化工原理课程设计

化工原理课程设计题目：
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班级：
学号：
指导老师：
设计时间：
序言
化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际
的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。

通过课程设计，要求更加熟悉
工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综
合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

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。

精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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的挥发度的不同，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。

根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系
还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏
筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

目录
一、化工原理课程设计任书 (3)
二、设计计算 (3)
1.设计方案的确定 (3)
2.精馏塔的物料衡算 (3)
3.塔板数的确定 (4)
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)
6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11)
7.筛板的流体力学验算 (13)
8.塔板负荷性能图 (15)
9.接管尺寸确定 (30)
二、个人总结 (32)
三、参考书目 (33)
（一）化工原理课程设计任务书
板式精馏塔设计任务书
一、设计题目：
设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔
二、设计任务及操作条件
1、设计任务：
物料处理量： 7万吨／年
进料组成： 37％苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）
分离要求：
塔顶产品组成苯≥95％
塔底产品组成苯≤6%
2、操作条件
平均操作压力： kPa
平均操作温度：94℃
回流比：自选
单板压降： <= kPa
工时：年开工时数7200小时化工原理课程设计
三、设计方法和步骤：
1、设计方案简介
根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。

对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。

2、主要设备工艺尺寸设计计算
（1）收集基础数据
（2）工艺流程的选择
（3）做全塔的物料衡算
（4）确定操作条件
（5）确定回流比
（6）理论板数与实际板数
（7）确定冷凝器与再沸器的热负荷
（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积
（9）塔径计算及板间距确定
（10）堰及降液管的设计
（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数
（12）塔的水力学计算
（13）塔板的负荷性能图
（14）塔盘结构
（15）塔高
（16）精馏塔接管尺寸计算
3、典型辅助设备选型与计算（略）
包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的
选定。

4、设计结果汇总
5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图
6、设计评述
四、参考资料
《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室，柴诚敬刘国维李阿娜编；
《化工原理》（第三版）化学工业出版社，谭天恩窦梅周明华等编；
《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社，贺匡国编；
《化学工程手册》上卷化学工业出版社，化工部第六设计院编；
《常用化工单元设备的设计》华东理工出版社。

