苯-甲苯板式精馏塔设计

合肥学院
Hefei University
化工原理课程设计
题目: 板式精馏塔设计
系别: 生物与环境工程系
专业:_ 生物工程
学号: 0902012008
姓名: 黄洋
指导教师: 王杏文老师
目录
一、设计方案的确定 (5)
二、精馏塔的物料衡算 (6)
1.原理液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (6)
2.原料夜及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (6)
3.物料衡算 (6)
三、塔板数的确定 (8)
1.理论塔板层数NT的求取 (8)
1.1求最小回流比及操作回流比 (8)
1.2求操作线方程 (8)
1.3图解法求理论板层数 (8)
2.塔板效率的估算 (8)
3.实际板层数的求取 (9)
四、精馏塔的工艺条件以及有关物性数据的计算 (10)
1.精馏段体积流量 (10)
1.1平均摩尔质量计算 (10)
1.1.1塔顶平均摩尔质量计算 (10)
1.1.2进料板平均摩尔质量计算 (10)
1.1.3精馏段平均摩尔质量 (10)
1.2平均密度的计算 (10)
1.2.1气相平均密度计算 (10)
1.2.2液相平均密度计算 (10)
1.2.3精馏段液相平均密度 (11)
2.提馏段的体积流量 (11)
2.1平均摩尔质量计算 (11)
2.1.1塔底平均摩尔质量计算 (11)
2.1.2提馏段平均摩尔质量计算 (12)
2.2平均密度 (12)
2.2.1气相平均密度 (12)
2.2.2液相平均密度 (12)
2.2.3提馏段液相平均密度 (12)
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (13)
1.塔径的计算 (13)
2.精馏塔有效高度的计算 (14)
六、塔板主要工艺尺寸的计算 (15)
1.溢流装置计算 (15)
1.1堰长lw (15)
1.2溢流堰高度how (15)
1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af (15)
1.4降液管底隙高度h0 (15)
2.塔板布置 (15)
2.1塔板的分块 (16)
2.2边缘区宽度确定 (16)
2.3开孔区面积计算 (16)
2.4筛孔计算及其排列 (16)
七、筛板的流体力学验算 (16)
1.塔板压降 (16)
1.1干板阻力hc计算 (16)
1.2气体通过液层的阻力h1计算 (17)
1.3液体表明张力的阻力hσ计算 (17)
2.液面落差 (17)
3.液沫夹带 (17)
4.漏液 (17)
5.液泛 (18)
八、塔板符合性能图 (19)
1.漏液线 (19)
2.液沫夹带线 (19)
3.液相负荷下限线 (20)
4.液相负荷上限线 (20)
5.液泛线 (20)
九、各接管尺寸的确定 (23)
1．进料管 (23)
2. 釜残液出料管 (23)
3.回流液管 (23)
4.塔顶上升蒸汽管 (24)
十、主要符号说明 (25)
十一、总结 (26)
十二、参考资料 (27)
十三、附图 (27)
板式精馏塔设计任务书
一、设计题目：
苯―甲苯精馏分离板式塔设计
二、设计任务及操作条件
1、设计任务：
生产能力（进料量） 4万吨／年
操作周期 7200 小时／年
进料组成 50% （质量分率，下同）
塔顶产品组成 99%
塔底产品组成 2%
2、操作条件
操作压力常压
进料热状态泡点进料
冷却水 20℃
加热蒸汽 0.2MPa
3、设备型式筛板塔
4、厂址安徽省合肥市
三、设计内容：
1、概述
2、设计方案的选择及流程说明
3、塔板数的计算(板式塔)
( 1 ) 物料衡算;
( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅;
( 3 ) 回流比的选择;
( 4 ) 理论板数和实际板数的计算;
4、主要设备工艺尺寸设计
( 1 ) 塔内气液负荷的计算;
( 2 ) 塔径的计算;
( 3 ) 塔板结构图设计和计算；
( 4 )流体力学校核；
( 5 )塔板负荷性能计算；
( 6 )塔接管尺寸计算；
( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。

5、辅助设备选型与计算
6、设计结果汇总
7、工艺流程图及精馏塔装配图（2号或3号图纸）
8、设计评述
一、概述
1.精馏塔的简介:
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。

