年处理55000吨苯—甲苯精馏塔的设计

课程设计说明书题目:
院系：
专业班级：
学号：
学生姓名：
指导教师：
安徽理工大学课程设计（论文）任务书材料科学与工程学院高分子材料与工程教研室学号学生姓名专业（班级）
设计题目年处理55000吨苯—甲苯精馏塔的设计
设计技术参数F : 55000吨/年
F
X：0.399
D
X：0.957
W
X：0.035
操作条件：塔顶压强为常压；
进料热状况：泡点进料；
单板压降不大于0.7KPa
年工作日320天，每天24小时连续工作
设
计
要
求
主视图一张，进行局剖，局部放大。

工作量1号图纸一张说明书一份
工
作计划第1周查阅资料，确定相关参数、完成物料平衡计算第2周完成图纸设计、完成课程设计说明书
参考资料[1] 化工原理第三版（上册）谭天恩编化学工业出版社 2010.6
[2] 化工原理第三版（下册）谭天恩编化学工业出版社 2010.6
[3] 化学化工物性数据手册有机卷青岛化工学院等编北京化学工业出版社
2002.5
[4] 化工原理课程设计天津大学出版社贾绍义柴诚敬 2002.8
指导教师签字教研室主任签字
年月日
安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表
学生姓名：学号：专业班级：
课程设计题目：年处理55000吨苯—甲苯精馏塔的设计
指导教师评语：
成绩：
指导教师：
年月日
目录
摘要 (1)
1 前言 (2)
1.1课程设计的目的 (2)
1.2课程设计题目描述和要求： (2)
1.3课程设计内容简述： (3)
1.3.1流程示意图 (3)
1.3.2流程过程 (3)
2具体计算过程 (5)
2.1设计方案的确定.................................... 错误！未定义书签。

2.2精馏塔的物料衡算.................................. 错误！未定义书签。

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率............ 错误！未定义书签。

2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量........ 错误！未定义书签。

2.2.3物料衡算.................................... 错误！未定义书签。

2.3塔板数的确定...................................... 错误！未定义书签。

2.3.1理论塔板数N T的求取.......................... 错误！未定义书签。

2.3.2实际板层数的求取............................ 错误！未定义书签。

2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.............. 错误！未定义书签。

2.4.1操作压力计算................................ 错误！未定义书签。

2.4.2操作温度计算................................ 错误！未定义书签。

2.4.3平均摩尔质量计算............................ 错误！未定义书签。

2.4.4平均密度计算................................ 错误！未定义书签。

2.4.5液体平均表面张力计算........................ 错误！未定义书签。

2.4.6液体平均粘度计算............................ 错误！未定义书签。

2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算.......................... 错误！未定义书签。

2.5.1塔径的计算.................................. 错误！未定义书签。

2.5.2精馏塔有效高度的计算........................ 错误！未定义书签。

2.6塔板主要工艺尺寸的设计............................ 错误！未定义书签。

2.6.1溢流装置计算................................ 错误！未定义书签。

2.6.2塔板布置.................................... 错误！未定义书签。

2.7筛板的流体力学验算................................ 错误！未定义书签。

2.7.1塔板压降.................................... 错误！未定义书签。

2.7.2液面落差.................................... 错误！未定义书签。

2.7.3液沫夹带.................................... 错误！未定义书签。

2.7.4漏液........................................ 错误！未定义书签。

2.7.5液泛........................................ 错误！未定义书签。

2.8塔板负荷性能图.................................... 错误！未定义书签。

2.8.1漏液线...................................... 错误！未定义书签。

2.8.2液沫夹带线.................................. 错误！未定义书签。

2.8.3液相负荷下限线 (19)
2.8.4液相负荷上限线 (20)
2.8.5液泛线 (20)
3 总结 (24)
参考文献 (25)
致谢 (26)
附录 (27)
摘要
本文对处理55000吨苯-甲苯的精馏塔进行设计，选用筛板塔，采用连续操作方式。

对工艺过程进行了物料衡算，对塔板数、精馏塔的塔体工艺尺寸等进行了计算，得到的结果为：塔板数为22，塔径为1.4m，板间距为0.40m，精馏塔的有效高度为8.8m。

第六块板进料，设置三个人孔，人孔直径为0.45m。

堰长为0.924m，溢流堰高度为0.046m，弓形降液管宽度为0.174 m，降液管底隙高度为0.038m，凹形受溢盘深度为50mm，塔板分为四块，边缘区宽度确定取 = 为0.065 m， e 为0.065 m，筛孔数目为5796个，筛孔按正三角形排列。

