苯甲苯筛板塔课程设计

化工原理课程设计
苯—甲苯筛板塔分离
目录
第一章设计目的、要求以及内容........................... - 4 -
1.1化工原理课程设计的目的与要求 ......................... - 4 -
1.2化工原理课程设计的内容 ............................... - 5 -
1.3安排与要求........................................... - 5 -
第二章设计计算........................................ - 5 -
2.1基础数据的汇总 ....................................... - 5 -
2.1.1组分的物理性质 .................................. - 5 -
2.1.2组分的饱和蒸汽压 ................................ - 5 -
2.1.3组分的气液平衡数据（常温） ...................... - 5 -
2.1.4纯组分的表面张力 ................................ - 5 -
2.1.5组分的液相密度 .................................. - 5 -
2.1.6组分的液体粘度 .................................. - 5 -
2.1.7常压下苯-甲苯的气液平衡数据 ..................... - 5 -
2.2工艺设计计算......................................... - 5 -
2.2.1进料组成........................................ - 5 -
2.2.2物料衡算........................................ - 5 -
2.2.3回流比的确定 .................................... - 5 -
2.2.4理论塔板数的确定 ................................ - 5 -
2.2.5实际塔板数的确定 ................................ - 5 -
2.3 精馏塔有关物性数据的计算............................ - 15 -
2.3.1操作压力计算 ................................... - 5 -
2.3.2操作温度的计算 ................................. - 5 - 2.3.3平均摩尔质量计算 ............................... - 5 - 2.3.4平均密度的计算 ................................. - 5 -
2.3.5液体平均表面张力计算 .......................... - 18 - 2.4精馏塔体工艺尺寸的计算 .............................. - 19 -
2.4.1塔径的计算 ..................................... - 19 - 第三章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算................... - 21 -
3.1精馏塔有效高度的计算 ................................ - 21 - 3.2溢流装置计算........................................ - 21 - 3.3塔板布置............................................ - 22 - 3.4筛板的流体力学验算 .................................. - 23 -
3.4.1塔板压降....................................... - 23 -
3.4.2气体通过每层塔板的液柱高度
h ................... - 23 -
p
3.4.3液沫夹带量e v的验算............................. - 24 -
3.4.4漏液的验算 ..................................... - 24 -
3.4.5液泛验算....................................... - 24 - 3.5塔板负荷性能图 ...................................... - 24 -
3.5.1 漏液线......................................... - 24 -
3.5.2液沫夹带线 ..................................... - 25 -
3.5.3液相负荷下限线 ................................. - 26 -
3.5.4液相负荷上限线 ................................. - 26 -
3.5.5液泛线......................................... - 26 -
第四章板式塔得结构与附属设备.......................... - 28 -
4.1附件的计算.......................................... - 28 -
4.1.1接管........................................... - 28 -
4.1.2冷凝器......................................... - 31 -
4.1.3 再沸器......................................... - 31 -
4.2 板式塔结构......................................... - 32 -
第五章热量衡算...................................... - 33 -
5.1热量衡算............................................ - 33 -
5.1.1塔顶热量....................................... - 33 -
5.1.2塔底热量....................................... - 34 -
第六章设计结果汇总及参考文献........................... - 35 - 6.1设计结果一览表 ..................................... - 35 -
6.2流程设计图......................................... - 36 -
6.3精馏流程设计方案的确定 ............................. - 37 -
6.4设计思路........................................... - 37 -
6.4.1精馏方式的选定 ............................... - 38 -
6.4.2加热方式 ..................................... - 38 -
6.4.3操作压力的选取 ............................... - 38 -
6.4.4回流比的选择 ................................. - 38 -
6.4.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择.......... - 38 -
6.6.6板式塔的选择 ................................. - 38 - 6.4 参考书目............................................... - 39 -
第一章设计目的、要求以及内容
1.1化工原理课程设计的目的与要求
通过理论课的学习和生产实习，学生已经掌握了不少理论知识和生产实际知识，对于一个未来的工程技术人员来说，如何运用所学的知识去分析和解决实际问题是至关重要的，本课程设计的目的也是如此。

化工原理是研究化工单元操作基本原理的一门专业技术基础课，化工原理课程设计是化工原理课程之后的一个实际教学环节，通过本次课程设计，使学生初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法，提高度查阅技术资料、国家技术标准的能力，能够正确的选用公式进行计算和设计，强化工程意识，进一步培养学生综合运用所学知识以及解决实际问题的能力。

化工原理课程设计是化工以及其他理工科专业的学生在校期间第一次进行的设计，要求每个同学独立完成一个实际装置（本次设计为精馏塔装置）的设计，设计中应应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面的考虑，最终以简洁的文字、表格及图纸把设计表达出来。

本次设计是在老师的指导下，由学生独立进行的设计。

因此，对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会，是培养化工技术人员的一个重要环节。

通过设计，学生应培养和掌握：
1、正确的设计思想和认真负责的设计态度。

设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。

设计应对生产负责。

设计中的每一数据，每一笔一划都要准确可靠，负责到底。

2、独立的工作能力及灵活运用所学知识和分析问题解决问题的能力。

设计由学生独立完成，教师只起到指导作用，学生在设计中碰到问题和教师进行讨论。

教师只是做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师在原则上不负责检查结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性，可靠性。