根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。

板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。

此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。

工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。

2.苯-甲苯物系简介：
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。

苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。

苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。

甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。

在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。

甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。

甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。

甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。

甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。

甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为 4 ℃，燃点为535 ℃。

3.设计依据：
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。

板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。

上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。

筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。

其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。

但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

二、设计方案的选择
1.塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天工作24小时，产
品流量是5555.56Kg/h,因为苯-甲苯物系的粘度较小，流量较大，所以选
用筛板塔，筛板塔的结构简单，造价低，气体压强低，生产能量大。

2.操作条件选择：
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。

例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。

下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

2.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。

确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。

例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。

对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。

当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。

但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。

有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

2.2进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。

在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。

此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

2.3加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

有时也可采用直接蒸汽加热。

然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。

采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。

对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。

三、计算过程
一、精馏塔的物料衡算
（常压）苯-甲苯气液相平衡数据
温度t液相中苯
的含量x
（摩尔分数）
气相中苯
的含量y
（摩尔分数）
温度t液相中苯
的含量x
（摩尔分数）
气相中苯
的含量y
（摩尔分数）
110.6 0 0 89.4 59.2 78.9 106.1 8.8 21．2 86.8 70.0 85.3 102.2 20.2 37．0 84.4 80.3 91.4 98.6 30.0 50．0 82.3 90.3 95.7 95.2 39.7 61．8 81.2 95.0 97.9 92.1 48.9 71．8 80.2 100.0 100.0
1.原理液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol
541.013
.925.011.785.011.785
.0=+=
F X （式2-1）
13.9201.011.7899.011.7899
.0+
=D X =0.992
0.02
78.11
0.0240.02
0.98
78.11
92.13
W X =
=+
2.原料夜及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.541×78.11+（1-0.541）×92.3=61.67kg/kmol （式2-2） MD=0.983×78.11+（1-0.983）×92.13=78.22kg/kmol MW=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kg/kmol 3.物料衡算
原料处理量 h Kmol F 09.907200
*96.8540000000
== （式2-3-1）
总物料衡算 D+W=90.09 （式2-3-2） 苯物料衡算 90.09×0.541=0.992D+0.024W 联立解得：D=48.12kmol/h W=41.97kmol/h 以上计算结果见下表1：
名称
原料液 馏出液 釜残液 X （摩尔分数） 0.541 0.992 0.024 摩尔质量Kg/kmol 61.67 78.22 91.79 物料量kmol/h
90.09
48.12
41.97
二、塔板数的确定
1.理论塔板层数NT 的求取
苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求解理论塔板数。

由手册查的苯——甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y 图，见附图。

1.1求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在附图中对角线上，自点e(0.44,0.44)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.744 xq=0.541 故最小回流比为 22.1541
.0744.0744
.0992.0min
=--=
--=
x
y y x q
q
q
D R （式3-1）
取操作回流比为
R=2Rmin=2×1.22=2.44 1.2求操作线方程
L=RD=2.44×48.12=117.41kmol/h
V=(R+1)D=（2.72+1）×14.02=165.53 kmol/h L ’=L+F= 38.13+32.31kmol/h=207.5 V ’=V=165.53 kmol/h 精馏段操作线方程为
288.071.0+=x y （式3-2）
提馏段操作线方程为
y=1.25x+0.006式3-3） 1.3图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，如x-y 图所示。

