化工原理课程设计

辽宁科技大学课程设计说明书
设计题目：化工原理
学院、系：化学工程学院
专业班级：
学生姓名：
指导教师：
成绩：
2014年7月7日
化工原理课程设计
目 录
1.序 (3)
1.1化工原理课程设计的目的和要求 ............................................................................... 3 1.2设计概述 .. (4)
2.设计计算 (5)
2.1物料衡算 ....................................................................................................................... 5 2.2计算塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算 . (6)
2.2.1确定操作压力 ..................................................................................................... 6 2.2.2计算塔顶温度（露点温度） ............................................................................. 6 2.2.3计算塔底温度（泡点温度） ............................................................................. 7 2.2.4计算平均相对挥发度 ......................................................................................... 7 2.2.5计算最小回流比Rmin ....................................................................................... 7 2.3计算最佳操作回流比与塔板层数 ............................................................................... 8 2.4塔板结构计算：（设计塔顶第一块板） .. (16)
2.4.1计算塔顶实际的汽液相体积流量 ................................................................... 16 2.4.2选取塔板间距T H ............................................................................................. 17 2.4.3计算液汽动能参数C ....................................................................................... 17 2.4.4计算液泛速度F U )(max U ................................................................................. 17 2.4.5空塔气速 ........................................................................................................... 18 2.4.6选取溢流方式及堰长同塔径的比值
D
l w /: (18)
2.4.7计算塔径 ........................................................................................................... 18 2.4.8计算塔径圆整后的实际气速： ....................................................................... 18 2.4.9在D=1.6m 时，塔板结构尺寸 ........................................................................ 19 2.5溢流堰高度
w
h 及堰上液层高度
ow
h 的确定 (19)
2.6板面筛孔布置的设计 (19)
2.6.1选取筛孔直径d o=5mm (19)
2.6.2计算开孔区面积a A (20)
2.6.3开孔率 (20)
2.6.4开孔面积 (20)
2.6.5孔速 (20)
2.7水力学性能参数计算及校核 (20)
2.7.1液沫夹带分率的检验 (20)
2.7.2塔板压降 (21)
2.7.3液面落差的校验 (21)
2.7.4塔板漏液状况的校验 (21)
2.7.5降液管液泛情况的校验 (22)
2.7.6液体在降液管内停留时间的校验 (22)
2.8塔板负荷性能图及操作性能评价 (23)
2.8.1负荷性能图 (23)
2.8.2操作性能的评定 (25)
2.9筛板设计计算的主要结果 (26)
3.参考文献 (27)
4.双组分连续精馏的流程图 (28)
5.结束语 (29)
1.序
1.1化工原理课程设计的目的和要求
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；
4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力
1.2设计概述
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，实现苯－甲苯的分离。

鉴于苯－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)，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。

1.3主要内容
1.设计题目：双组分连续精馏筛板塔的设计
2.原料处理量：1.60×104kg/h
3.原料组成：
组分名称二甲苯三甲苯
组成（质量分率）0.53 0.47
4.分离要求：
（1）：馏出液中低沸点组分的含量不低于97.5％（质量分率）。

（2）：馏出液中低沸点组分的收率不低于98.5％（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。

2.设计计算
2.1物料衡算
二甲苯的摩尔质量： M A =106kg/kmol 三甲苯的摩尔质量：M B =120kg/kmol
原料液摩尔分率：0.5607120
47.010653.010653
.0=+
=F x
塔顶产品摩尔分率：0.9779120
025
.0106975.0106975
.0=+=D x
原料液的平均摩尔质量：M =0.5607×106＋(1－0.5607)×120＝112.1502kg/kmol
物料衡算原料处理量：1502
.1121030.14
⨯=F =115.92kmol/h
塔顶易挥发组分回收率：
985.0=⋅⋅F
D
x F x D
985.05607.092.1159779.0=⨯⨯D ∴47.65=D kmol/h
总物料衡算：F D W =+
∴W F D =-＝115.92－65.47＝50.45kmol/h
F D W
F x
D x W x =+ 115.92×0.5607＝65.47×0.9779＋50.45×W x ∴W x =0.01929
2.2计算塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算 2.2.1确定操作压力
塔顶压力：760mmHg
塔底压力：760mmHg +28×1002mmH O
=760mmHg +28×100×9.80665 ×760/101325mmHg
=966mmHg(假设N=28块)
2.2.2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。

