杨丹化工原理课程设计.

1、化工原理课程设计一一精馏塔设计镇江高等专科学校化工原理课程设计说明书设计题目：苯-甲苯混合液精馏塔设计设计者：班级学号姓名日期指导教师：设计成绩：日期化工原理课程设计 精馏塔设计、设计题目：苯 -甲苯混合液精馏塔设计 本课程设计是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的 、设计任务及操作条件1. 进精馏塔的料液含苯 60% (质量分数 )，其余为甲苯2. 产品的苯含量96%(质量分数)3. 釜液中苯含量w 2%(质量分数)5. 每年实际生产天数： 320 天6. 操作条件(1) 精馏塔塔顶压力(2) 进料热状况(3) 回流比(4) 加热水蒸汽压力(5) 单板压降(6) 全塔效率(7) 设备型

2、式(8) 厂址4. 生产能力为年产 18000吨 96%(质量分数 )的苯产品0.04 MPa（表压）泡点液体R = 1.6 Rmin3.0 kg/cm2 （表压）（1kg/cm2=98.066kPa） w 0.7kPa54%浮阀镇江地区三、设计项目 (设计说明书内容 ) 设计说明书应包括所有论述、原始数据、计算、表格等，编排顺序如下：I. 封面 (课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 )；II. 设计任务书；III. 目录；IV. 概述；V. 设计方案的选定；VI. 工艺设计计算；V II. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算；VIII. 设计结果汇总表；IX. 主要符号说明；X. 设计评述

3、 (即设计者对本次设计的评述以及本次设计的收获体会)；XI. 参考文献；XII. 致谢。目录化工原理课程设计 精馏塔设计1. 概述 11.1精馏塔的简单介绍 11.2 工业上对塔设备的主要要求 11.3 板式塔类型 21.3.1 筛板塔 21.3.2 浮阀塔 21.3.3 泡罩塔 32. 设计方案的确定 42.1 操作条件的确定 42.1.1 操作压力 42.1.2 进料状态 42.1.3加热方式.42.1.4 冷却剂与出口温度 42.1.5 热能的利用 52.2 确定设计方案的原则 53. 工艺计算 63.1. 塔的物料衡算 63.1.1 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率 63.1.2 平均分

4、子量 63.1.3 物料衡算 63.2 塔板数的确定 73.2.1 理论塔板数 NT 的求取 73.2.2 全塔效率 ET 83.2.3 实际塔板数 N 93.3 塔的工艺条件及物性数据计算 93.3.1 操作压强 Pm 93.3.2 温度 tm 93.3.3 平均分子量 9334平均密度p m10335液体表面张力am113.3.6液体粘度 卩Lm113.4 精馏段气液负荷计算 114 塔和塔板主要工艺尺寸计算 124.1 塔径 D124.2 溢流装置 124.2.1 溢流堰长 lW 124.2.2 出口堰高 hw 134.2.3 降液管的宽度 Wd 与面积 Af134.2.4 降液管底隙高

5、度 134.3 塔板布置 144.3.1 边缘区宽度及安定区宽度 144.3.2 孔区面积 144.4筛孔数n与开孔率$ 144.5塔有效高度（精馏段） .15化工原理课程设计 精馏塔设计4.6 塔高计算 （从略 ）154.7 筛板的流体力学验算 154.7.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 hp154.7.2 雾沫夹带量 ev 的验算 164.7.3 漏液的验算 164.7.4 液泛验算 164.8 塔板负荷性能图 174.8.1 雾沫夹带线（ 1） 174.8.2 液泛线（2） .174.8.3 液相负荷上限线（ 3） 194.8.4 漏液线（气相负荷下限线）（ 4） 194.8.5液相

6、负荷下限线（5）.195. 设计结果汇总 216. 主要符号说明 227. 设计评述 248 .参考材料 259.致谢 261. 概述1.1 精馏塔的简单介绍精馏塔是进行精馏的一种塔式气液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸汽由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点）组分不断地向蒸汽中转移，蒸汽中的难挥发 （高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸汽愈 接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到 组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返