二、设计计算
1.设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。

由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。

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人精馏塔内。

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。

该物系属易分离物系，最
小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

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。

下图是板式塔的简略图
表1 苯和甲苯的物理性质
项目分子式分子量M 沸点（℃）临界温度t C
（℃）
临界压强P C
（kPa）
苯A 甲苯B
C6H6
C6H5—
CH3
表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度C085 90 95 100 105 0
A
P,kP
a
B
P，
kPa
表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：
8
P例1—1附表2）温度C085 90 95 100 105 液相中苯的摩尔
分率
汽相中苯的摩尔
分率
表4 纯组分的表面张力([1]：
378
P附录图7)
温度80 90 100 110 120 苯，mN/m
甲苯，
Mn/m
20
表5 组分的液相密度([1]：
382
P附录图8)
温度(℃) 80 90 100 110 120
苯,kg/3m
甲苯,kg/3m 814
809
805
801
791
791
778
780
763
768
表6 液体粘度μ
L
（[1]：
365
P）
温度(℃) 80 90 100 110 120 苯（a）
甲苯（a）
表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度t ℃液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
2 精馏塔的物料衡算
(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量0.37/78.110.409
0.37/78.110.63/92.13
F
x （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
0.40978.110.59192.13
86.39F
M kg kmol
（3）物料衡算原料处理量70000000
121.5486.39*7200
F
kmol h
总物料衡算 =D ＋W 苯物料衡算×＝＋ W 联立解得 D ＝ kmol ／h W= kmol ／h 式中 F------原料液流量
D------塔顶产品量
W------塔底产品量
3 塔板数的确定（1）理论板层数N T 的求取
苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x ～y 图，见下图②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在上图中对角线上，自点e （,）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为
q y ＝ ,
q x ＝
故最小回流比为min 0.9570.567 1.46
0.567
0.346
q q
D q x y R y x 取操作回流比为min
2 2.92
R
R ③求精馏塔的气、液相负荷2.9242.99125.53L
R D kmol h
'
(1)(1)(2.92
1)42.99
168.52/V
R D
q F
kmol h (
泡点进料：q=1)
④求操作线方程
精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（2）逐板法求理论板
又根据min
(1)1
[]
11d D
F
f
x x R x x 可解得
= 相平衡方程 2.4751(
1)1 1.475x x y
x
x
1D y x = 1
11
1
11
1(1)
2.475(1
)
y y x y y y y =
320.7450.24420.850y x 3
3
3
3(1)
y x y y 因为6x ＜f
x 精馏段理论板 n=5
5
5
5'
'5
'
'
0.042
(1
)
y x
y y <w
x 所以提留段理论板 n=4
全塔效率的计算（查表得各组分黏度1
=，
2
=）
捷算法求理论板数
min
11/ln
{ln[(
)(
)]}19.89818.898
1W D m
D
W
x x N x x 由公式0.5458270.5914220.002743/Y X X 代入 Y= 由
min 0.3165,10
2
N N N
N
精馏段实际板层数5/=,
提馏段实际板层数4/=≈8
进料板在第11块板
4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）操作压力计算
塔顶操作压力D P＝ kPa
塔底操作压力
P= kPa
w
每层塔板压降△P＝ kPa
进料板压力
P＝＋×10＝
F
精馏段平均压力P m ＝（＋）／2＝ kPa
提馏段平均压力P m =（+）/2 = kPa
（2）操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。

计算结果如下：
塔顶温度w t＝℃
进料板温度F t＝℃
塔底温度w t=℃
精馏段平均温度m t=（＋）/2 = ℃提馏段平均温度m t=（+）/2 =℃（3）平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=,代入相平衡方程得x1=
,0.90178.11(10.901)92.1379.50
L Dm
M kg kmol
,0.95778.11(10.957)92.1378.71
V Dm
M kg kmol 进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得F y＝，F x＝
,,0.63278.11(10.368)92.1383.27
V F m
M kg kmol
,0.40978.11(10.409)92.1390.08
L Fm
M kg kmol 塔底平均摩尔质量计算
由xw=,由相平衡方程，得yw=
,0.07078.11(10.070)92.1390.59
L wm
M kg kmol 精馏段平均摩尔质量
,78.7183.27
80.99
2
V m
M kg kmol kg kmol 提馏段平均摩尔质量
（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，精馏段的平均气相密度即
,3
,97.780.97 2.638.314(273.15
88.45)
m v m
v m
m
P M kg m
RT 提馏段的平均气相密度②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即
塔顶液相平均密度的计算由t D ＝℃，查手册得
3
3
812.7,
806.7A B
kg m kg m
塔顶液相的质量分率
0.95778.11
0.885
0.95778.1192.130.043
A
,,1
0.885812.7
0.115807.6,
813.01L Dm
L Dm
kg kmol
进料板液相平均密度的计算由tF ＝，查手册得
3
3
799.1,
796.0A B
kg m kg m
进料板液相的质量分率
0.40978.11
0.37
0.40978.1192.130.591
A
塔底液相平均密度的计算由t w ＝℃，查手册得
3
3
786.13,
785.2A B
kg m kg m
塔底液相的质量分率
0.0778.11
0.06
0.0778.1192.130.93
A
,,1
0.06/786.13
0.94/785.2,
783.4L wm
L wm
kg kmol
精馏段液相平均密度为
,813.01
781.25797.132
L m
kg kmol
提馏段液相平均密度为
',781.25
785.54
783.42
L m
kg kmol
(5) 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
塔顶液相平均表面张力的计算由 tD ＝℃，查手册得σA=m σB= mN/m σLDm=×+×= mN/m
进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝℃，查手册得
σA= m N/m σB= m N/m σLFm=×+×= mN/m
塔底液相平均表面张力的计算由 tD ＝℃，查手册得σA= mN/m σB= mN/m σLwm=×+×=m 精馏段液相平均表面张力为σLm=（+）/2= mN/m 提馏段液相平均表面张力为σ‘Lm=（+）/2= mN/m (6) 液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
lg μLm=Σxi lg μi
塔顶液相平均粘度的计算由tD ＝℃，查手册得μA= mPa ·s μB= mPa ·s lg μLDm=×lg+ ×lg 解出μLDm= mPa ·s
进料板液相平均粘度的计算由tF ＝℃，查手册得μA= mPa ·s μB= mPa ·s lg μLFm=×lg+ ×lg 解出μLFm= mPa ·s 塔底液相平均粘度的计算由tw ＝℃，查手册得μA= mPa ·s μB= mPa ·s lg μLwm=×lg+ ×lg 解出μLwm= mPa ·s 精馏段液相平均粘度为μLm=+/2= mPa ·s 提馏段液相平均粘度为μ‘Lm=+/2= mPa ·s
（7）气液负荷计算精馏段：
提馏段：
5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1) 塔径的计算
塔板间距H T 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。