求解结果为 总理论塔层数 NT=12.5(包括再沸器) 进料板位置 NF=7 精馏段 N=6 2.塔板效率的估算
由t-x-y 图可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点： 4.80=t D 5.97=t F 3.108=t W 全塔的平均温度 4.953
3
.1085.974.80=++=t m
在温度
m
t 下查得μ苯=0.26mPa ．s μ甲苯=0.29 mPa ．s
因为
L i Li x μμ=∑
所以 2692.0)28.0)541.01(26.0*541.0(=-+=u LF
2602.0=u
LD
2759.0=u
LW
全塔液体的平均粘度：
s mPa u Lm
.2696.03
2759.02602.02692.0=++=由t=80.4C ︒查得： 1211.033
lg 6.0305580.4220.79O A P =-
+ （式3-4）
102.26O A P kPa
∴=
1344.8
ln 6.0795480.4219.482
B P ο=-
+
39.36B P kPa ο∴=
α1=2.600
同理t=109.2C ︒时
229.43A P kPa ο= 97.29B P kPa ο=
a2=2.384
47.2384.2600.22
1
=⨯==
α
αα
全塔效率.245.245
1
0.49()0.4953.82%(2.475240.27553)
o T L o αμ-E ==⨯
=⨯（式3-5） 3.实际板层数的求取
精馏段实际塔板层数 N 精=1254.0/6≈块
提馏段实际塔板层数 N 提=12.5/0.54=≈24块
三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1、操作压力的计算
塔顶的操作压力 K P a P D 3.101= 每层塔板的压降 K P a P 7.0=∆ 进料板压力 K P a P F 7.109127.03.101=⨯+=
精馏段平均压力
K P a P m 2.1052/)7.1093.101(=+=
2、操作温度的计算
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、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度 C t D ︒=4.80 进料板温度 C t F ︒=5.97
精馏段平均温度 C t m ︒=+=95.882/)5.974.80( 3、平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，992.01==D x y ，995.01=x
mol Kg M VDm /22.7813.92)992.01(11.78992.0=⨯-+⨯= mol Kg M LDm /18.7813.92)995.01(11.78995.0=⨯-+⨯=
进料板平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，675.0=F y ，545.0=F x
mol Kg M VFm /67.8213.92)675.01(11.78675.0=⨯-+⨯= mol Kg M LFm /49.8413.92)545.01(11.78545.0=⨯-+⨯=
精馏段的平均摩尔质量为
mol Kg M Vm /45.802/)67.8222.78(=+= mol Kg M Lm /34.812/)49.8418.78(=+=
4、平均密度计算 4.1、气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，即
3/77.2)
15.27337.94(314.845
.8053.115m Kg RT M p m Vm m Vm =+⨯⨯==
ρ 4.2、液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即：
LB
B
LA
A
Lm
a a ρρρ+
=
1
塔顶液相平均密度的计算。

由C t D ︒=4.80，查液体在不同温度下的密度表得：
3/811m Kg A =ρ 3/807m Kg B =ρ
807
01
.081199.01
+=
LDm
ρ 3/96.810m Kg LDm =ρ 进料板液相平均密度的计算。

由C t F ︒=5.97，查液体在不同温度下的密度表得：
3/796m Kg A =ρ 3/802m Kg B =ρ
406.013
.92)545.01(11.78545.011
.78545.0=⨯-+⨯⨯=
A a
802
594
.0796406.01
+=
LFm
ρ 3/28.805m Kg LDm =ρ 精馏段的平均密度为：
3/03.8032/)6.79244.813(m Kg Lm =+=ρ
精馏段的气、液相体积流率为：
s m VM V Vm Vm S /905.077
.2360045
.8016.11236003=⨯⨯==
ρ
s m LM L Lm Lm S /0024.028
.805360034
.8112.8436003=⨯⨯==
ρ
同理计算提馏段数据：
名称
气相 液相 平均摩尔质量kg/kmol 84.35 87.97 平均密度kg/m3 2.745 780.905 体积流量m3/s 0.4451
0.0022
5、塔径的计算
液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算，即：
∑==n
i i i Lm x 1
σσ
塔顶液相平均表面张力的计算。

名称
气相 液相 平均摩尔质量kg/kmol 80.45 81.34 平均密度kg/m3 2.77 805.28 体积流量m3/s
0.905
0.0024
由C t D ︒=4.80，查液体表面张力共线图得：
m mN A /75.20=σ m mN B /00.21=σ
m mN LDm /75.2000.21)995.01(32.21995.0=⨯-+⨯=σ
进料板液相平均表面张力的计算。