学生可以在设计中可以相互讨论，但不能照抄，为了更好的了解和检查学生独立分析问题和解决问题的能力，设计的最后阶段安排有答辩环节，若答辩不通过，则设计不能通过。

3、精馏装置设计的一般办法和步骤。

4、正确运用各种参考资料。

合理选用各种经验公式和数据。

由于所用的资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别。

设计者应可能的了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确的运用。

设计铅，学生应该详细阅读设计指导书，任务书，明确设计目地、任务及内容。

设计中安排好自己的工作，提高效率。

1.2化工原理课程设计的内容
1、选择流程，画流程图。

2、做物料衡算，列出物料衡算表。

3、确定操作条件（压力、温度）。

4、选择合适的回流比，计算理论板数。

5、做热量衡算，列出热量衡算表。

6、选择换热器，计算冷却介质及加热介质用量。

7、完成塔板设计。

8、编写设计计算说明书。

1.3安排与要求
设计进行一周，大致可以分为以下几个阶段：
1、准备（一天）
教师介绍有关课程设计的情况，下达设计任务书。

学生应详细阅读设计任务书，明确设计目的、设计任务、设计内容及设计步骤。

安排好今后两周的工作。

2、设计计算阶段（四~五天）
按设计任务及内容进行设计计算，有时甚至需要对几个不同的方案进行设计计算，并对设计结果进行分析比较，从中选择较好的方案。

计算结束后编写出设计计算说明书。

设计计算说明书应包含：目录、设计任务书、流程图、设计计算、计算结果及所引用的资料目录等。

设计计算说明书除了有数字计算之外还应有分析，只有数字计算，而无论述分析，这样的设计是不完整的，也是不能通过的。

设计部分应列出计算式，代入数值，计算结果。

计算结果应有单位。

说明书一律用A4纸写，文字部分要简练，书写要清楚。

说明书要标上页码，加上封面，装订成册。

3、答辩（一天）
答辩安排在最后一天进行。

答辩前学生应将设计计算说明书装订成册，连同计算机辅助计算一起交给教师。

答辩时学生先简要汇报一下自己的设计工作，然后回答教师提出的问题。

第二章设计计算
2.1基础数据的汇总
2.1.1组分的物理性质
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
C 6H 6 C 6H 5—CH 3
78.11 92.13
80.1 110.6
288.5 318.57
6833.4 4107.7
2.1.2组分的饱和蒸汽压
表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度C 0
80.1 85 90 95 100 105 110.6 0
A P ,kPa
B P ，kPa
101.33 40.0
116.9 46.0
135.5 54.0
155.7 63.3
179.2 74.3
204.2 86.0
240.0
2.1.3组分的气液平衡数据（常温）
表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据
温度C 0 80.1 85 90 95 100 105 110.6 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率
1.000 1.000
0.780 0.900
0.581 0.777
0.412 0.630
0.258 0.456
0.130 0.262
0 0
2.1.4纯组分表面张力
表4 纯组分的表面张力
温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯，Mn/m
21.2 21.7
20 20.6
18.8 19.5
17.5 18.4
16.2 17.3
2.1.5组分的液相密度
表5 组分的液相密度
温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m
814 809
805 801
791 791
778 780
763 768
2.1.6组分液体粘度
表6 液体粘度µL
温度(℃) 80 90 100 110 120 苯（mP
a
.s）
甲苯（mP
a .s）
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228
2.1.7常压下苯-甲苯的气液平衡数据
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
110.56 0.00
109.91 1.00 2.50
108.79 3.00 7.11
107.61 5.00 11.2
105.05 10.0 20.8
102.79 15.0 29.4
100.75 20.0 37.2
98.84 25.0 44.2
97.13 30.0 50.7
95.58 35.0 56.6
94.09 40.0 61.9
92.69 45.0 66.7
91.40 50.0 71.3
90.11 55.0 75.5
80.80 60.0 79.1
87.63 65.0 82.5
86.52 70.0 85.7
85.44 75.0 88.5
84.40 80.0 91.2
83.33 85.0 93.6
82.25 90.0 95.9
81.11 95.0 98.0
80.66 97.0 98.8
80.21 99.0 99.61
80.01 100.0 100.0 2.2 工艺设计计算
2.2.1进料组成
操作压力：)
(
a
4000表压
P
处 理 量： h Kg /4400 进料组成： )( %36质量分率
馏出液组成： %97≥（质量分率） 釜液组成： %1≤（质量分率） 塔顶全凝器
回流比： min )22.1(R R -= 加料状态： 泡点进料1q = 单板压降： 0.7a kp ≤ 全塔效率： %60
2.2.2物料衡算
（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯 的物质的量：kmol kg M A /11.78= 甲苯的物质的量：kmol kg M B /13.92=
399
.013
.92/64.011.78/36.011
.78/36.0x ==
+F
974
.013
.92/03.011.78/97.011
.78/97.0x ==
+D
012.013.92/99.011.78/01.011
.78/01.0==
+W
x
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：
kmol M F /kg 54.8613.92)399.01(11.78399.0=⨯-+⨯= kmol g M D /k 24.8713.92)974.01(11.87974.0=⨯-+⨯= kmol kg M W /96.9113.92)012.01(11.78012.0=⨯-+⨯=
（3）物料衡算
F w D Fx Wx D F
W D =+=+x
解： 带入h kmol h kg F /84.5054
.864400
/4400===
399.0x =F 974.0=D x 012.0x =W
399.084.50012.0974.084
.50⨯=⨯+⨯=+W D W D
解得：
h
kmol D h
ol W /45.20/km 39.30==
2.2.3 回流比的确定
（1）相对挥发度的计算：
表8 气液相平衡数据
t /℃ 80.1
85 90 95
100 105 110.6 a A kp p / 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 a B kp p /
40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 101.33 x/摩尔分数 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0 y/摩尔分数
1.000
0.900
0.777
0.633
0.456
0.262
图1
因此根据上图可知：
塔顶：即当974.0x =D 已知该图的曲线方程为： 41.110444.42289.122+-=x x T
所以有：
℃73.8041.110974.0444.42974.0289.122=+⨯-⨯=D T
所以查表可知：
kpa P kpa P B A 0.4033.101==
53.20
.4033.101===
B A D P P α 塔底;
同理得 ℃90.10941.110012.0444.42012.0289.122
=+⨯-⨯=W T
所以查表可知pa P A k 0.240= pa P B k 33.101=
即
37.233
.101240===
B A W P P α 平均相对挥发度： 45.2=⨯=W D ααα 进料温度（泡点温度）： 36.0x =F
℃72.9641.11036.0444.4236.0289.122
=+⨯-⨯=F T
（2）平衡线方程的求算
气液相平衡方程 y
y
y
y
y
y
x 45.145.2)1()1(-=
--=
--=
αααα
（3）q 线方程
进料状态由五种，即过冷液体进料（1>q ),饱和液体进料（1q =），气液混合进料(10<<q )和过热蒸汽进料(0q <)，本设计选用的为泡点进料，故1q =。