其中二甲苯、三甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。

设顶t =141.49℃ 由214.7
1463000.7lg 0
+-
=顶t P A 得A P ο
=780.9082mmHg
由213.3
1608074.7lg 0
+-
=顶t P B 得B P ο
=348.0968mmHg
0275.17609082.7800
===P P k A A 4580
.0760
0968.3480
===P P k B B 9517.00275.19779.0===
A A A k y x 04825.04580
.09779.01=-==B B B k y x ε≦00005.0104825.09517.01=-+=-∑i
x
=0.0004
∴顶t =141.49℃ 假设正确。

2.24340968.348780.9082P P 0B
A ===顶α
2.2.3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。

其中二甲苯、三甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。

设底t =179.12℃ 由214.7
1463000.7lg 0
+-
=底t P A 得A P ο
=1927.9688mmHg
由213.3
1608074.7lg 0
+-
=底t P B 得B P ο
=946.8910mmHg
9958.19669688.19270
===P P k A A 9802.0966
8910.9460
===P P k B B
03850.09958.10.01929=⨯=⋅=A A A k x y
()9613.09802.00.01929
1=⨯-=⋅=B B B k x y 0004.00002.019613.003850.01=<=-+=-∑εi
y
∴底t =179.12℃ 假设正确。

∴0359
.28910.9461927.9688P P 0B
A ===底α
2.2.4计算平均相对挥发度
∴14.20359.22434.2=⨯=⋅=底顶ααα
2.2.5计算最小回流比Rmin
Rmin=
11
-α（F
D X X -(1)1D F X X α--）=1.44
2.3计算最佳操作回流比与塔板层数
1. 列相平衡关系式：()n
n
n n n y y y y x 14.114.21-=
--=αα 2. 列操作线方程：
精馏段：111D n n x R
y x R R +=
+++ 提馏段：1m m w L F W
y x x L F W L F W
++=
-+-+- 3. 由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相组成，即
由y 1=x D ，根据平衡关系计算x 1，由操作关系计算y 2，由平衡关系计算 x 2,…由平衡关系计算x n ，当x n ≤x F 时，则n-1即为精馏段的理论板数。

4. 由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成，即
由x 1=x n ，根据操作关系计算y 2，由平衡关系计算x 2，由操作关系计算 y 3,…由平衡关系计算x m ，当x m ≤x w 时，则m 即为提馏段的理论板数。