1 前言
1.1课程设计的目的
化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是理论联系实际的有效手段。

通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。

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课程设计题目描述和要求：
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-甲苯连续精馏的设计，即需设计一个精馏塔用来分离苯和甲苯，采用连续操作方式，需设计一筛板塔，具体工艺参数如下：料液处理量: 55000t/年
进料组成: 0.399(质量分率)
塔顶流出液组成: 0.957(质量分率)
塔底釜液组成: 0.035(质量分率)
操作压力：塔顶压强为4kPa（表压）
进料状况：泡点
回流比： R=2Rmin
生产时间：每年320天，每天24小时
单板压降：kpa
7.0
1.3课程设计内容简述：
1.3.1流程示意图
冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓
再沸器← →塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯
1.3.2流程过程
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成苯与甲苯的分离。

精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。

常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
①生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流
动。

②效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

③流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

④有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

⑤结构简单，造价低，安装检修方便。

⑥能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

2 具体计算过程
2.1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。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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，取操作回流比为最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算
2.2.1原料业及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 m o l kg M
A
/11.78=
甲苯的摩尔质量 m o l kg M B /13.92= 0.36/78.11
0.3990.36/78.110.64/92.13
F x =
=+
0.95/78.110.9570.95/78.110.05/92.13
D x =
=+ 035
.013
.92/97.011.78/03.011
.78/03.0=+=
W x
2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
()0.39978.1110.39992.1386.536/F M kg mol =⨯+-= ()0.95778.1110.95792.1378.713/D M kg mol =⨯+-⨯= ()0.03578.1110.03592.1391.639/W M kg mol =⨯+-=
2.2.3物料衡算
原料液处理 55000
1000
82.757/32024
86.536
F k m o l h ⨯=
=⨯⨯ 总物料衡算
82.757D W
=+
苯物料衡算 82.75
70.399
0.9570
D W
⨯=+
联立解得 32.672/D km ol h =
50.085/W km ol h = 2.3塔板数的确定
2.3.1.理论塔板数NT 的求取
苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。

①由手册查得苯—甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x —y 图，见图1. 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1 中对角线上，自点 ()0.399,0.399e 作垂线e f 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 0.625q y = 0.399
q x = 故最小回流比为 m i n 0.9570.625
1.470.625
0.399
D q q q
x y R y x --=
=
=-- 操作回流比为
min 22 1.47 2.94
R R ==⨯=
错误！未找到引用源。

求精馏塔的气、液相负荷
2.9432.67296.056L R D k m o l h
==⨯= ()()12.94132.672128.672/
V R D k m o l h
=+=+⨯=
96.05682.757178.813L L F k m o l h
'=+=
+= 128.728
/V V k m o l h '== ④求操作线方程
精馏段操作线方程为
96.056
32.672
0.9570.746
0.243
128.728128.728D L D y x x x V
V
=
+
=
+
⨯=+ 提馏段操作线方程为
178.81350.0850.035 1.3890.014
128.728
128.728
W L W y x x x x V V '''''=
-
=
-
⨯=-'
'
错误！未找到引用源。

图解法求理论塔板数
采用图解法求理论塔板数，如图1 所示。

求解结果为
总理论板层数 11.2T N =（包括再沸器）
进料板位置 6=F N
2.3.2实际板层数的求取
精馏段实际板层数 5/0.52
9.62N ==≈精 提馏段实际板层数 6.2/0.5211.82
N ==
≈提 2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.4.1操作压力计算
塔顶操作压力 101.34=105.3
D P k P a =+ 每层塔板压降 0.7P kP a ∆=
进料板压力 105.30.710112.3F P kPa =+⨯= 精馏段平均压力 ()105.3112.3/2108.8m P kPa =+=
塔底压力 0.712112.30.712120.7w F P P kPa =+⨯=+⨯= 提馏段平均压力 ()112.3120.7/2116.5m P kPa '=+= 2.4.2操作温度计算
根据操作压力，由泡点方程（00
x=A
A B
P P P P --）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
(0
1206.3501343.943lg .0lg 6.07826t 220.237
t+219.377
A
B P =-
+苯 P =62232- 甲苯)计算。