可参照下表所示经验关系选取。

表7 板间距与塔径关系
塔径D T ，m ～～～～～板间距
H T ，mm
200～300 250～350 300～450 350～600 400～600
对精馏段：
初选板间距0.40T
H m ，取板上液层高度m h L
06.0，
故0.400.060.34T L H h m ；
1
12
2
0.0037797.130.0423
1.606
2.36
S Lm S
vm
L V 查教材P131图得C 20=；依式2
.020
20
C C
校正物系表面张力为20.42/mN m 时2020.980.072
0.0713
20
20
C C 可取安全系数为，则（安全系数—），max
0.8
0.8 1.239
0.991/m s
故44 1.606
1.443.1420.991
S
V D
m
按标准,塔径圆整为,则空塔气速s 。

对提馏段：初选板间距0.40T
H m ，取板上液层高度m h L
06.0，
故0.400.06
0.34T L H h m ；
1
1
2
2
0.0075783.40.090
1.37
2.90
S
Lm S
vm
L V 查[2]：165P 图3—8得C 20=；依式2
.020
20
C C
校正物系表面张力为19.58/mN m 时0.2
2019.580.106
0.103
20
20
C C 可取安全系数为，则（安全系数—），'
max
0.8
0.8 1.69 1.35/m s
故44 1.37
1.023.142 1.69
S
V D
m
按标准,塔径圆整为,则空塔气速s 。

将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，
根据塔径的选择规
定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取6 塔板主要工艺尺寸的计算
(1) 溢流装置计算
因塔径D ＝，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。

对精馏段各项计算如下：
a)溢流堰长w l ：单溢流去l W =（～）D ，取堰长w l 为=×= b)出口堰高W h ：OW
L
W
h h h 由/0.66W l D ， 2.5
2.5
36000.0037/13.3531.056
h W
L l m
查[2]：169P 图3—11，知E=,依式23
2.841000h
ow
w
L h E l 可得2
2
3
3
2.84 2.84
13.3531.0420.01710001000 1.056
h OW W
L h E m
l 故0.060.017
0.043w
h m
c)降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：
由66.0/D l w 查（[2]
：170P 图3—13）得124.0/D
W d ，0722
.0/T
f A A 故
0.1240.124 1.6
0.198d
W D
m
，
2
2
2
3.140.0722
0.0722 1.6
0.145244
f
A D
m
利用([2]：170P 式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
0.14520.4015.700.0037
f T s
A H s L （大于5s ，符合要求）
d)降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o
m s （）
依([2]：171P 式3—11)：'0.00370.0351.060.09
s o w
o
L h m l 符合（0
0.006w
h h ）
e)受液盘
采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm
同理可以算出提溜段
a)溢流堰长w l ：单溢流去l W =（～）D ，取堰长w l 为=×= b)出口堰高W h ：OW
L
W
h h h 由/0.8W l D
2.5
/23.34h W
L l m
查[2]：169P 图3—11，知E=,依式2
3
2.84
1000h ow
w
L h E l 可得2
3
2.840.0261000h
OW
W
L h E m
l
故0.060.026
0.034w
h m
c)降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：
由/0.8w l D 查（[2]：170P 图3—13）得/0.124
d W D
，/0.0722
f T
A A 故0.1240.20d
W D
m ，
2
2
0.0722
0.1454
f
A D
m
利用([2]：170P 式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
11.6f T s
A H s L （大于5s ，符合要求）
d)降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o
m s （）依([2]：171P 式3—11)：'0.032s o
w
o
L h m l 符合（0
0.006w
h h ）
(2) 塔板布置
精馏段
①塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式。