则可知
q x =F x 。

（4）最小回流比
399.0==F p x x p
p
p y y x 45.145.2-=
由以上两式可得
619.0=p y 61.1399
.0-619.0619
.0-974.0min ==
--=p
p p D x y y x R
（5）回流比的确定
因为min )22.1(R R -=
所以确定回流比为 42.261.15.15.1min =⨯=⨯=R R
2.2.4 理论塔板数的确定
（1） 图解法
上表表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 110.56 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33
85.0
93.6
82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0
根据上图绘制气液平衡图，并做出苯-甲苯物系的精馏分离理论塔板数。

图2
通过作图可知理论塔板数为16块，其中精馏段有8块，提馏段有8块。

（2）逐板计算法
① 精馏段操作线方程
精馏段液相质量流量：h kmol D R L /49.4945.2042.2=⨯=⨯= 精馏段气相质量流量：h mol D L V /k 94.6945.2049.49=+=+=
精馏段操作方程：D n D n n x V
D
V L R x x R R +=+++=+x 11y 1
即得：
28.071.0y 1+=+n n x ...........................①式 ②提馏段操作线方程
提馏段气相质量流程：)1(/k 94.69,===q h mol V V 因为 提馏段液相质量流程：h ol W V L /km 33.10039.3094.69''=+=+=
提馏段操作线方程： W m
W m m W
L W
x W L L x V W V L x x y '''''''1---=+-=+ 即得：
0043.043.1y 1-=+m m x ..........................②式 ③相平衡方程
通过上述计算已知相平衡方程为： y
y
y
y
y
y
x 45.145.2)1()1(-=
--=
--=
αααα.................③式
④ 逐板计算
利用精馏段的操作方程、提馏段操作方程以及相平衡方程，可自上而下逐板计算所需的理论板数。

因塔顶为全凝器，则974.01==D x y 。

由③式求得第一块下降液体组成
939.0974
.045.145.2974
.0x 1=⨯-=
利用精馏段操作线，即①式计算第二块板上升蒸汽组成为： 947.028.0939.071.02=+⨯=y
交替使用 ③ 和①式 则计算过程如下：
879.0947
.045.145.2947
.0x 2=⨯-= 904.028.0879.071.03=+⨯=y
794.0904
.045.145.2904
.0x 3=⨯-= 843.028.0794.071.04=+⨯=y
687.0843
.045.145.2843
.0x 4=⨯-= 768.028.0687.071.05=+⨯=y
575.0768
.045.145.2768
.0x 5=⨯-= 688.028.0575.071.06=+⨯=y
474.0688
.045.145.2688
.0x 6=⨯-= 616.028.0939.071.07=+⨯=y
396.0616
.045.145.2616
.0x 7=⨯-= 561.028.0396.071.08=+⨯=y
343.0561.045.145.2561
.0x 8=⨯-=
当计算到8x 时，即可得F x x <8,故改用提馏段操作线方程，即式②，
486.00043.0343.043.1y 9=-⨯= 279.0486
.045.145.2486
.0x 9=⨯-=
394.00043.0279.043.1y 10=-⨯=
210.0394
.045.145.2394
.0x 10=⨯-=
296.00043.0210.043.1y 11
=-⨯= 146.0296
.045.145.2296
.0x 11=⨯-= 205.00043.0146.043.1y 12
=-⨯= 095.0205
.045.145.2205
.0x 12=⨯-= 132.00043.0095.043.1y 13
=-⨯=
058.0132
.045.145.2132
.0x 13=⨯-= 079.00043.0058.043.1y 14
=-⨯= 034.0079
.045.145.2079
.0x 14=⨯-= 044.00043.0034.043.1y 15
=-⨯= 018.0044
.045.145.2044
.0x 15=⨯-= 021.00043.0018.043.1y 16
=-⨯=
009.0021
.045.145.2021
.0x 16=⨯-=
当计算到16x 时，即可得出W x x <16
,所以计算停止。