计
算结果如下：
塔顶温度 82.24D t C =。

进料板温度 98.74F t C =。

塔底温度 115.26W t C =。

精馏段平均温度 ()82.2498.74/290.49m t C =+=。

提馏段平均温度 ()'98.74115.26/2107.00C m t =+=。

○
1塔顶平均摩尔质量计算 由10.957D x y ==查平衡曲线（见图1），得 10.875x = ()0.957
78.111
0.957
92.1378
.71/
V D m M k g k m o l =⨯+-⨯= ()0.87578.1110.87592.1379.86/LDm M kg kmol =⨯+-⨯=
○
2进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图1），得
0.552F y =
查平衡曲线（见图1），得
0.339
F x = ()0.55278.1110.55292.1384.39/VFm M kg kmol =⨯+-⨯= ()0.33978.1110.33992.1387.38/LFm M kg kmol =⨯+-⨯=
○
3精馏段平均摩尔质量 ()78.7184.39/281.55/Vm M kg kmol =+= ()79.86
87.38/283.62/
Lm M kg kmol =+=
提馏段平均摩尔质量计算
由0.035W x x ==，查平衡曲线（见图1），得 0.0714W y = ()0.0714
78.111
0.0
71492.1391.13/
V W m M k g k m o l =⨯+-
⨯=
()0.03578.1110.035
92.1391.64/L W m M k g k m o l =⨯
+-⨯=
提馏段平均摩尔质量
()84.3991.13/287.76/
Vm
M kg kmol '=+= ()87.3891.64/289.51/
Lm
M kg kmol '=+=
○
1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段：
(
)3
108.881.55
2.93/8.31490.49
273.15
m V m
Vm m
P M kg m RT ρ⨯=
=
=⨯+
提镏段： ()
'3
'116.587.76 3.23/8.314107.00273.15m Vm Vm m
P M kg m RT
ρ⨯=
=
=⨯+
○
2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 ∑=i i Lm a ρρ/1 塔顶液相平均密度的计算
由82.24D t C =。

，查表1 得
3812.48/A kg m ρ= 3
807.79/B kg m ρ=
31
812.28/
0.957/812.48
0.043/807.79
L
D
m
k g m ρ==+
进料板液相平均密度的计算
由98.74F t C =。

，查表1 得
3793.92/A kg m ρ= 3
791.54k /B g m ρ=
进料板液相的质量分率 0.33978.11
0.3030.33978.110.66192.13
A a ⨯==⨯+⨯
31795.44/0.303/793.920.693/791.54
LF m
kg m ρ==+
精馏段液相平均密度为
()3812.28795.44/2803.86/Lm kg m ρ=+= 塔底液相平均密度的计算 由115.26W t C =。

，查表1 得
3774.49/A kg m ρ= 3774.81/B kg m ρ= 塔底液相的质量分率
0.03578.11
0.030
0.03578.110.96592.13
A a ⨯==⨯+⨯
3
1
774.80/0.030/774.49
0.970/774.81
L
W
m
k g m ρ==+
提馏段液相平均密度为
()3795.44774.80/2=785.12/Lm
kg m ρ'=+ 2.4.5液体平均表面张力计算
○
1液体平均表面张力依下式计算，即 i
i
Lm x σ
σ∑=
塔顶液相平均表面张力的计算 由82.24D t C =。

，查表2 得
21.00/A m N m σ= 21.44/B m N m σ=
0.95721.000.04321.4421.02/LDm m N m σ=⨯+⨯=
进料板液相平均表面张力的计算 由98.74F t C =。

，查表2 得
m mN A /00.19=σ 19.63/B m N m σ=
0.33919.000.66119.6319.42/LFm m N m σ=⨯+⨯=
精馏段液相平均表面张力为
/220.22/Lm m N m σ==（21.02+19.42） 塔底液相平均表面张力的计算 由115.26W t C =。

，查表2 得
19.42/A m N m σ= 20.01/B m N m σ= 0.03519.420.96520.0119.99/LW m m N m σ=⨯+⨯= 提馏段液相平均表面张力为
()19.4219.99/219.71/Lm
mN m σ'=+=
2.4.6液体平均粘度计算
液体平均粘度依下式计算，即 i i Lm x μμlg lg ∑=
塔顶液相平均粘度的计算
由 82.24D t C =。