查表
3-7得，塔极分为4块。

对精馏段：
a)取边缘区宽度W c =(30～50mm),安定区宽度0.075s
W m ，（当
D 〈时，W
s =60～75mm 〉
b)依([2]：173P 式3—18)：R
x R
x
R
x A a
1
2
2
2
sin
180
2计算开空区面积
1.60.05
0.752
2
C D R W m ， 1.60.1850.0750.54
2
2
d
s
D x
W W c)筛孔数n 与开孔率：取筛空的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳的
板厚为mm 3,取0.3/0
d t ，
故孔中心距mm
t 0.1550.3筛孔数
3
3
2
2
115810
115810 1.4677551
15.0
a
n
A t
个，
则
02
0.907
%
%10.08%
()a
A t A d （在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积0A 为00.1008 1.4670.148
a
A A 气体通过筛孔的气速为
1.606
10.85/0.148
S o
V m s
A 提馏段：
a)取边缘区宽度W c =(30～50mm),安定区宽度0.075s W m ，（当
D 〈时，W
s =60～75mm 〉
b)依([2]：173P 式3—18)：R
x R
x
R
x A a
1
2
2
2
sin
180
2计算开空区面积
0.752
C
D R
W m ，
0.525
2
d
s
D x
W W c)筛孔数n 与开孔率：取筛空的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳的
板厚为mm 3,取0.3/0
d t ，
故孔中心距mm
t 0.1550.3筛孔数3
2
115810
5729
a
n
A t
个，则
02
0.907
%
%10.08%
()a
A t A d （在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积0A 为'
00.1124
a
A A 气体通过筛孔的气速为
12.189/S
o
V m s
A 7 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。

(1)
气体通过筛板压强相当的液柱高度计算
精馏段：
a)干板压降相当的液柱高度c h ：依67.13/5/
0d ，查《干筛孔的流量系数》
图得，C 0=由式2
2
00
11.15 2.630.051
0.051
0.0330.78797.13
V c
L
h m
C b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度
l
h ：
1.606
0.86/2.010.145
S
a
T
f
V m s A A ，0.86 2.63 1.395
a
a
V
F u 由
o
与a F 关联图查得板上液层充气系数
o
=，依式
0.610.06
0.037l
o L
h h m
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h
：
依
式
3
4
420.4210
0.002797.139.810.005
L
h
m
gd ，故
0.0340.0370.0020.073p
h m
则单板压强：
0.073797.139.81571.50.9P p
L
P h g
Pa kPa
(2) 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

(3) 雾沫夹带
3.2
3.2
6
63
5.710
5.710
0.860.022/0.1/20.4610
0.40 2.50.06
a
v
T f
e kg kg kg kg
H h 故在设
计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

(4) 漏液
由式
V
L
L
ow
h
h C /
13.00056.04.40筛板的稳定性系数012.189
1.777 1.56.38
OW
K ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。