由C t F ︒=50.97，查液体表面张力共线图得：
m mN A /10.19=σ m mN B /75.19=σ m mN LFm /90.1475.19)541.01(10.19541.0=⨯-+⨯=σ
精馏段平均表面张力为：
m mN Lm /08.202/)90.1475.20(=+=σ
s m LM L Lm Lm S /0024.028
.805360034
.8112.8436003=⨯⨯==
ρ
由V V L C u ρρρ-⋅
=max ，式中C 由2.020)20
(L C C σ
=求取，其中20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为
045.0)77
.228.805()3600905.036000024.0()(2
121=⨯⨯⨯=⋅V L h h V L ρρ 取板间距m H T 45.0=，，板上液层高度m h L 06.0=，则
m h H L T 39.006.045.0=-=-
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得074.020=C
0741.0)20
82.20(
074.0)20
(
074.02
.02.0=⨯=⋅=L
C σ s m C u V V L /261.177
.277
.228.8050741.0max =-⨯=-⋅
=ρρρ 取安全系数为0.65，则空塔气速为：
s m u u /819.0173.165.065.0max =⨯=⋅=
m u V D S
19.1819
.014.3905
.044=⨯⨯==
π
按标准塔径圆整后为m D 2.1=。

塔截面积为：
222131.12.1785.0785.0m D A T =⨯==
s m A v u T
S
/800.0==
6、精馏塔有效高度的计算 塔的高度可由下式计算：
(2)D T P F B Z H N S H SH H H =+--+++ （式5-4） 已知实际塔板数N=24，板间距T H =0.4m
由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每一隔6块设一个人孔，则人孔的数目S 为：
S=4个
取人孔两板之间间距0.6P H m =，则塔顶空间 1.0D H m =，塔底空间 2.0B H m =，进料板空间高度0.6F H m =，那么全塔高度为：
1.0(2723)0.430.60.6
2.014.2Z m =+--⨯+⨯++=
四、塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置计算
因塔径m D 2.1=，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下： 1.1、 堰长w l
取 m D l w 78.02.166.065.0=⨯== 1.2、 溢流堰高度w h
由ow L ow h h h -=，选用平直堰，堰上液层高度ow h 由下式计算，即：
32)(100084
.2w
h ow l L E h ⋅⋅=
近似取E=1，则m h ow 014.0)924
.036000029.0(1100084.23
2=⨯⨯⨯=
取板上清液层高度mm h L 60= 故m h h h ow L w 046.0014.006.0=-=-= 2. 弓形降液管宽度d W 和截面积f A ：
由
65.0=D
l w
，查弓形降液管参数图得：
0733.0=T
f
A A
136.0=D
W d
则：2111.0131.10733.0m A f =⨯=，m W d 1632.02.1136.0=⨯= 验算液体在降液管中停留时间，即：
s s L H A h
T
f 5153600
0024.045
.0829.036003600>=⨯⨯⨯=
=
θ
故降液管设计合理。

3.
降液管底隙的流速s m u /1.0'0=，则：
m u l L h w h 037.01
.065.036003600
0024.0'360000=⨯⨯⨯==
m m h h w 006.0009.0037.0046.00>=-=-
故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度mm h w 50'=。

4、塔板布置
4.1、塔板的分块。

因mm D 800≥，故塔板采用分块式。

查塔板块数表得塔板分为3块。

4.2、边缘区宽度确定：
取m W W s s 075.0'==，m W c 025.0=
4.3、开孔区面积计算。

开孔区面积a A 计算为：
)sin 180(21222r
x
r x r x A a -+
-=π
其中 m W D r c 575.0025
.06.02
=-=-= 故
21222773.0)575
.03618
.0sin 575.018014.33618.0575.03618.0(2m A a =⨯⨯+
-⨯⨯=- 4.4、筛孔计算及其排列。