，查表3 得
0.302A m Pa s μ=∙ 0.306B m Pa s μ=∙ ()()lg 0.957lg 0.3020.043lg 0.306LDm μ=+ 解出 0.302LD m m Pa s μ=∙ 进料板液相平均粘度的计算
由98.74F t C =。

，查表3 得
0.258A m Pa s μ=∙ 0.267B m Pa s μ=∙
()()lg 0.339lg 0.2580.661lg 0.267LFm μ=+
解出 0.264LFm m Pa s μ=∙ 精馏段液相平均粘度为
()0.3020.264/20.283Lm mPa s μ=+=∙ 由115.26W t C =。

，查表3 得
0.224A m Pa s μ=∙ 0.237B m Pa s μ=∙ ()()lg 0.035lg 0.2240.965lg 0.237LWm μ=+
解出 0.237L W m m P a
s μ=∙ 提馏段液相平均粘度为
()0.2640.237/20.251Lm
mPa s μ'=+=∙ 2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.5.1塔径的计算
精馏段的气、液相体积流速为
3
128.72881.550.995/36003600 2.93m m
V S V VM V m s ρ⨯=
=
=⨯
3
96.05683.620.0028/36003600803.86
Lm S Lm
LM L m s ρ⨯==
=⨯
提馏段 3
128.72887.760.972/36003600 3.23Vm S Vm V M V m s ρ''⨯'=
=
='⨯
3
178.81389.510.0057/36003600785.12
Lm S
Lm
L M L m s ρ''⨯'==='⨯
由 V
V
L C
u ρρρ-=max
式中C 由式1 计算，其中的C 20由图2 查取，图的横坐标为
精馏段
1/2
1/2
0.00283600
803.86
0.046
60.995
36002.93
h L h V L V ρρ⎛⎫⨯⎛⎫=
= ⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭
提馏段
1/2
1/2
0.00573600
785.12
0.091
40.972
36003.23
h L
h V
L V ρρ⎛⎫''⨯⎛⎫=
= ⎪
⎪''⨯⎝⎭⎝⎭ 取板间距T H =0.40 m ，板上液层高度L h = 0.06 m ，则 T H –L h = 0.40 – 0.06 = 0.34 m 查图2 得 精馏段200.075C =
0.2
0.2
2020.220.0750.07522020L C C σ⎛
⎫
⎛⎫
==⨯= ⎪ ⎪
⎝⎭
⎝⎭
m a x 803.86
2.93
0.0752
1.243/
2.93
u m s -==
取安全系数为0.7，则空塔气速为 m a x
0.70.71.243
0.870
/
u u m s ==⨯= 440.995
1.2073.140.870
S
V D m u
π⨯=
=
=⨯
提馏段20=0.069C
0.2
0.2
20
19.710.0690.06882020L C C σ'⎛⎫⎛⎫
==⨯= ⎪ ⎪
⎝⎭
⎝⎭
m a x 785.12
3.23
0.0688
1.070/
3.23
u m s -==
取安全系数为0.7，则空塔气速为 m
a x
0.70.71.070
0.7
49/
u u m s ==⨯= 440.972
1.2863.140.749
S
V D m u
π'⨯=
=
=⨯
由于精馏段塔径与提馏段塔径在mm 20001000-之内，所以
按标准塔径圆整后为 1.4
D m = 塔截面积为
2
2
2
1.41.5444
T A D m π
π
=
=
⨯=
实际空塔气速为 0.9950.646/1.54
S T
V u m s A =
==
2.5.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
()()T
N 1H 1010.43.6
Z m =-=-⨯=精精 提馏段有效高度为
()()N 1H 1210.44.4
T
Z m =-=-⨯=提提 在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为
Z 0.8 3.6 4.40.88.8Z Z m =++=++=精提
2.6塔板主要工艺尺寸的设计
2.6.1溢流装置计算
因塔径 1.4D m =，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受溢盘。

各项设计如下：
○1堰长 W
l 取 0.660.66 1.40.924W l D m ==⨯=
○2溢流堰高度 W
h 由 OW L W h h h -=
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由下式计算，即
3
/2100084
.2⎪⎭⎫
⎝⎛=w h OW
l L E h
近似取E = 1，则 2/3
2.840.00283600
10.01410000.924O W
h m ⨯⎛⎫=⨯⨯= ⎪
⎝
⎭
取板上清液层高度 mm h L 60= 故 0.060
0.014
0.0
W h m =-= ○3弓形降液管宽度 d
W 和截面积f A
由
66.0=D l w
查手册，得
0722
.0=T
f A A 124.0=D
W d
故 2
0.072
20.07221.540.111
f T A A m ==⨯= 0.1240.124 1.40.174d W D m ==⨯= 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 36003600
0.1110.40
15.8650.00283600
f T
h
A H s s L τ⨯⨯=
=
=>⨯
故降液管设计合理。