(5) 液泛
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
w
T d h H H 依
式
d
l
p
d
h h h H ，而
2
2
0.0037
0.153(
)
0.153(
)
0.001
1.0560.0415
s d
w l h l h H d =++= 取5.0，则0.50.400.04330.223T w
H h m
故w
T
d
h H H 在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

提溜段：
a)干板压降相当的液柱高度c h ：依67.13
/5/
0d ，查《干筛孔的流量系数》
图得，C 0=由式2
00
0.051
0.046V c
L
h m
C b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度
l
h ：
0.735/S
a
T f
V m s A A ，
1.252
a a
V
F u 由
o
与a F 关联图查得板上液层充气系数
o
=，依式0.039l
o
L
h h m
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h
：
依式0
4
0.002L
h
m gd ，故0.052p
h m
则单板压强：
399.60.9P
p
L
P h g
Pa
kPa
(2) 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

(3) 液沫夹带
3.2
6
5.710
0.0092/0.1/a
v
T f
e kg kg
kg kg H h 故在设计负荷下不会发生过量
雾沫夹带。

(4) 漏液
由式
V
L
L
ow
h
h C /
13.00056.04.40筛板的稳定性系数0 1.99 1.5OW
K ，故在设计负荷下不会产生过量漏
液。

(5) 液泛
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
w
T d h H H 依式d l
p d h h h H ，而2
0.153(
)
0.0075
s d
w l h l h H d = 取5.0，则0.217T w
H h m
故w
T
d
h H H 在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

8 塔板负荷性能图精馏段：(1) 漏液线
由
，
得2/3
2/3
2.840.0056
0.130.0021
1000
797.134.40.78
0.00560.130.04330.6720.002)
2.63
w w
c
L V
w
S
L h E
h l L 2/3
,min 0.416
6.467S
Vo L 在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3-19。

表3-19
L s
/(m 3
/s)
V s
/(m 3
/s)
由上表数据即可作出漏液线。

(2) 雾沫夹带线
以 ev ＝液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：
由
2/3
2/3
36002.84
1 1.6531000
1.056
s w
s
L h L 2/3
3
2/3
36002.5 2.8410 1.056
0.1110.676s f w
s
L h h E
L
0.5362.010.145
s s
a
s t
f
V V u V A A 联立以上几式，整理得
2/3
2.978 6.963s s
V L 在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3-20。

表3-20
L s
/(m 3
/s)
V s
/(m 3
/s)
由上表数据即可作出液沫夹带线2。

(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度
h OW ＝作为最小液体负荷标准。

由式
3-21得
2/3,min
3
3
,min
36002.84, 1.03510
1000
s w
s w
L h E
L m s
l 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

(4) 液相负荷上限线
以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
3
,max
4
0.40.47
0.01464
f T S
S A H L L m s
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。

(5) 液泛线
令
由
联立得
忽略h σ，将h OW 与L s ，h d 与L s ，h c 与V s 的关系式代人上式，并整理得
式中：2/3
3
2/3
36002.8410
0.6722.04
S ow
S
L h L 将有关的数据代入整理，得2
2
2/3
11.414
6815.11380.751S
s
s
V L L 在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 值，计算结果列于表3-22。

表3-22
L s
/(m 3
/s)
V s
/(m3/s)
由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

图3-23 精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。

由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。

由上图查得
Vs,max= m3/s Vs,min= m3/s
故操作弹性为V s,max / Vs,min=
所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。

提馏段
(1) 漏液线
由，
得2/3
Vo L
,min0.1067 2.209
S
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。

表3-19
L s
/(m3/s)
V s
/(m3/s)
由上表数据即可作出漏液线。

(2) 液沫夹带线
以 ev＝液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：
由
2/3
V L
1.95618.593
s s
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。