5. 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，具体计算结果如下表： 1）R=1.1Rmin=1.584 精馏段：1+n y =0.6130n x +0.3784
提馏段：1+m y =1.2982m x - 0.00575
精馏段
提馏段
n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.5488 0.7222 2 0.9245 0.9632 2 0.5301 0.7068 3 0.8898 0.9452 3 0.5015 0.6825 4 0.8503 0.9239 4 0.46 0.6454 5 0.8076 0.8997 5 0.4039 0.5915 6 0.7637 0.8735 6 0.3352 0.5186 7
0.7209
0.8466
7
0.2604
0.4294
8 0.6813 0.8204 8 0.1889 0.3323 9 0.6463 0.7961 9 0.1284 0.2395 10 0.6167 0.7747 10 0.0824 0.161 11 0.5925 0.7565 11 0.0501
0.1012
12 0.5733 0.7417
12 0.0287 0.0593 13 0.5584
0.7299
13
0.015
0.0315
x[13]=0.5584< X F (0.5607) x[13]=0.015＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =13+13-1=25（块）
2）R=1.2Rmin= 1.728 精馏段：1+n y =0.6334n x + 0.3585
提馏段：1+m y =1.2825m x - 0.00545
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.538 0.7136 2 0.9234
0.9627
2 0.5034 0.6845
3 0.8862 0.943
4 3 0.4539 0.6401 4 0.8427
0.9198
4 0.389 0.5767
5 0.7947 0.8923 5 0.3128 0.4934
6 0.744
7 0.8619 6 0.2343 0.3957 7 0.6956
0.8302
7 0.1636 0.295 8 0.6502 0.7991 8 0.1072 0.2044 9 0.6104
0.7703
9 0.0663 0.132 10 0.5773 0.7451 10 0.0388 0.0796 11 0.5508 0.7241 11 0.0212
0.0443
12
0.0103 0.0217
x[11]=0.5508< X F (0.5607) x[12]=0.0103＜ X w (0.01929)
全塔理论塔板数N T =11+12-1=22（块）
3）R=1.3Rmin=1.872 精馏段：1+n y =0.6518n x +0.3405
提馏段：1+m y =1.2683m x - 0.00518
精馏段
提馏段 n x y
m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.5288 0.706 2 0.9226 0.9623 2 0.4818 0.6655 3 0.8834 0.9419 3 0.4181
0.6059
4 0.836
5 0.9163 4 0.3407 0.5251 5 0.783
6 0.885
7 5 0.2582 0.4269 6 0.7279 0.8513 6 0.181
8 0.3223 7 0.672
9 0.8149 7 0.1197 0.2254 8 0.6224 0.7791 8 0.0743 0.1466 9 0.5787 0.7462 9 0.0437 0.0891 10 0.543 0.7177 10 0.0241 0.0502
11
0.012
0.0254
x[10]=0.543< X F (0.5607) x[10]=0.012＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =10+11-1=20（块）
4）R=1.4Rmin =2.016 精馏段：1+n y =0.6684n x + 0.3242
提馏段：1+m y =1.2555m x - 0.00493
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539
0.9779
1 0.5204 0.699 2
0.9219 0.9619
2
0.4629
0.6484
3 0.8808 0.9405 3 0.3885 0.5762
4 0.8306 0.913 4 0.3037 0.4828
5 0.7731 0.8794 5 0.22 0.3764
6 0.712 0.841 6 0.1482 0.2713
7 0.6517 0.8002 7 0.0937 0.1811
8 0.5966 0.759
9 8 0.056 0.1127 9 0.5495 0.723 9 0.0317 0.0654
10
0.0166
0.0349
x[9]=0.5495< X F (0.5607) x[9]=0.0166＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =9+10-1=18（块）
5) R=1.5Rmin=2.16 精馏段：1+n y =0.6835n x + 0.3095
提馏段：1+m y =1.2439m x - 0.00470
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.513 0.6927 2 0.9211 0.9615 2 0.4467 0.6334 3 0.8781 0.9391 3 0.3644 0.5509 4 0.8248 0.9097 4 0.2755 0.4486 5 0.7629 0.8732 5 0.1926 0.338 6 0.6966 0.8309 6 0.1255 0.2349 7 0.6313 0.7856 7 0.077 0.1514 8 0.5721 0.741 8 0.0447 0.0911 9 0.5222 0.7005 9 0.0244 0.0509
10
0.0121
0.0256
x[9]=0.5222< X F (0.5607) x[10]=0.0121＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =9+10-1=18（块）
6)R=1.6Rmin=2.304 精馏段：1+n y =0.6973n x + 0.2960
提馏段：1+m y =1.2332m x - 0.00450
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.5063 0.687 2 0.9205 0.9612 2 0.4325 0.6199 3 0.8759 0.9379 3 0.3441 0.5289 4 0.8197 0.9068 4 0.2528 0.4199 5 0.7538 0.8676 5 0.1717 0.3073 6 0.6827 0.8216 6 0.1088 0.2072 7 0.6127 0.772 7 0.0651 0.1297 8 0.5497 0.7232 8 0.0369 0.0758 9 0.0196 0.041
10
0.0093
0.0197
x[8]=0.5497< X F (0.5607) x[10]=0.0093＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =8+10-1=17（块）
7)R=1.7Rmin=2.448 精馏段：1+n y =0.7100n x + 0.2836
提馏段：1+m y =1.2235m x - 0.00431
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.5002 0.6817 2
0.9199
0.9609
2
0.4199
0.6077
3 0.8737 0.9367 3 0.3267 0.509
4 4 0.8147 0.9039 4 0.2341 0.3954