○
4降液管底隙高度0h o w h u l L h '
=
36000
取 s m u /08.00
=' 则 00.00283600
0.03836000.9240.08
h m ⨯=
=⨯⨯
00.0460.0380.008
0.006W h h m m
-=-=> 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受溢盘，深度mm h W
50='。

2.6.2塔板布置
塔径/mm 800～1200
1400～1600
1800～2000
2200～2400
塔板分块数
3
4
5
6
○
1塔板的分块 因 mm D 1400=，故塔板采用分块式。

由上图得，塔板分为4块。

○
2边缘区宽度确定 取0.065S S W W m '==， 0.035C W m =
○
3开孔区面积计算 开孔区面积a A 按下式计算，即
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 12
22s i n 1802π 其中 ()()1.40.1740.0650.46122
d s D x W W m
=-+=-+=
1.4
0.0350.665
2
2
C D r W m =
-=
-= 故
2
2
2
1
20.665
0.46120.461
0.665
0.461
s i n 1.119
180
0.665
a A m π-⎛
⎫⨯=-+= ⎪⎝
⎭
○
4筛孔计算及其排列 苯—甲苯物系无腐蚀性，可选用 mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径
mm
d 50=。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 mm d t 155330=⨯== 筛孔数目 n 为 2
2
1.155 1.155 1.129
5796
0.015
a
A n t
⨯=
=
=个
开孔率为
2
2
00.0050.9070.90710.1%
0.015
d t ϕ⎛⎫
⎛⎫==
= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭
气体通过阀孔的气速为 00
0.9958.80/0.101
1.119
S V u m s A =
=
=⨯
2.7筛板的流体力学验算 2.7.1.塔板压降
○1干板阻力C
h 计算 干板阻力C h 由下式计算，即
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎭
⎫
⎝⎛=L V C
c u h ρρ2
00051.0 由 67.13/5/0==δd ,查手册 得，772.00=c
故 2
8.80 2.930.0510.02420.772803.86C h m ⎛⎫⎛⎫
== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭
液柱
○2气体通过液层的阻力1
h 计算 气体通过液层的阻力h l 由下式计算，即 L h h β=1 0.9950.696/
1.54
0.111
S a T f
V u m s A A =
=
=-- ()1/2
1/2
00.696
2.93
1.19/F k g s m
==∙ 查手册 ，得61.0=β。

故 ()()10.610.046
0.0140.0366L W
O W
h h h h m ββ==+=⨯+=
液柱
○
3液体表面张力的阻力σh 计算 液体表面张力所产生的阻力σh 按下式计算，即 3
4420.2210
0.0021803.86
9.81
0.005
L
L h m gd σσρ-⨯⨯=
=
=⨯⨯
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 P h 可按下式计算，即 10.02420.0366
0.0021
0.0629P C h h h h m σ=++=++= 气
体
通
过
每
层
塔板的压
降
为
0.0629803.869.81496.00.75P P L P h g Pa kPa
ρ∆==⨯⨯=<(设计允许
值)
2.7.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本里的塔径和液流量均不大，故可
忽略液面落差的影响。

2.7.3液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
2
.36
10
7.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f T a L
V h
H u e σ
m h h L f 15.006.05.25.2=⨯==
故
3.2
6
35.7100.696
0.007
5/0.1/20.2210
0.400.15
V e k g k g k g
k g
--⨯
⎛
⎫==<
⎪⨯-⎝⎭液气液气 故在本设计中液沫夹带量V e 在允许范围内。

2.7.4.漏液
对筛板塔，漏液点气速min .0u 可由下式计算，即
()()0
.m i n
4.40.00560.13/
4.40.7720.0056
0.13
0.06
0.0021803.86/2.93
5.981/L
L
V
u C
h h m s σρρ
=+-=⨯
+⨯-=
实际孔速 00.min 8.80/u m s u => 稳定系数为 00
.m i n
8.80
1.511.5
5.981u K u =
=
=>
故在本设计中无明显漏液。