表3-20
L s
/(m3/s)
V s
/(m 3
/s)
1．66
由上表数据即可作出液沫夹带线2。

(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度
h OW ＝作为最小液体负荷标准。

由式
3-21得
2/3,min
4
3
,min 36002.84,9.010
1000
s w s w
L h E L m s
l 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

(4) 液相负荷上限线
以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
3
,max
4
0.0145f T S
S A H L L m s
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。

(5) 液泛线
令
由
联立得
忽略h σ，将h OW 与L s ，h d 与L s ，h c 与V s 的关系式代人上式，并整理得
将有关的数据代入整理，得222/3
6.365319.242.36
S s s
V L L
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。

表3-22
L s
/(m3/s)
V s
/(m3/s)
由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

所设计筛板的主要结果汇总于表。

设计结果一览表
项目符号单位
计算数据
精馏段提留段
各段平均压强P m kPa 各段平均温度t m℃
平均流量气相V S m3/s 液相L S m3/s
实际塔板数N 块10 8 板间距H T m
塔的有效高度Z m
塔径 D m
空塔气速u m/s
塔板液流形式单流型单流型
溢流管型式
弓形
弓形
堰长l w m 堰高h w m 溢流堰宽度W d m 管底与受业盘距离
h o m 板上清液层高度
h L m 孔径d o mm 孔间距t mm 孔数
n
个7551 5729
开孔面积m
2
筛孔气速u o m/s 塔板压降h P kPa 液体在降液管中停
留时间
τs 降液管内清液层高
度
H d m 雾沫夹带e V
kg 液/kg 气
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 m 3
/s 气相最小负荷V S ·min
m 3/s
操作弹性
9. 各接管尺寸的确定1 进料管
进料体积流量3
3
112.5486.39
12.44/0.0035/781.25
f
Sf
f FM
V m h
m s
取适宜的输送速度 2.0/f
u m s ，故
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：573mm
实际管内流速：2
40.0035
1.7/0.051
f u m s 2 釜残液出料管
釜残液的体积流量：取适宜的输送速度 1.5/W
u m s ，则
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：503mm
实际管内流速：2
40.0022 1.45/0.044
W
u m s
3 回流液管
回流液体积流量
利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度
0.5/L
u m s ，那么
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：1086mm 实际管内流速：2
40.0034
1.88/0.096
W
u m s
4 塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度20/V
u m s ，那么
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：32510mm
实际管内流速：2
4 1.2717.4/0.305
SV
u m s
5 再沸气产生的蒸汽进口管
通入塔的水蒸气体积流量：取适宜速度0
20/u m s ，那么
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
32010mm
实际管内流速：0
2
4 1.103
25.43/0.235
u m s
二、个人总结
课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。

在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。

所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。

通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集
)的
能力； 2.
树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 3.
迅速准确的进行工程计算的能力；
整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。

论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处；图表应能简要表达计算的结果。

设计后期的答辩，及时了解学生设计能力的补充过程，也是提高设计水平，交流心得和扩大收获的重要过程。

答辩通常包括个别答辩和公开答辩两种形式。

个别答辩的目的不仅是对学生进行全面考核，更主要的是促进学生开动脑筋
,提高设计水平。

所以，在
个别答辩后，应允许学生修改补充自己的图纸和说明书。

公开答辩是在个别答辩的基础上，选出几个有代表性的学生在全班公开答辩，实际上是以他们的中心发言来引导全班性的讨论，目的是交流心得、探讨问题和扩大收获。

三、参考书目
⑴匡国柱，史启才主编《化工单元过程及设备课程教材》，化学工业出版社，⑵天津大学华工学院柴诚敬主编《化工原理》下册，高等教育出版社，⑶大连理工大学主编《化工原理》下册，高等教育出版社，
⑷谭天恩，李伟等编着《过程工程原理》，化学工业出版社，
⑸大连理工大学化工原理教研室主编《化工原理课程设计》。

⑹汤金石等着《化工原理课程设计》，化学工业出版社，
⑺《化学工业物性数据手册》，有机卷。