整理上述计算过程即可得数据如下表： 表 9 板号 1 2 3 4 5 6 7 8 x 0.939 0.879 0.794 0.687 0.575 0.474 0.396 0.343<0.36 y 0.974 0.947 0.904 0.843 0.768 0.688 0.616 0.561 板号 9 10 11 12 13 14 15 16 x 0.279 0.210 0.146 0.095 0.058 0.034 0.018 0.009<0.01 y 0.486 0.394 0.296 0.208 0.132 0.079 0.044 0.021
所以，通过计算可知理论塔板数为16块，且与作图法得出相同结论。

2.2.5实际塔板数的确定
有给定的条件可知全塔效率（T E ）为60%
且 T
E N N 理
实=
所以可知
精馏段：（块）实146.08
==
N 提馏段：（块）实146
.08
==N
故综上所述 理论塔板数为16块，实际塔板数为28块，其中15块为进料板，精馏段14块板，提馏段为14块板。

2.3 精馏塔有关物性数据的计算
2.3.1操作压力计算
塔顶操作压力（绝对）P ＝ 4 + 101.3 kPa=105.3kpa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa
进料板压力F P ＝105.3+0.7×14＝114.4 kPa 塔底操作压力pa P W k 9.124287.03.105=⨯+= 精馏段平均压力kpa P 85.10923.1054.1141
m =+=
提馏段平均压力kpa P m 65.1192
9
.1244.1142=+=
2.3.2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℃73.80=D T
进料板温度℃72.96=F T 塔底温度℃90.109=W T
精馏段平均温℃73.88272
.9673.80t =+=
D
提馏段平均温度℃31.1032
90
.10972.96t =+=
W
2.3.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由974.01==D x y ,代入相平衡方程得939.0x 1=
)/k (47.7813.92)974.01(11.78974.0,kmol g M Dm V =⨯-+⨯=
）（kmol kg M Dm L /97.7813.92)939.01(11.78939.0,=⨯-+⨯=
进料板平均摩尔质量计算
已知F x ＝0.36，由上面理论板的算法，得F y ＝0.536
）（kmol kg M Fm L /08.8713.92)36.01(11.7836.0,=⨯-+⨯=）（kmol kg M Fm V /62.8413.92)536.01(11.78536.0,=⨯-+⨯=
塔底平均摩尔质量计算
由01.0=W x ,由相平衡方程，得024.0y =W
）（kmol kg M Wm V /79.9113.92)024.01(11.78024.0,=⨯-+⨯=）（kmol kg M Wm L /99.9113.92)01.01(11.7801.0,=⨯-+⨯=
精馏段平均摩尔质量
)/(55.812
62
.8447.78m ,kmol kg M V =+=
)/(03.832
08
.8797.78m ,kmol kg M L =+=
提馏段平均摩尔质量
)/(21.88279
.9162.84m ,kmol kg M V =+=
)/(54.892
08
.8799.91m ,kmol kg M L =+=
2.3.4平均密度计算
上表表5 组分的液相密度
温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m
814 809
805 801
791 791
778 780
763 768
①气相平均密度计算 由理想气体状态方程RT
PV M
V =
m ρ计算 精馏段的平均气相密度即 )/(98.2)
15.27373.88(314.855
.8185.1093m m kg RT PV M V =+⨯⨯==
ρ 提馏段的平均气相密度
)/(37.3)
15.27333.103(314.821.8865.1193m m kg RT PV M V =+⨯⨯==
ρ ②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
1A B i Lm i LA LB
ααα
ρρρρ==+∑
塔顶液相平均密度的计算
由℃73.88t =D ，根据内差法查手册得
3/k 806m g A =ρ 3/k 802m g B =ρ
塔顶液相的质量分率 969.013
.92)974.01(11.78974.011
.78974.0=⨯-+⨯⨯=
A α
3,/88.805)802
031
.0806969.0/(1m kg Dm L =+=ρ
进料板液相平均密度的计算 由℃72.96=F T ，查手册得
3/kg 59.795m A =ρ 3/kg 30.794m B =ρ 进料板液相的质量分率
323.013
.92)36.01(11.7836.011
.7836.0=⨯-+⨯⨯=
A α
3,/76.794)30
.79464
.059.79536.0/(1m kg Fm L =+=ρ 塔底液相平均密度的计算 由℃31.103t =W ，查手册得
3/kg 70.786m A =ρ 3/kg 36.787m B =ρ 塔底液相的质量分率 008.013
.92)01.01(11.7801.011
.7801.0=⨯-+⨯⨯=
A α
3,/35.787)36
.78799
.070.78601.0/(1m kg Wm L =+=ρ 精馏段液相平均密度为 3m /k 32.8002
76
.79488.805m g L =+=
ρ
提馏段液相平均密度为
3m /k 06.7912
76
.79435.787m g L =+=
ρ
2.3.5液体平均表面张力计算
依下式计算
L 1
n
m i i
i x σσ==⋅∑
上表表4 纯组分的表面张力
温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯，Mn/m
21.2 21.7
20 20.6
18.8 19.5
17.5 18.4
16.2 17.3
（1）对于塔顶：
℃73.88t =D 故查上表可知1m 15.20-⋅=m N LA σ 1m 72.20-⋅=m N LB σ 1m 16.2072.20)974.01(15.20974.0-⋅=⨯-+⨯=m mN LD σ
（2）对于进料板：
℃72.96=F T 故查上表可知1m 19.19-⋅=m N LA σ 1m 76.18-⋅=m N LB σ 1m 91.1876.18)36.01(19.1936.0-⋅=⨯-+⨯=m mN LF σ （3）对于塔底：