由于苯和甲苯没有腐蚀性，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 1652.32.30=⨯==
筛孔数目n 为：
个3487016.0773.0155.1155.12
2=⨯==
t A n a
开孔率为：
%8.8)15
5
(907.0)(907.02200=⨯=⋅==
t d A A a φ 气体通过筛孔的气速为：
s m A V u s /27.13773
.0088.0903
.000=⨯==
五、筛板的流体力学验算
1. 塔板压降
1.1干板阻力hc 计算
2000.051(
)()V
C L
u h C ρρ= （式7-1） 2由d0/δ=5/3=1.67，查图表得c0=0.772
故 28.12 2.7475
0.051()()0.01970.772788.8975
C h == m 液柱
1.2气体通过液层的阻力h1计算
h1=βhl （式7-2）
0.43625
0.6/0.7850.0575
S a T f V u m s A A =
==-- （式7-3）
1/21/200.995/(.)F u kg s m === （式7-4） 查充气系数关联图知β=0.64
故h1=βhl=0.64×0.06=0.0384m 液柱 1.3液体表明张力的阻力h σ计算
3
04419.9100.002178.89759.810.005L L h m gd σσρ-⨯⨯===⨯⨯液柱
（式7-5） 气体通过每层塔板的液柱高度hp 为
hp=hc+h1+h σ （式7-6）
hp=0.0197+0.0384+0.0021=0.0602m 液柱 气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hp ρLg=0.0602×788.8975×9.81=465.89Pa （式7-7）
2.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径的液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3.液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
6
3.25.710(
)a
V L
T f
u e H h σ-⨯=
-
（式7-8） hf=2.5L h =2.5×0.06=0.15m
故6 3.23
5.7100.6
()0.00519.9100.40.15
V e --⨯==⨯-kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 故在本设计中液面夹带量eV 在允许范围内 4.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0，min 可由下式计算，即
0,min 4.44.4 5.1/u C m s
==⨯=
实际孔速0u =8.12m/s ＞0,min u 稳定系数为
00,min
8.12
1.6 1.55.1
u K u =
=
=> 故在本设计中无明显漏液 5.液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 因服从下式，即
Hd ≤ψ（HT+hw ） （式7-10） 苯—甲苯属一般物系，取ψ=0.5，则
ϕ（HT+hw ）=0.5×（0.4+0.046）=0.223m
而 Hd=hp+hl+hd
板上不设进口堰，hd 可由下式计算，即
220
0.153()0.153(0.08)0.001d h u m '===液柱 Hd=0.0602+0.06+0.001=0.121m 液柱
Hd ≤ψ（HT+hw ）
故在本设计中不会发生液泛现象。

六、精馏段塔板负荷性能图
1、漏液线
由V L ow w s h h h C A V u ρρσ/])(13.00056.0[4.400min .min .0-++==
3
2100084
.2⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅⋅=w h ow l L E h 得：
3
23
23
200min
.0090.000965.090.393
.203.8030216.0924.036001100084.2046.013.00056.0773.0101.0772.04.4/100084.213.00056.04.4S
s V L w h w s L L h l L E h A C V +=⨯
⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+⨯+⨯⨯⨯⨯=⎪⎭
⎪
⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯++=ρρσ
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表
表4-1 漏液线计算结果
表4-1 漏液线计算结果
由上表数据即可作出漏液线1 2、液沫夹带线
以气液kg /1.0kg e v =为限，求s s L V -关系如下：
由
1.0)
2.2285.037
3.1(1082.20107.576.1285.076.1115.0)703.0046.0(5.2)(5.25.2703.0)924
.03600(11084.2)(
107.52
.33
/2363
/23
/23/23
/23/232
.36
=-⨯⨯=-=-+=+=+===⨯⨯⨯⨯=-⨯=
----s
s v s f T s s ow w L f s
s ow f
T a
L
v L V e L h H L L h h h h L L h h H u e σ
整理得3
/206.11206.2s
s L V -=
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表
表4-2 液沫夹带线计算结果
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ow h =0.006作为最小液体负荷标准:
006.0703.0)924
.03600(
11084.23
/23/23==⨯⨯⨯⨯=-s s ow L L h
s m L s /00079.03min ,=
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s 4=θ作为液体在降液管中停留时间的下限 4==
s
T
T L H A θ 故s m L s /0093.04/40.00829.03min ,=⨯=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