2.7.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 d H 应服从下述关系，即 ()W T d h H H -≤ϕ
苯—甲苯物系属一般物系，取5.0=ϕ，则 ()()m h H W
T 224.0047.040.05.0=+=+ϕ
而 d L P d h h h H ++=
板上不设进口堰，d h 可由下式计算，即
()()m u h d 001.008.0153.0153.02
2
=='= 液柱 0.062
50.06
0.0010.d H m =++= 液柱
∴ ()W T d h H H +≤ϕ 故在本设计中不会发生液泛现象。

2.8塔板负荷性能图 2.8.1漏液线
由 ()V L L h h C u ρρσ/13.00056.04.40min .0-+= 0
m i n
.m i n .A V u S o =
OW W L h h h += 3
/2100084
.2⎪⎪⎭⎫
⎝⎛=W h OW
l L E h
V
L
W h W s h l L E h A C V ρρσ⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛++=3
20
0m
i n
,100084.213.00056.04.4
23
4.40.7720.101 1.1192.8436000.00560.130.04610.0020803.86 2.93
10000.924S L =⨯⨯⨯⨯
⎧⎫⎡⎤⎪⎪⎛⎫++⨯⨯-⎢⎥⎨⎬ ⎪
⎝⎭⎢⎥⎪⎪⎣⎦⎩⎭
整理得 2/3
,m i n 6.3590.009580.0914
s S V L =+ 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1 。

表1 L S , m 3/s 0.0006
0.0015 0.0030 0.0045 V S , m 3/s 0.643
0.660
0.681 0.699
由上表数据即可作出漏液线1。

2.8.2.液沫夹带线
以气液kg kg e V /1.0=为限，求S S L V -关系如下： 由 2
.36
10
7.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=-f T
a L V h
H u e σ
0.71.540.111
S S
a S T f
V V u V A A =
=
=--
()OW W L f h h h h +==5.25.2 0.046W h m = m L L h S
S OW
3
/23
/2703.0924.036001100084
.2=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⨯=
故 2/3
0.1151
.76f S h L =+ 2/30.285
1.76T f S H h L -=- 3.2
6
323
0.75.7100.120.2210
0.2851.76
S
V S V e L --⨯
⎛
⎫
==
⎪⨯-⎝⎭ 整理得 2
3s s 2.5515.74V L =-
在操作范围内，任取几个L S 值，依上式计算出V S 值，计算结果列于
表2。

表2
L S , m 3/s 0.0006 0.0015 0.0030
0.0045 V S , m 3/s 2.438 2.344
2.223 2.121
由上表数据即可作出液沫夹带线2 。

2.8.3.液相负荷下限线
对平直堰，取堰上液层高度m h OW 006.0=作为最小液体负荷标准。

由下式得
m
l L E h W
S OW
006.03600100084
.23
/2=⎪⎪⎭⎫
⎝⎛=
取 E = 1 ，则 s m L S /00079.03600
924.084.21000006.03
2
/3min
,=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯= 据此可作出与气体
流量无关的垂直液相负荷下限线3 。

2.8.4. .液相负荷上限线
以s 4=τ作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得 s L H A S
T f 4==
τ
故 L S ,min = s m H A L T f s /0111.04
40
.0111.04
3
min ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 。

2.8.5.液泛线
令()W T d h H H -=ϕ
由 d L P d h h h H ++=；σh h h h C P ++=1; L h h β=1；OW W L h h h +=
联立得 ()()σββϕϕh h h h h H d C OW W T ++++=--+11
忽略σ
h ，将OW h 与S L ，d h 与S L ，C h 与S V 的关系式代入上式，并整理的
a '3
/22
2S S S L d L c b V a '-'-'='
式中 ()⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
'L V c A a ρρ200051.0
()W T h H b 1--+='βϕϕ ()
2
0153
.0h l c W =
'
()3
23360011084.2⎪
⎭
⎫
⎝⎛+⨯='-W l E d β
将有关的数据代入，得 ()
2
0.051
2.930.02480
3.860.101 1.1190.772a ⎛⎫'=
= ⎪⎝⎭
⨯⨯ ()0.50.400.5
0.61
10.0460.149
b '=⨯+
--⨯= ()
2
0.153
1240.9240.038c '=
=⨯
()23
336002.8410110.61 1.1320.924d -⎛⎫
'=⨯⨯⨯+= ⎪
⎝⎭
故 222/30.0240.149124 1.132S S S V L L =--
或 22
2/6.21
516747.17S S S V L L =--
在操作范围内，任取几个L S 值，
依上式计算出V S 值，计算结果列于表3。