5 0.7448 0.862 5 0.1551 0.2821
6 0.6693 0.8124 6 0.0962 0.1855
7 0.5952 0.758
8 7 0.0564 0.1134 8 0.52
9 0.7062 8 0.0313 0.0647
9
0.0092
0.034
x[8]=0.529< X F (0.5607) x[9]=0.0092＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =8+9-1=16（块）
8) R=1.8Rmin=2.592 精馏段：1+n y =0.7216n x +0.2722
提馏段：1+m y =1.2145m x - 0.00414
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.4946 0.6768 2 0.9193 0.9606 2 0.4087 0.5966 3 0.8716 0.9356 3 0.3117 0.4922 4 0.81 0.9012 4 0.2185 0.3744 5 0.7364 0.8567 5 0.1418 0.2612 6 0.6566 0.8036 6 0.0863 0.1681 7 0.5785 0.746 7 0.0497 0.1007 8 0.5095 0.6897 8 0.0271 0.0562
9
0.0137
0.0288
x[8]=0.5095< X F (0.5607) x[9]=0.0137＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =8+9-1=16（块）
9) R=1.9Rmin=2.736 精馏段：1+n y =0.0.7323n x +0.2618
提馏段：1+m y =1.2063m x - 0.00398
精馏段
提馏段 n x y m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.4896 0.6724 2 0.9187 0.9603 2 0.3987 0.5866 3 0.8696 0.9345 3 0.2988 0.477 4 0.8055 0.8986 4 0.2056 0.3565 5 0.7284 0.8516 5 0.1311 0.244 6 0.6447 0.7952 6 0.0785 0.1542 7 0.5631 0.7339 7 0.0445 0.0907 8 0.4915 0.6741 8 0.0239 0.0497
9
0.0118
0.0249
x[8]=0.4915< X F (0.5607) x[9]=0.0118＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =8+9-1=16（块）
10) R=2.0Rmin=2.88 精馏段：1+n y =0.7423n x +0.2520
提馏段：1+m y =1.1986m x - 0.00383
精馏段
提馏段 n x y
m x y 1 0.9539 0.9779 1 0.4848 0.6682 2 0.9183 0.9601 2 0.3896 0.5773 3 0.8681 0.9337 3 0.2873 0.4631 4 0.8017 0.8964 4 0.1944 0.3405 5
0.7214
0.8471
5
0.122
0.2292
6 0.6339 0.7875 6 0.072 0.1424
7 0.549 0.7226 7 0.0403 0.0825
8 0.0213 0.0445
9
0.0103
0.0217
x[7]=0.549< X F (0.5607) x[9]=0.0103＜ X w (0.01929) 全塔理论塔板数N T =7+9-1=15（块）
6. 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 精馏段 13 11 10 9
9
8 8 8 8 7 提馏段 13 12 11 10 10 10 9 9 9 9 全塔理论塔板数N T 25
22
20
18
18
17
16
16
16
15
7. 绘制R-N T 曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板数：
则最佳回流比016.24.1min ==R R T N =18块 8. 查取塔板效率： ℃t t t t t b d b d 5844.15912
.17949
.141ln
12
.17949.141=-=-=
()1007.0)205844.159(0042.0687.0)20)((
20=-⨯-+=-∆∆+=t t
A μ
μμ 2807.0)205844.159()0040.0(839.0)20)((
20=-⨯-+=-∆∆+=t t
B μ
μμ ()()
1798
.02807.05607.011007.05607.01=⨯-+⨯=-+==∑甲苯苯L F L F Li i L X X X μμμμ
()
()6192.01798
.014.249.049.0245
.0245
.0T =⨯⨯==--L E αμ
9. 计算全塔理论板数：()2743.261.1
1926.0181.1E T ≈=⨯=⨯=
不含釜实T N N
2.4塔板结构计算：（设计塔顶第一块板） 2.4.1计算塔顶实际的汽液相体积流量
液相：=-∆∆+=)20)((20t t A ρ
ρρ864-0.875×(159.5844-20)=741.8637kg/3m 汽相：=-∆∆+=)20)((20
t t
B ρ
ρρ878-0.707×(159.5844-20)=779.3138kg/3m ()9481
.0120
9539.011069539.0106
9539.0=⨯-+⨯⨯=
A W 分数分别为：二甲苯与三甲苯的质量 0519
.01=-=A B W W 混合液密度计算： 3138
.7790519.08637.7419481.01+=+=B B A A L W W ρρρ ∴37186.743m kg
L =ρ
气相平均摩尔质量：G M =0.9779×106+(1-0.9779) ×120=106.3094 Kg/3
m
液相平均摩尔质量：()B A L M X M X M 111-+==0.9539×106+（1-0.9539）×120=106.6454m ol g
h m
RDM V L
L
L 39263.187186
.7436454
.10647.65016.2=⨯⨯=
=
ρ
()
3
1245.349.14115.2733145.83094
.106325.101m kg RT M P G G =+⨯⨯==
ρ气相平均密度：
()()h m M D R V G
G G 3
3839.67181245
.33094.10647.651016.21=⨯⨯+=+=
ρ
2.4.2选取塔板间距T H
选取塔板间距T H ＝0.45m
2.4.3计算液汽动能参数C
液气动能参数：
0434.01245
.37186
.7433839.67189263.18==⨯G L G L V V ρρ
选取板上液层高度L h =0.05m ，则T H -L h =0.45-0.05=0.4m 查史密斯关联图，查得汽相负荷参数=20C 0.0875 液体表面张力的计算：
=-∆∆+=)20)((20t t A σ
σσ28.99-0.109×(159.5844-20)=13.7753dyne/cm =-∆∆+=)20)((20
t t
B σσσ28.93-0.101×(159.5844-20)=14.8320dyne/cm ∑==i
i i x σσ(13.7753⨯0.9539+14.8320⨯0.0461)=13.8240dyne/cm
2
.02
.02020824.130875.020⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=σC C =0.08127
2.4.4计算液泛速度F U )(max U
s m C
U G G L F 2512.11245
.31245
.37186.74308127.0=-=-=ρρρ
2.4.5空塔气速
取安全系数为0.7，则空塔气速G U =0.7F U =0.7⨯1.2512=0.8758 m/s 2.4.6选取溢流方式及堰长同塔径的比值 D l w /:
选用单溢流弓形降液管，取/w l D =0.7。