5、液泛线 令)(w T d h H H +=φ
由L d l c d L p d h h h h h h h h H ++++=++=σ
ow
w L L l h h h h h +==β
联立解得d c ow w T h h h h h H ++++=--+σββφφ)1()1(
忽略σh ，将ow h 与s L ，d h 与s L ，c h 与s V 的关系式代入上式，并整理得：
3
/222''''s s s L d L c b V a --=
式中()()084.003.80393.2.772.0210.1101.01.81.921.1
.21'2200=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=
L V C A g a ρρ
149.0046.0)161.05.0(40.05.0)1('=⨯--+⨯=--+=w T h H b βφφ
70.183)039.0924.0(153
.0)
(153
.0'2
2
0=⨯==h l c w
236
.178.03600)57.01(11084.23600)1(1084.2'3
/23
3
/23=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=--w l E d β将有关的数据代入整理，得3
/22
2
19.1948.2852733.2s
s s L L V --=
筛板塔工艺设计计算结果
七、各接管尺寸的确定
1．进料管
平均温度下 ρ苯=781.1kg/m 3 ρ甲苯=796.3 kg/m 3 进料体积流量332.3185.96
0.000988/781
f
Sf f
FM V m s ρ⨯=
=
=
取适宜的输送速度 1.0/f u m s =，故
0.035i f d m =
== （式9-1）
经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：423mm φ⨯ 实际管内流速：2
40.000988
0.97/0.036f u m s π⨯==⨯
2. 釜残液出料管 釜残液的体积流量：
318.2991.79
0.000606/770.05
w
SW w
WM V m s ρ⨯=
=
= （式9-2）
取适宜的输送速度0.5/W u m s =，则
0.039d m =
=计
经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：423mm φ⨯ 实际管内流速：2
40.000606
0.59/0.036
W u m s π⨯==⨯ 3. 回流液管 回流液体积流量 338.1378.35
0.00104/796
L
SL L
LM V m s ρ⨯=
=
= （式9-3）
利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度0.15/L u m s =，那么
0.041d m =
=计
经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：504mm φ⨯
实际管内流速：2
40.00104
0.75/0.042W u m s π⨯==⨯
4. 塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量 314.0278.35
0.627/2.75
SV V m s ⨯=
=
取适宜速度15/v u m s =
0.231d m =
=计
经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：32510mm φ⨯ 实际管内流速：2
4 3.0
41.1/0.305sv u m s π⨯==⨯
四、主要符号说明
五、总结和感想
总结：精馏是分离液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。

精馏过程在能量剂的驱动下，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混挥发度的不同，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。

本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。

精馏塔是大型的设备装件，分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。

鉴于设计任务的处理量不大，苯-甲苯体系比较易于分离，待处理液清洁的特点，设计决定选用筛板塔。

筛板塔是生产中最常用的板式塔之一。

板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点。

由于本设计为假定性的设计，因此有关设计的其他项目，如：进行设计的依据、厂区或厂址、主要经济技术指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、电水汽的主要来源、与其他工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的规定等均从略。

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。

由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。

感想：在这次课程设计中，在老师的帮助下，我们学到了很多知识，也认识到理论与实践是有差别的。

既而，提升了我们对“理论高于实践，源于实践”的理解。

我们认识到，作为化学工程与工艺专业的学生，不仅要学好《化工原理》，而且还要兼顾物理、化学、计算机等相关自然科学，来提升专业知识，为以后的工作打下坚实的基础。

整个设计过程中要注意的问题很多，尤其是一些细节性的问题，否则“细节影响全局”。

因而考虑问题的全面详细是至关重要的。

通过设计，我们对化工原理课程的重要性有了更为深刻的认识，知道了工程设计人员的脑力工作之重、工作量之大。

同时，也知道了什么叫工程进度。

还有，原理的了解需要有一定的过程。

在了解了原理后，验算数据也是相当繁琐的：数
据是一环套一环的，有时一个数据的错误，会使后面的数据无法继续进行验算。

这就对我们的计算能力和严谨的科学态度提出了高要求。

要想核算成功不仅要对相关的专业知识掌握娴熟，还要会查手册，会运用制图软件AutoCAD…等等。

由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处。

最后，感谢王老师对本课程设计的帮助。

参考资料：
（1）华东理工大学出版社，化工原理（下册），张洪流主编
（2）化学工业出版社，塔设备，路秀林、王者相等主编
（3）化学工业出版社，工业化学过程与计算，顾国亮、廖传华、袁连山等主编
（4）北京理工大学出版社，化工过程控制原理，黄聪明、陈翔光、何恩智主编
（5）化学工业出版社，化工原理，王志魁编
（6）天津大学出版社，化工原理课程设计，贾紹义、柴诚敬主编。