7、回塔 顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再 沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。1.2工业上对塔设备的主要要求（1）生产能力大（2）传热传质效率高（3）气体的摩擦阻力小（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，不易堵塞耐腐蚀等1.3板式塔类型板式塔是在圆筒形壳体中安装若干层水平塔板构成的。板与板之间有一定的间距。塔板上有降液管，供液相逐层向下流动。塔板开有许多孔，供气相逐从下向上流动。气液两 相在塔板上呈错流流动。即气相垂直向上穿过塔板上的液层，液相水平流过塔板。塔板是 板

8、塔式的核心部分，它关系到气液两相传热、传质的好坏。1.3.1 筛板塔扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或 没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上 积存液层。气体（或蒸汽）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以 充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过 高的困难，发展了环流筛板； 克服筛板在低负荷下出现漏液现象， 设计了板下带盘的筛板； 减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台 代替进口堰，塔板上开设气体导向缝

9、的林德筛板。筛板塔普遍用作 H2S-H2O 双温交换过 程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不 是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。筛板塔优点：结构简单、造价低； 气流压降小、板上液面落差小； 板效率高。 缺 点：操作弹性小、筛孔小易堵塞。1.3.2 浮阀塔 浮阀塔广泛用于精馏吸收和解析等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的 浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气 体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调 节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷

10、时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小 （因气体水平吹出之故 ），塔板效率较高， 生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行 业中使用最广泛的塔型之一。在分离稳定同位素时采用在克服泡罩塔缺陷的基础上发展起 鼓泡式接触装置。浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。浮阀主 要有V型和T型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大20 %40%;气体两个极限负荷比为56,操作弹性大；板效率比泡罩塔高 10%15% ;雾沫夹带少，液面梯度小； 结构难于泡罩塔与筛板塔之间;对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初 浓段的重水生

11、产过程。1.3.3 泡罩塔在其内气体或蒸汽以泡状通过液体的一种塔 ；尤指板式塔（如用于分馏石油馏出物），其 中塔板上具有许多泡罩，又称泡帽塔和泡盖塔。塔设备的一种，通常用来使蒸汽（或气体）与液体密切接触以促进其相互间的传质作用。塔内装 有多层水平塔板，板上有若干个供蒸汽（或气体）通过的短管，其上各覆盖底缘有齿缝或小槽的泡罩，并装有溢流管。操作时，液体由塔的上部连续 进入，经溢流管逐板下降，并在各板上积存液层，形成液封；蒸汽（或气体）则由塔底进 入，经由泡罩底缘上的齿缝或小槽分散成为小气泡，与液体充分接触，并穿过液层而达液 面，然后升入上一层塔板。短管装在塔内的，称内溢流式；也有装在塔外的，称外

12、溢流式。 泡罩塔广泛用于精馏和气体吸收。泡罩塔优点：1、泡罩塔气-液两相接触比较充分，传质面积大，因此塔板效率较高；2、泡罩塔气液比变化范围较大，即操作弹性较大，便于操作；3、 泡罩塔具有较高的生产能力，适用于大型生产。泡罩塔的主要缺点是结构复是结构复杂、 造价较高、塔板压力降较大。所以限制了泡罩塔的使用范围。塔型与泡罩塔相比的相对气相负荷效率操作弹性85%最大负荷时的单板压降/mm（水柱）与泡罩塔相比的相对价格可靠性泡罩塔1.0良超45-801.0优浮阀塔1.3优超45-600.7良筛板塔1.3优良30-500.7优2设计方案的确定2.1.1操作压力塔顶压力为加热水蒸汽压力单板压降2.1.2

13、进料状态2.1操作条件的确定Po=4O+1O1.3=141.3 kPaP=3.0X 98.066+101.3=395.498 kPa P=0.7 kPa本次设计中采取饱和液体进料。 （q=1）2.1.3 加热方式 蒸馏可采用间接蒸汽加热也可采用直接蒸汽加热，例蒸馏釜残液中的主要成 分为水时，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点 是可以利用压强在较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由 于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻 组分收率一定的前提下，釜液组成相对降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生 产要求。本次设计采用的是间接蒸