查弓形降液管的参数图，查取降液管面积同塔截面积的比值
T f
A A =0.092，及降液管宽度同塔径的比值
/d W D =0.14。

2.4.7计算塔径
21309.23600
0.87583839
.6718m U V A G G G =⨯==
塔截面积：23468.2092
.011309
.21m A A A A T
f
G
T =-=-
=
塔径：m A D T
7290.114
.33468
.244=⨯=
=
π
按标准塔径圆整后D=1.8m 。

2.4.8计算塔径圆整后的实际气速：
22
2
5434.24
8.114.34m D A =⨯==π
()23094.2092.015434.21m A A A A d T G =-⨯=⎪⎭⎫
⎝
⎛-=
s m A V U G G G 8081.03600
3094.23839.6718=⨯==
液泛分率：
s m U U F G 6457.02512.18081
.0==
在（0.6～0.8）范围内 2.4.9在D=2m 时，塔板结构尺寸
堰长：26.18.17.07.0=⨯==D L w m 降液管宽度：d W =0.14D=0.14⨯1.8=0.252m
降液管面积：22340.05434.2092.0088.0m A A d =⨯==
2.5溢流堰高度w h 及堰上液层高度ow h 的确定
选取溢流堰高度w h =50mm
7.0=D L W 6204.1026.19263
.185.25.2==W
h L L 查图-液流收缩系数计算图得， 液流收缩系数w E =1.021 选用平直堰，堰上液层高度
ow h =0.0028w E =⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛3
2w l L V 0.0028×1.021×=⎪⎭
⎫ ⎝⎛3
2
26.19263.180.0174m
∴L h =w h +ow h =50+17.4=67.4mm
2.6板面筛孔布置的设计 2.6.1选取筛孔直径do=5mm
筛孔按正三角形排列，孔径孔中心距=3,孔中心距t=3d 0=3×5=15mm 选塔板厚度p t =3.5mm （碳钢板）。