℃33.103t =D 故查上表可知1m 37.18-⋅=m N LA σ 1m 13.19-⋅=m N LB σ
1m 12.1913.19)01.01(37.1801.0-⋅=⨯-+⨯=m mN LW σ
（4）精馏段平均表面张力： 11m 54.19291
.1816.20-⋅=+=
m mN L σ
提馏段平均表面张力： 11m 23.19291
.1854.19-⋅=+=m mN L σ
2.4精馏塔体工艺尺寸的计算
2.4.1塔径的计算
（1）精馏段的气液体积流率为
131
,1m ,153.098
.2360055
.8194.693600-⋅=⨯⨯=
⨯⨯=s m M V V m V V S ρ
131
,1m ,10014.032
.800360003
.8349.493600-⋅=⨯⨯=
⨯⨯=s m M L L m L L S ρ
max
u C = （由式0.2L 20()20
C C σ=） 20C 由史密斯关联图查取，图的横坐标为
0433.0)98
.232.800(360053.036000014.0)(2
12111=⨯⨯=V L S S V L ρρ 取板间距H T =0.4m 板上液层高度h L =0.06m H T -h L =0.4 -0.06=0.34m
查得史密斯关联图到200.072C =
0717.0)20
54.19(
072.0)20(2
.02.020=⨯==L C C σ
1max 173.198
.298
.232.8000717.0u -⋅=-⨯
=s m
取安全系数为0.7，则空塔速度为
s m u u /821.0173.17.07.0max =⨯== 塔径
m V D L 907.0821
.014.353
.04u 4=⨯⨯==
π 按标准塔径圆整为 m 1=D （2）提馏段气液相体积流率计算
132,2m ,''
509.037
.3360021
.8864.693600-⋅=⨯⨯=
⨯⨯=
s m M V V m V V S ρ
131
,2m ,';
00315.006
.791360054
.893.1003600-⋅=⨯⨯=
⨯⨯=
s m M L L m L L S ρ
0.220C (
)20
L
C C σ=式中由计算 其中的20C 查史密斯关联图，图的横坐标为
0948.0)37.306.791(3600509.0360000315.0)(2
121'
'
=⨯⨯=V L S S V L ρρ
取板间距H T =0.4m 板上液层高度h L =0.06m H T -h L =0.4 -0.06=0.34m
查史密斯关联图得到200.068C =
0675.0)20
23.19(068.0)20(2
.02.020=⨯==L C C σ
1max 032.137
.337
.306.7910675.0u -⋅=-⨯
=s m
取安全系数为0.7，则空塔速度为 s m u u /722.0032.17.07.0max =⨯== 塔径 m V D L 948.0722
.014.3509
.04u 4=⨯⨯==
π 按标准塔径圆整为 m 1=D
根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为m 1=D 截面积 222m 785.014
4
=⨯=
=
π
π
D A T
实际空塔气速
s m A V T S /675.0785
.053
.0u 1===
第三章 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算
3.1精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 m H N Z T 2.54.0)114()1(11=⨯-=-= 提馏段有效高度为 T
N -1)H 22((141)0.4 5.2m Z ==-⨯=
在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为 m 2.118.02.52.58.021=++=++=Z Z Z
3.2溢流装置计算
因m 1=D ，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下： （1）溢流堰长W l
m 68.0168.068.0l =⨯==D W (2) 溢流堰高度W h W L OW h h h =- 选平直堰，堰上液高度为OW h ，近似取E=1， m l L E W h OW
0109.0)68
.00014.03600(11084.2)(1084.2h 323
323
=⨯⨯⨯⨯=⨯=--
取板上清液层高度60mm L h = 故 m h h OW L W 0491.00109.006.0h =-=-=
(3)弓形降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由0.68w l
D
= 查弓型降液管图 得 W d /D=0.148，A f /A T =0.085 故
m D W 148.01148.0148.0d =⨯==
2f 0667.0785.0085.0085.0m A A T =⨯==
计算液体在降液管中停留时间
s s L H A S T 534.193600
0014.04
.00667.0360036001f >=⨯⨯⨯==
θ
故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速-10
0.1m s u '=⋅， 依下式计算降液管底隙高度h 0 m u l L W S o 0206.03600
1.068.03600
0014.0h '
011=⨯⨯⨯==
m m h o w 006.00285.00206.00491.0h 1>=-=-
故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘 深度'
50w h mm =
3.3塔板布置
（1）塔般的分块
因800mm D ≤，故塔板采用分块式。

由文献查表得，塔板分为4块。

（2）边缘区宽度确定 取 0.07m 0.04m s s c W W W '===。

（3）开孔区面积计算
212(sin )180a x
A r r π
-=⋅⋅
其中：
m W W D S d 223.0)07.0207.0(21
)(2x =+-=--=
m W D
C 46.004.05.02r =-=-=
故
212221222m 3934.0)46
.0223
.0sin 46.018014.3223.046.0223.0(2)sin 180(2=+-=+-=--r x r x r x A a π
（4）筛孔数 n 与开孔率 φ
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 3.0mm δ=碳钢板，取筛孔直径5mm d ︒=。

筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 33515mm t d ︒==⨯= 取筛孔的孔径 d 0=5mm
塔板上筛孔数目为
个2020015
.0015.0393
.0155.1n =⨯⨯=
塔板开孔区的开孔率φ
%1.10%100)015
.0005.0(907.0d 907.022=⨯==）（t o ϕ 开孔率在5-15%范围内，符合要求。

气体通过筛孔的气速
10035.13393
.0101.053.0u -⋅=⨯==
s m A V S
3.4筛板的流体力学验算
3.4.1塔板压降
（1）干板阻力c h 计算： 干板阻力c h ，由67.13
5
d 0
==
δ
查文献图得 772.0=O C m 0568.0)32
.80098.2()772.035.13(051.0)()(
051.0h 22=⨯==L V o o t C u ρρ液柱 （2）气流穿过板上液层的阻力h l 计算
1738.00667
.0785.053
.0u -⋅=-=-=
s m A A V f T S a
)/(274.198.2738.021
2
1a m s kg u F V a ⋅=⨯==ρ
查文献（1）中5-11，得60.0=β。

故 m h h ow w L 036.006.060.0)h (h 1=⨯=+==ββ 液柱 （3）液体表面张力的阻力h σ计算 液体表面张力所产生的阻力h σ
m d g o
L L 00201.0005.081.906.7911054.1944h 3
=⨯⨯⨯⨯=⋅⋅=-ρσσ液柱
3.4.2气体通过每层塔板的液柱高度p h
m h h h l t p 0948.000201.0036.00568.0h =++=++=σ 气体通过每层塔板的压降为
Pa
Pa g h P L p 70007.64581.932.8000948.0p <=⨯⨯=⋅⋅=∆ρ
（设计允许值） （4）液面落差
对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。

3.4.3液沫夹带量e v 的验算
塔板上鼓泡层的高度
2.5 2.50.060.15m f L h h ==⨯=
kg h H u f T a L
v 00947.0)15
.04.0738.0(1023.19107.5)(107.5e 2.3362.36
=-⨯⨯=-⨯=
---σ液kg 气<0.1 kg 液/kg 气
∴e v 在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。

3.4.4漏液的验算
对筛板塔，漏夜点气速为
v L L h h C ρρσ/)13.00056.0(4.4u 0min ,0-+=
s m /941.598.2/32.80000201.0-06.013.00056.0772.04.4=⨯⨯+⨯=）
（ 实际孔速 min ,0/35.13u u s m o >= 筛板的稳定性系数 5.125.2941
.535
.13u min
,00>==
=
u K 该值大于1.5，符合设计要求。

故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。

3.4.5液泛验算
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 +Φ≤ 苯-甲苯
物系属一般物系，取0.5ϕ=，则
m 224.0)0491.04.0(5.0h =+=+）（w T H ϕ
而 d p L d H h h h =++
板上不设进口堰，则
0.075730.060.00150.137m d P L d H h h h =++=++=液柱<0.198m ()d T W H H h ϕ≤+ 故在本设计中不会发生液泛现象。

3.5塔板负荷性能图
3.5.1 漏液线
由 0,min 4.4u C =
0.min
2,min
3
0 2.84()1000S h L w ow ow w
V L u h h h h E A l ==+=
得
98.232.800}
00201.0])68
.03600(1100098.00491.0[13.00056.0{3934
.0101.0772.04.43
2-⨯⨯++⨯⨯⨯⨯=L L 则 32
min ,0797.000997.021.2L S L V +=
在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 的值，计算结果见下表3-1
表10 3-1
由上表数据可做出漏液线1
3.5.2液沫夹带线
取雾沫夹带极限值0.1kg /kg v e =液气 依式 5
3.25.710(
)a
v T f
u e H h σ
-⨯=
-
式中 S S
f T S a V V A A V 53.10667
.0785.0u =-=-=
2.5()f w OW h h h =+ 0491.0h =w
即 323
23323
863.0)68
.03600(11084.2)(
1084.2h S S W S OW L L l L E =⨯⨯⨯⨯=⨯=-- 故 123.0156.2)863.00491.0(5.2h 32
32+=+=S S f L L
22
330.40.114 1.70.286 1.7T f s s H h L L -=--=-
32
32
T 156.2227.0)863.00491.0(5.24.0h -H S S f L L -=+-=
kg L V h H u S
S f T a L
v 1.0)156.2227.0738.0(1023.19107.5)(107.5e 2.33
2362
.36
=-⨯⨯=-⨯=
---σ 则 32
25.1336.2S S L V -=
Ls,3
m s
0.0005 0.0010 0.0030
0.0045 Vs ，3
m s
0.226
0.229
0.238
0.243
,min 04.4S V C A =
在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 的值，计算结果见表3-2：
表11 3-2
由上表数据即可做出液沫夹带线2
3.5.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上层高度
0.006m
OW h =作为最小液体负荷标准。

233
36002.8410()0.006
s OW W
L h E l -=⨯⋅= 取1E = 0.60W l m =
3
,min m
0.00081s 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。

3.5.4液相负荷上限线
取4s θ=作为液体在降液管中的停留时间的下限 则 4f T s
A H L θ=
=
s m H A L T
f L /00667.04
4
.00667.04
3min ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量V S 无关的垂直线，液相负荷上限线4。