14、汽加热。2.1.4 冷却剂与出口温度精馏塔常以循环冷却水为冷却剂， 将热量从塔顶冷凝器中移出。 且厂址选在江苏地区， 水资源丰富。设备的出口温度一般在 50C左右。温度10C，故选用40C的冷却水，否则, 溶于水中的有些无机盐将析出、结垢，影响传热效果。2.1.5 热能的利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进 入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量 热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用 塔釜残液对原料液进行加热。2.2 确定设计方案的原则 本课程设计的设计内容是分离苯 -甲苯混合液。是依据实际

15、生产情况加以一 定程度的简化而提出的。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，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，操作回流比 采用最小回流比的 1.6 倍。3.工艺计算3.1. 塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率化工原理课程设计一一精馏塔设计60Xf6040-+78.1192.139678.11964Xd78.1178.1192.13= 0.974= 0.6392= 0.0235_78.11_298+78.1192.133.1.2平均分子量Mf=0.639 祀11+(1

16、-0.639) 9213=83.171kg/kmolMd=0.974 78.11+(1-0.974) 9213=78.475kg/kmolMw=0.0235 78.11+(1-0.0235) 9213=91.8005kg/kmol3.1.3物料衡算原料处理量：1 8 0 00 31 0 F2 8.1 8k0m o l h32 02 48 3.1 7 1总物料衡算：F 二 D W易挥发组分的物料衡算：F XF =D XD W XW联立代入数据，解得:D=18.240kmol hW=9.94 kmol, h3.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数Nt的求取苯、甲苯属理想物系，可采用M.T.图解法求N

17、t。3.2.1.1根据苯、甲苯的气液平衡数据作y-x图（即图1）及t-x-y图（即图2）化工原理课程设计一一精馏塔设计X 图1y-x关系图图2 t-x-y关系图3.2.1.2求最小回流比Rmin及操作回流比R在图1中对角线自点（0.639,0.639作垂线即进料线（q线），该线与平衡线交点坐标为：（0.639, 0.805），是最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。Rminxyq=0o = i.02yq -0.8050.639321.3求理论塔板数 NT精馏段操作线为：y xXD1.632x 0.9740.62x - 0.37R+1R+11.632+11.632+1按常规M.T.作图法解得：N

18、t=（15-1）块（不包括釜）。其中，精馏段理论塔板数为 6块，提馏段理论塔板数为8块（不包括釜），第7块为加料板。塔内温度的计算：采用内差法计算塔内的温度1）塔顶在图二中（0.97，80.66）（0.99，80.21）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得 k=-22.5, b=102.485所以 t=-22.5x+102.485，当 xd=0.974 时，tD=80.57C2）塔底在图二中（0.01, 109.91） （0.03, 108.79）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-56，b=110.47所以 t=-56x+110.47,当

19、 x=0.0235 时，t=109.15C3）进料在图二中（0.60, 88.8） （ 0.65, 87.63）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得 k=-23.4, b=102.84所以 t=-23.4x+102.84,当 xf=0.639 时，tF=87.89C所以全塔的平均温度：-87.89 109.15 80.57t92.54 C33.2.2全塔效率Et依下式：Et =0.17-0.616 lg Jm求得塔平均温度为92.54C，根据液体粘度共线图查得，在 92.54C下苯液体的粘度 卩1=0.25 mPa.s，甲苯液体的粘度 卩2=0.28 mPa.sm =0

20、.63971 -0.639 ,0.639 0.25 1-0.6390.28= 0.261mPa.sEt =0.17 -0.616 l g0.261 =0.529 =52.9%3.2.3实际塔板数N精馏段：Nj=6/0.529=11.3,取 12 层 提馏段：Nq=8/0.529=15.12,取 16 层3.3塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算：3.3.1操作压强Pm塔顶压强Pd=40+101.3=141.3 kPa取每层塔板压降 p=0.7 kPa则进料板压强Pf=141.3+12X 0.7=149.7 kPa精馏段平均操作压强:Pm 二空S145.5Pa3.3.2 温度 tm塔顶