2.6.2计算开孔区面积a A
a A =A －2d A =2.5434-2×0.2340=2.0754m 2
2.6.3开孔率ϕ
ϕ=a o A A =0.9072
⎪⎭
⎫ ⎝⎛t d o =0.907×2
31⎪⎭⎫ ⎝⎛=0.101=10.1% 2.6.4开孔面积
o A =ϕa A =0.101×2.0754=0.2096m 2
2.6.5孔速
气体通过筛孔的流速：o U =
s m A V o G 9037.83600
2096.03839
.6718=⨯=
孔个数N=
2
4
o
o
d A π
=
2
005
.014.34
2096.0⨯⨯=10681个 2.7水力学性能参数计算及校核 2.7.1液沫夹带分率的检验
()⎥⎦
⎤⎢⎣⎡+-=
ow w T G G h h H U E 5.2057.0σ=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯-⨯0674.05.245.08081.08240.13057.0=0.01184/kg kg 液气＜0.1/kg kg 液气
故在本设计液沫夹带量E G 在允许范围内。

2.7.2塔板压降
1) 干板压降
由mm d 50= mm t p 5.3=故0/p d t =5/3.5=1.43,查干筛孔的流量系数表， 取0c =0.79
L
G o o
o C U g h ρρ2
21⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=
=7186.7431245
.379.09037.88.9212
⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=0.02723m 2) 液层静压降
()ow w e h h h +=β=0.61×0.0674=0.04111m 液柱
3) 液层表面张力压降
m gd h L 001517.0005
.08.97186.7438240.131********=⨯⨯⨯⨯=⨯=
--ρσσ 4) 单板总压降
σh he h H o ++=∆=0.02723+0.04111+0.001517=0.06986m
5) 全塔总压降
P 底=P 顶+H ∆×N 实=760+0.06986×1000×27/13.6=898.6926mmHg
2.7.3液面落差的校验
对于筛板塔，液面落差很小，取m 00612.0=∆。

2.7.4塔板漏液状况的校验
1)
产生漏液的干板压降
()ow w o h h h ++=05.00051.0'=0.0051+0.05×0.0674=0.0085m
2)
工作状态下
稳定系数k =21
''⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=o o o o h h U U =2
1
0085.002723.0⎪⎭
⎫ ⎝⎛=1.7898>1.5 故不会产生严重漏液,符合要求。

2.7.5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0h =20mm
则降液管下缘缝隙通道的截面积da A =0h ⨯w l =0.02×1.26=0.0252m 2
2) 液体流出降液管的阻力损失da h ：
006173.00252.036009263.188.939.1360039.12
2
=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=
da
L
da A V g h 3) 计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度'd H ：
d H =T H ∆+w h +ow h +∆+ h da
=0.06834+0.05+0.0174+0.00612+0.006173=0.1480m 液柱 苯—甲苯物系属一般物系，取φ=0.5，
则m H H d
d
296.05
.01480
.0'
==
=φ
4) 校核：
T H +w h =0.45+0.05=0.5m ∴'
d T w H H h ≤+
故在本设计中不会发生液泛现象，符合要求。

2.7.6液体在降液管内停留时间的校验
s s ＞V A H L d d 55874.69263
.182340
.01480.036003600=⨯⨯=⨯=
θ
故降液管设计合理。

2.8塔板负荷性能图及操作性能评价 2.8.1负荷性能图
1. 最大气相负荷线（最大允许液沫夹带线）
⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣
⎡⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-⋅⋅=32
2.310028.05.28812w L
w w T G G L V E h H A V σ ⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=32
2
.31
40.1021.10028.005.05.245.0824
.133094.28812L V
=15028.14-264.0732
L V
31/L V m h - 0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 3//G V m h -
15028.14
14256
13802.44 1342
2.011
13082.45
12770.37
12478.57
12202.6211
11939.55
11687.26
11444.16
2. 最大液相负荷线
以θ=3s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由f d s
A H L θ=
=3
得3/3600
d d L A H V =
=1200×0.2340×0.1480=41.55843
m h
3. 最小液相负荷线
w L L Ew V ⋅⎪
⎭
⎫ ⎝⎛=2
3
8.26 =26.1021.18.2623
⨯⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=3.83113m h 4. 最小气相负荷线
5
.032
5
.00028.013.00056.015946⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡-⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=σρ
ρh L V E h A C V w L
W w o G L
o G
5
.032
5
.0001517
.040.1021.10028.005.013.00056.02096
.01245.37186.74379.015946⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯++⨯⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯=L G V V =
32
000297.0010583.0544.40736L V +⨯
31
/L V m h -
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50
3//G V m h -
4190.
72
4359.27 4455.31 4534.29 4603.65 4666.48
4724.47 4778.67 4829.77
4878.27 4924.56
5. 降液管液泛线
0252
.002.0==w da L A ()()5
.02325
.03600142.00028.015.05.015946⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-+-⨯⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛=da L w L W w T o V L o G A V l V E h H A C V ββρρ()()5
.02325
.00252.03600142.026.1021.10028.061.0105.061.05.045.05.02096.01245.37186.74379.015946⎥⎥
⎦
⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯+-⨯+-⨯⨯
⨯⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯=L L V V
()()2
32
00001725.0003945
.01695.0544.40736L L G V V V --⨯=
31/L V m h -
5
10
15
20
25
30
35 40 45 50
3//G V m h -
1677
1.39
16168.54 15748.98 15330.39 14886.01 14401.93 13867.57 13272.72 12605.90 11852.77 10993.82
根据以上各线方程，可绘出降液管液泛线⑤
2.8.2操作性能的评定
1) 本设计的操作条件为L V =18.9263h m 3
,G V =6718.3839h m 3
，
在负荷性能图上作出操作点P （L V ,G V ），连接OP ，即作出操作线。