表3
L S , m 3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V S , m 3/s 2.423 2.362 2.276 2.195 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。

在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。

由图可看出，该筛板塔的操作上限位液泛控制，下限为漏液控制。

查该图得 3
,m a x
2.124
S V m s = 3
,
m i n
0.667
S V m s =
故操作弹性为 ,m a x ,
m i n
2.124
3.1840.667
S S V V =
=
精馏段筛板负荷性能图
3
2.5
2
1.5
1
0.5
00.0020.0040.0060.0080.010.012
所设计筛板的主要结果汇总于下表所示：
序号项目数值
1 平均温度tm，℃90.49
2 平均压力P m，kPa 108.8
3 气相流量V S，(m3/s) 0.995
4 液相流量L S，(m3/s) 0.0028
5 实际塔板数22
6 有效段高度Z，m 8.8
7 塔径，m 1.4
8 板间距，m 0.4
9 溢流形式单溢流
10 降液管形式弓形
11 堰长，m 0.924
12 堰高，m 0.046
13 板上液层高度，m 0.06
14 堰上液层高度，m 0.014
15 降液管底隙高度，m 0.035
16 安定区宽度，m 0.065
17 边缘区宽度，m 0.035
18 开孔区面积，㎡ 1.119
19 筛孔直径，m 0.005
20 筛孔数目5796
21 孔中心距，m 0.015
22 开孔率，﹪10.1
23 空塔气速，m/s 0.646
24 筛孔气速，m/s 8.80
25 稳定系数 1.51
26 每层塔板压降，Pa 496.0
27 负荷上限液沫夹带
28 负荷下限漏液控制
29 液沫夹带e V,(㎏液/㎏气) 0.0075
30 气相负荷上限，m3/s 2.124
31 气相负荷下限，m3/s 0.667
32 操作弹性 3.184
3 总结
本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；。

在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。

在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。

我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。

在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。

在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符合现实应用。

因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。

如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。

通过此次课程设计我也深刻的知道同学及老师的帮助时很重要的。

比如有时我在计算的时候遇到了麻烦，我就会和同学进行讨论然后解决问题，有时我也会寻求老师的帮助，在他们的帮助与指导下，以及通过自己的努力，我终于完成了这份课程设计。

我相信没有他们的帮助我是不可能完成任务的。

所以在此，我还要感谢我的指导老师于秀华老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。

限于我们的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。

参考文献
[1] 贾绍义等. 《化工原理课程设计》. 天津: 天津大学出版社, 2002.8
[2] 谭天恩等. 《化工原理》（上）. 北京: 化学工业出版社, 2006.7
[3] 谭天恩等. 《化工原理》（下）. 北京: 化学工业出版社, 2006.7
[4] 青岛化工学院. 《化学化工物据数据手册》. 北京: 化学工业出版社, 2002.5
[5] 国家医药管理局上海医药设计院. 《化工工艺手册》. 北京: 化学工业出版
社, 1986.12
致谢
在本次设计的过程中，老师倾注了大量的心血，从开始选材，到写作完成，指出稿件中的具体问题，严格把关，循循善诱，在此我表示衷心感谢。

同时我还要感谢在本次设计期间给我极大关心和支持的各位老师以及关心我的同学和朋友。

本次设计是一次再系统学习的过程，说明书的完成，同样也意味着新的学习生活的开始。

图1
图解法求理论板层数
00.10.20.30.40.50.60.70.80.910
0.2
0.4
0.6
0.8
1X
Y
图2
表1 各温度下的苯-甲苯密度
/t C
60
80 100 120 苯（3
/A kg m
ρ- ）
836.6 815.0 792.5 768.9 甲苯（
3
/B kg m
ρ- ）
829.3
810.0
790.3
770.0
表2 各温度下的苯-甲苯表面张力
/t C
60
80 100 120 苯（
1
/A
m N m
σ
-⋅）
23.74 21.27 18.85 16.49 甲苯（
1
/B m N m
σ-⋅）
23.94
21.69 19.49
17.34
表3 各温度下的苯-甲苯粘度
/t C
60
80 100 120 (/)
A m Pa s μ⋅苯 0.381 0.308 0.255 0.215 (/)
B m Pa s μ⋅甲苯
0.373
0.311
0.264
0.228。