3.5.5液泛线
令 ()d T W H H h ϕ≤+
由
11;d P L d P c L L W OW H h h h h h h h h h h h h σβ=++=++==+；；
联立得 T W OW c d H h h h h h σϕϕββ+
=++++（--1）（1） ,OW d c S h h h h V σS S 忽略，将与L 与L ，与的关系式代入上式，并整理得
22S a V b c d ''''=--S S
2/3
L L
()()
22
000.0510.051
2.820.028801.60.101 1.03440.772V L a A c ρρ⎛⎫⎛⎫'=
== ⎪ ⎪⎝⎭
⨯⨯⎝⎭ Ls ，3m s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045
Vs ，3m s
2.277 2.187 2.085 1.999
()()--10.5-0.63-10.0457=0.148
0.50.4T W b H h ϕϕβ'=+=⨯+⨯
()
()
2
2
00.153
0.153
164.860.9520.032W c l h '===⨯
2/3
2/3
1133
360036002.8410() 2.84101(0.63) 1.1240.952W d E l β--⎛⎫
⎛⎫
'=⨯+=⨯⨯⨯+= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
故 S S 2/3L L 220.0280.148164.86 1.124S V =-- 即 S S
2/3L L 225.28588840.14S V =-- 在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算出Vs 的值，计算结果见下表3-3
表
表12 3-3
由上表数据即可作出液泛线5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图。

精馏塔负荷性能图见图3—1
Ls ，3
m
s
0.0006 0.0015 0.003 0.0045 Vs ，3
m s
4.992 4.741
4.392
4.07
图3
1.在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。

2.从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P 在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

3.因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

4.按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=2.15 m 3/s,气相负荷下限Vsmin=0.69 m 3/s ，所以可得 故操作弹性为
max min 2.15
3.120.69
s s V V == 塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。

第四章 板式塔得结构与附属设备
4.1附件的计算
4.1.1接管
(1)进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。

本设计采用直管进料管。

h kmol h kg F /84.50/4400== 3/76.794m Kg F =ρ 则体积流量 s m FM V /001585.03600
76.79478
.8780.50e 3=⨯⨯==进进 管内流速s m u /6.0=
则管径 mm m u V
2.5705724.014
.36.0001558
.044d ==⨯⨯==
π
取进料管规格Φ65×5.5 则管内径d=65mm 进料管实际流速
s m d V /478.0065.014.3001585
.044u 2
2=⨯⨯==π
(2)回流管
采用直管回流管，回流管的回流量h kmol L /49.49= 塔顶液相平均摩尔质量)/k (47.78,kmol g M Dm V =, 平均密度3m /k 06.791m g L =ρ 则液体流量
s m LM V L /001364.03600
06.79147
.7849.49e 3=⨯⨯==
进进 取管内流速s
m u
/5.1=
则回流管直径mm m u V
0.3403399.014
.35.100136
.044d ==⨯⨯==
π
可取回流管规格Φ40×2.5 则管内直径d=40mm 回流管内实际流速s m d V /083.104
.014.300136
.044u 2
2=⨯⨯==π
(3)塔顶蒸汽接管 则整齐体积流量
s m P RT V /13.23600
10)3.1014()15.27373.80(314.81089.274n 33
3=⨯⨯++⨯⨯⨯== 取管内蒸汽流速s m u /15= 则m u V 425.014
.31513
.244d =⨯⨯==π
可取回流管规格Φ430×12 则实际管径d=416mm
塔顶蒸汽接管实际流速s
m u d V /172
2
416.014.3314.244==
=
⨯⨯π
(4)釜液排出管
塔底 h ol W /km 39.30= 平均密度3,/35.787m kg Wm L =ρ 平均摩尔质量）（kmol kg M /99.91= 体积流量：s m WM V /00096.03600
35.78799
.9139.30e 3=⨯⨯== 取管内流速s m u
/5.0=
则
m
d u V 0495.014
.35.000096.044==
=⨯⨯π
可取回流管规格Φ54×2.5 则实际管径d=49mm
塔顶蒸汽接管实际流速s
m u d V /51.02
2
049.014.300096.044==
=
⨯⨯π
(5)塔顶产品出口管径
h mol D /k 45.20=相平均摩尔质量)/k (47.78kmol g M = 溜出产品密度3,/35.787m kg Wm L =ρ 则塔顶液体体积流量：
s m DM V /00057.03600
35.78747
.7845.20e 3=⨯⨯==
取管内蒸汽流速s m u /5.1=
则
m m u V 6.690696.014
.31500057.044d ==⨯⨯==
π 可取回流管规格Φ80×4.5 则实际管径d=80mm 塔顶蒸汽接管实际流速
s m d V /38.108.014.300696.044u 2
2=⨯⨯==π
4.1.2冷凝器
塔顶温度℃73.80=D T 冷凝水t 1=20℃ t 2=30℃
则℃73.602073.80t 1=-=-=∆t T D ℃73.503073.80t 2=-=-=∆t T D
℃58.55)
73.50/73.60ln(10
)/ln(2121==∆∆∆-∆=
∆t t t t t m
由 ℃73.80=D T 查液体比汽化热共线图得kg KJ /5.392=苯γ
又气体流量V h =2.134m 3/s
塔顶被冷凝量s kg V h /35.698.213.2q =⨯==ρ 冷凝的热量s J Q /k 4.24925.39235.6q =⨯==苯γ 取传热系数K=600W/m 2k ， 则传热面积
2m 85.745
.556002492400=⨯=∆=
K Q A 冷凝水流量
s kg C Q W /58.5910
41832492400
)t -p(t 21=⨯==
4.1.3 再沸器
塔底温度℃90.109=W T 用t 0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t 1=112℃
则
C t t t t t o
o w o 23112135t C
3010513512o 1=-=-=∆=-=-=∆ ()()
C t o t t t t m 35.2623/30ln 2330/ln 2121===∆-∆∆∆-∆
由℃90.109=W T 查液体比汽化热共线图得
kg
kJ /367=苯γ
又气体流量V h
=2.374m 3
/h 密度3/89.2m kg v =ρ
则
s
kg V q v h m /85.689.2374.2=⨯==ρ
s
kJ q Q m /95.251336785.6=⨯==甲苯γ
取传热系数K=600W/m 2k ， 则传热面积
2
35
.266001095.2513t 1593m A m
K Q ==
=
⨯⨯∆
加热蒸汽的质量流量
()
s
kg W t t Cp Q
o /19.5023
6.21771095.251331==
=
⨯⨯-
4.2 板式塔结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。