2) 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: max ,G V =12250h m 3
, min ,G V =4345.45h m 3
,
max ,L V =34.67h m 3
, m i n ,L V =12.37h
m 3
A. 操作弹性系数（极限负荷比）：
按汽相负荷计算：G T K ,=
min
,max ,G G V V =
45
.434512250
=2.8190
按液相负荷计算：L T K ,=
min
,max ,L L V V =
37
.1267
.34=2.8027 B. 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：G A K ,=
G
G V V max ,=
3839
.671812250
=1.82
对汽相负荷下限：G A K ,'=
min
,G G V V =45.43453839
.6718=1.55 对液相负荷上限：L A K ,=
L
L V V max ,=
9263
.1867
.34=1.83
对液相负荷下限：L A K ,'=
min
,L L V V =37.129263
.18=1.53
以上计算结果均符合标准，即工作点的安定系数在1.5～2范围内波动。

2.9筛板设计计算的主要结果
筛板塔设计计算结果汇总表
项目
符号 单位
计算数据 精馏段
平均 流量
气相 V G
m 3/h
6738.3839
液相
V L 18.9263 实际塔板数 N 块 27 板间距 H T m 0.45 塔径 D m 1.8 空塔气速 U G m/s 0.8758 塔板液流型式
单溢流 溢流装置
降液管型式
弓型 堰长 L W m 1.26 堰高 H W m 0.05 溢流堰宽度
W d
m
0.252
3.参考文献
1. 化工原理上下册（谭天恩等编著）
2. 化学工程手册第13篇《气液传质设备》
3. 饱和蒸气压数据： lg 0i P =A i -B i /(t+C i ) [mmHg] 式中t ：温度，℃；
0i P ：饱和蒸气压，毫米工作汞柱；
Ai,Bi,C —同组分种类有关的常数，如下表：
管底与受液盘距离 h o m 0.02723 板上清液层高度
H d m 0.1480 孔径 do mm 5 开孔面积 Ao m2 0.2096 筛孔气速 Uo m/s 8.9037 塔板压降
△H
m 0.06986 液体在降液管内停留时间
s
6.5874 液沫夹带分率 G
E kg 液/kg 气
0.01184 气相负荷上限 G
A K ,
1.82 气相负荷下限 G A K ,'
1.55 气相负荷 Vmax
3/m s
12250 液相负荷上限 L
A K ,
1.83 液相负荷下限 L A K ,'
1.53 操作弹性
G
T K ,
2.8190
组分名称Ai Bi Ci
二甲苯7.000 1463 214.7 三甲苯7.074 1608 213.3
4.液体的物理性质同温度的近似关系：
性质
组分
密度(kg/m3) 粘度(CP) 表面张力(dyne/cm) 20
ρt∆
∆/
ρ
20
μt∆
∆/
μ
20
σt∆
∆/
σ
二甲苯864 -0.875 0.687 -0.0042 28.99 -0.109 三甲苯878 -0.707 0.839 -0.0040 28.93 -0.101
4.双组分连续精馏的流程图
5.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。

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任务。

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。

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。

通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识
化工原理课程设计第30页应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。

通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。