B =4s 为限
°36 °.
0242
= 0.00218m 3/s
4
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线
3.4.5液泛线
H d = (H T + h w )
令 H d = h p + h L + h d ，h p = h c + h i + h ,h i = B h L ,h L = h w + h °w
得 H T +( - B - 1)h w =( B + 1)h ow + h c + h d + h
精馏段：
H T A
0.36
0.0242 4
=0.00218m 3
/s
H
T A
aV S 2 = b - cL s 2
2/3 S
0.051
(A°C O
2
H T +(
p
V
P L
-B -
1 h
w
0.153 (1加2
忽略h，将h ow与L s；h d与L s；h c与V S的关系式代入上式，并整理得:
d = 2.84 10-3E (1 + B)
2/3 3600
2
精馏段：V Sj 2 0.171 3176L j 2 3.16L Sj 3
在操作范围内取几个L sj ,依上式计算相应V sj 列于下表，据此做精馏段液泛线
表6精馏段液泛线数据
提馏段：乂2 0.148 860.27L/ 2.825 L st 2/3
在操作范围内取几个L st 依上式计算相应V St 于下表，据此做提馏段液泛线
表7提馏段液泛线数据
a
j
0.051
2
0.101
0.932 0.772
3
808
=0.083
b = 0.5
0.4 + 0.5 - 0.61 - 1 0.047 = 0.148
0.153
（0.66 0.032） 2
=390.1
q = 2.84 10-3
1.0 1 + 0.61
2/3
3600 0.66
1.43
由精馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。

并 查得
V S ，min = 0.142 m 3/s
V
s ，ma
=0.43 m 3 /s
精馏段操作弹性为：
V S
，
max
3.028 >2
V S ,min 0.142
由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制 并查得
由上知设计合理。

W min =0.13 m 3/s V
s ， max
=0.43 m 3/s 提馏段操作弹性为:
V
s , max V
s , min
0.43
而
3.308 >2
..iE
13
0L
斯
0L15
J L£-丄U 1
,t 3
(.5
1 L5 2
25
3
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15
2 打
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_
第四章热量衡算
表8不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热
4.1塔顶气体上升的焓Q
Q =VM V D C P T D Vr D M D
=6.1 X 106KJ / h
4.2回流液的焓Q,
C P
D C pD，T D T D
C R=LM|_
D C PD T D=0.98 X 106KJ / h
4.3塔顶馏出液的焓Q D
Q)=DM!D C PD T'D=0.87 X 106KJ / h
4.4冷凝器消耗焓Q
Q=Q-Q-Q=4.25 106KJ / h
4.5进料的焓Q
C F =FM L F C PF T F=0.89 X 106KJ / h
4.6塔底残液的焓C W
Q v=W^!W C PW T W=0.59 X 10KJ /h
4.7再沸器的焓Q
全塔范围列衡算式
塔釜热损失为10%则=0.9，设再沸器损失能量
0.1Q
Q +Q = Q + Q v+Q员+ O D
加热器实际热负荷
0.9 Q =Q +Q v+Q D-Q
得Q=4.82 x 106KJ/h
A=
Q KA t m
700
55.16
第五章 塔的附属设备的计算
5.1塔顶冷凝器设计计算 5.1.1
1.选择换热器的类型：两流体温度变化情况：热流体为饱和苯一一甲苯温度为：
81.4 ;引
用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为 20 C ，出口温度为38 C ，该冷却水用冷却 水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大
考虑到此因素，故采用
浮头式管壳换热器2.流程安排：由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢 增长速度，使换热器的热流量下降，所以应使冷却水走管程，被冷凝液(热流体)走壳程, 以便排出冷凝液。

5.1.2确定物性数据
表9两流体在定性温度下的物性数据表
流体物性
定性温度
(C)
密度
3
(Kg/m )
黏度 (mPa- s )
比热容 (kJ/kg - K )
导热系数 (W/m- K)
苯和甲苯 80.36 2.95 0.307 1.955 0.130 冷却水
29
996
0.894
4.179
0.605
5.1.3传热面积的计算 (1)
计算逆流平均温度： 对于逆流传热:
T 1 =80.36 C
T 2=81.4 °C
t 1 =20 r
t 2=38C
T m 51.39 C
(2) 选K 值并估算传热面积
查文献初选K=700w/rh ・K,
△ t 1=T 1- 12=60.36 C ，
△ 12 =T 2-11 =23.4 C
283.611 =24.4m 2
5.1.5初选换热器型号
采用FA 系列的浮头列管换热器，初选用 FA-800-245-25- （4）,性能参数如下:
5.2泵的选型
设料液面至加料孔为6m E =0.6 取90°弯头
l e /d F =35 l
e
=35d F =35X 0.02=0.7m
料液 F 808kg / m 3 叶=0.31
10-3Pa s
Re=^ = 0.
02
1.
53
3
808
一 0.31 10-3
入=0.316Re -0.25 = 0.0189
△ p = P - P D = 105.13 - 101.3 = 4KPa 在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程
H F = l + le
=(入 ^-+ Z ) d F 2
U F - 2g =2.39m
He
2
z
U
F
P F
2
H c 1.532
4 103
2g
F g
f
6 + + + 2.39 = 9.013m
= 2 9.81 808 9.81
所以油泵型号为：IS50-32-200
(1) 进料泵的实际流速U F
1.53 m / s 提升压头
2
U
F
1.53 2 981
=0.113m
=79757.45 > 104 为湍流
表11离心泵性能表
5.5塔总体高度的设计 (1) 塔的顶层空间的高度
取 H D =0.6m
(2) 塔的底层空间的高度
(3) 塔顶的封头高度H 1 =3.73m (4)裙座高度H=3.82m
(5)隔8块板设一个人孔共26块板设3个人孔孔径450mm
塔体总高度 H (N
N F ri p 1)H T N F % %% % % H ?
= (24-12-3-1 )X 0.4+12 X 0.6+3 X 0.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m
塔釜釜液停留时间取 5min ,塔径 D=1.4m 塔底空间高度
H
B
2 WMW
D 2
LW
5 14.76
60 0.15
1.54
0.6
1.42
结论
致谢
通过本次课程设计，不仅使我加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，也让我懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了我的课外知识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。

作为组长，在设计的过程中，我遇到了很多困难，感谢老师的帮助与指导，还有同学们的支持使我尽快找到了解决难题的办法。

这次设计让我明白了，一种严谨求实的态度，是做好一切工作的前提，这个过程，也为我以后的日常生活和工作留下了宝贵的经验。

在本次设计中我也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我获益匪浅，我相信在以后的专业设计中我能做的更好。

参考文献
(1)贾绍义.柴诚敬•《化工原理课程设计指导书》，天津大学出版社;
(2)化工原理教研室•《化工原理课程设计指导书》，吉林化工学院编;
(3)谭天恩.麦本熙•《化工原理》下册，化学工业出版社出版；
(4)匡国柱.史启才.《化工单元过程及设备课程设计》；
(5)陈敏恒等编《化工原理》下册，化学工业出版社出版；
(6)其它参考书。

主要符号说明
教师评语。