除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。

（1）塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。

为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取 )m (0.1=D H （2）塔底空间
塔底空间指塔内最下层塔底间距。

其值由如下两个因素决定。

①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min 或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。

②塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m 的间距，大塔可大于此值。

本塔取
)m (5.1=B H
（3）人孔
一般每隔6~8层塔板设一人孔。

设人孔处的板间距等于或大于600mm ，人孔直径一般为450~500mm ，其伸出塔体得筒体长为200~250mm ，人孔中心距操作平台约800~1200mm 。

本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即
)(4n 个=p
（4）塔高
()B D P P F F T P F H H H n H n H n n n H ++++---=1
m
5.125
.118.014.0)14128(=++⨯+⨯---=
故全塔高为12.5m ，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙板取了较小的1.5m
第五章 热量衡算
5.1热量衡算
即第一章表2苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度
5.1.1塔顶热量
(1)()C VD LD Q R D I I =+⨯⨯-
其中 (1)VD LD D VA D VB I I X H X H -=⨯∆--⨯∆
0.38
2211
1(
)1r V V r T H H T -∆=∆⨯- 则: ℃73.88t =D 苯:
25.15.288/)15.27373.88(1,=+=V T 22.15.288/)15.2731.80(2,=+=V T
蒸发潜热 kg J T T H H V V V V /kg 61.413)22
.1125.11(394)11(
38
.038.01211=--⨯=--⨯∆=∆ 甲苯:
14.157.318/)15.27373.88(2,=+=V T 20.157.318/)15.27363.110(2,=+=V T
蒸发潜热
kg J T T H H V V V V /kg 991.316)20
.1114.11(363)11(38
.038.01212=--⨯=--⨯∆=∆
C 苯 80.1 394 288.5 甲苯
110.63
363
318.57
kg
kJ D M D mol
M D D /70.166745.2055.81/kg 55.81=⨯=⨯==
kg
kJ H X H X I I VB D V D LD VD /60.39499.316)974.01(6.413974.0)1(1=⨯--⨯=∆⨯--∆⨯=-
kg
J I I D R Q LD VD C /k 103.260.39470.1667)142.2()()1(6⨯=⨯⨯+=-⨯⨯+=
5.1.2塔底热量
(1)()C VD LD Q R D I I =+⨯⨯-
其中 (1)VD LD D VA D VB I I X H X H -=⨯∆--⨯∆
0.38
2211
1(
)1r V V r T H H T -∆=∆⨯-
则: ℃31.103t w =
苯:
30.15.288/)15.27331.103(1,=+=V T 22.15.288/)15.2731.80(2,=+=V T
蒸发潜热
kg J T T H H V V V V /kg 28.443)22
.1130.11(394)11(38
.038.01211=--⨯=--⨯∆=∆
甲苯:
18.157.318/)15.27331.103(1,=+=V T 20.157.318/)15.27363.110(2,=+=V T
蒸发潜热
kg J T T H H V V V V /kg 751.348)20
.1118.11(363)11(38.038.01212=--⨯=--⨯∆=∆
kg
kJ W M W mol
M W W /70.268039.3021.88/kg 21.88=⨯=⨯==
kg
kJ H X H X I I VB W VA W LW VW /83.34075.348)01.01(28.44301.0)1(=⨯-+⨯-=∆⨯-+∆⨯-=-
kg
J I I W R Q LW VW C /k 1012.383.34070.2680)142.2()()1(6⨯=⨯⨯+=-⨯⨯+=
第六章 设计结果汇总及参考文献
筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。

它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。

其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。

6.1设计结果一览表
管底与受业盘
h o m 0.0206 0.0767
距离
板上清液层高度h L m 0.060.06孔径d o mm 5.0 5.0
孔间距t mm 15 15
孔数n 个40204020开孔面积m20.1850.185
筛孔气速u o m/s 13.35 13.35
塔板压降h P kPa 0.09480.0948
液体在降液管中停留时间τs 7.09 7.09降液管内清液层高度H d m 0.121 0.121雾沫夹带e V kg液/kg气0.00732 0.00657
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 m3/s 2.15
气相最小负荷V S·min m3/s 0.69
操作弹性 3.12
6.2流程设计图
图4板孔分布形式图
图5 流程设计图
6.3精馏流程设计方案的确定
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。

设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。

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，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。

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1.5倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

流程参见上图。

6.4设计思路
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只。