21、：tD=80.57C则精馏段平均温度:进料：tF=87.89C=竺=84.23 C333平均分子量塔顶 XD=y1=0.974X1=0.940MvDm=0.974 ：78.11+(1-0.974) 9药3=78.47kg/kmolMLDm =0.940 76.11+(1-0.940) 9药3=78.95kg/kmol进料板 yF= 0.774 Xf=0.595MvFm=0.774 68.11+(1-0.774) 9263=81.28kg/kmolMLFm=0.595 68.11+(1-0.595) 9263=83.79kg/kmol则精馏段平均分子量：Mvm78.47 81.28二 79.87

22、5 kg； kmolM Lm78.95 83.79=81.37 kg., kmol3.3.4平均密度m3.3.4.1依下式:LmLA，LBr为质量分数）塔顶:10.970.03=r 814.6809.6P LmDLmD =813kg. m3进料板，由加料板液相组成 Xa=0.5950.595 78.11:工 A0.5550.595 78.11 (1 -0.595) 92.1310.555 0.445=+“805.3 801.6：lmF = 806.5 kg . m3故精馏段液相平均密度3.3.4.2气相密度hm?Lm=8k(g9. nf 5?VmPmMvm 二145.5 汉 79.875RTm

23、 - 8.314 (8.23+273.15)= 3.9 kg. m33.3.5液体表面张力Jnm =区 X ii 1顶咅 E；m =0.97 42 1.20. 0262 1 .m3; m1 .2 1进料rm=0.5 952 0士 30x4 05 =2 On 8N 命 0.51则精馏段平均表面张力为：；m 21.21 2O.5 A2O.855m N；m23.3.6液体粘度mn%m八人叫i母顶部 m =0.974 O.3O6 O.O26 O.31 =O.3O6mPa s进料m 595 O.285 O.4O5 O.29 = O.287mPa s则精馏段平均液体粘度m二1 O. 3O 6 O. 28

24、7mpars623.4精馏段气液负荷计算V= R 1 D = 1.632 111.801 = 31.06kmol.h少.6 79.8754177m3.s36003600 3.9VmL = RD =1.632 11.801 =19.26kmol.h,VMLm19.26x81.37 厂 c” 心 3/Ls Lm5.376 10 m s3600 t 3600 809.75LmLh -5.376 10，3600=1.935m3, h4塔和塔板主要工艺尺寸计算4.1. 塔径D塔板间距HT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

25、初选板间距Ht = 0.40m，取板上液层高度H L = 0.06 m。表2板间距与塔径的关系塔径DT, m0.3-0.50.5 0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距Hi, mm200-300250350300-450350-600400-600精馏段：HT hL = 0.400.06 = 0.34m、0.5Pl）Ls5.376 汉10 鼻、0.177查史密斯关联图得6=0.070 ;依式C =C20J込5 “0438 I 3.9 丿20校正物系表面张力为/、.2Qi20Umax VC = C 2020.855 m N m 时，。7。營 ”5809.753.9= 0.0706

26、、： 1.015m s3.9可取安全系数为 0.65 , u =0.65umax =0.65 1.015 =0.66 m. s4 0.1770.548m3.14 0.66按标准，塔径圆整为0.7m,则空塔气速0.46m/s。4.2溢流装置采用单溢流、弓型降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。4.2.1溢流堰长Iw因塔径D= 0.7m, lW= （0.60.8 ） D,取堰长lw为l w =0.60D=0.60 X 0.7=0.42 m422出口堰高hwhw = hL - howlw； D =0.6, i 聽二 0425 =169lwU42查液流收缩系数图得E=1.025，则

27、2(L x3how =000284E = 0.02mJw丿故 hw =0.06-0.02=0.04 m4.2.3降液管的宽度wd与降液管的面积Af由 lw/D =0.60 查图 8-17 得 d=0.11, =0.05DA二 23.1422Wd =0.21D =0.11 0.7 =0.077m, Af=0.05 D =0.050.70.02m44由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即AfHT0.02 0.40Ls- 5.376 104=14.88s （大于5s，符合要求）4.2.4降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速uo =0.08m/shoLs5.376 10,lw u

28、o0.42 0.08=0.016m4.3塔板布置精馏段：取边缘区宽度Wc = 0.05m安定区宽度Ws =0.07m4.3.2孔区面积R 二D-Wc =0.3m, x 二匸 - Wd Ws = 0.203m2 2A2X180 R=2 0.203 O.32 O.2O32-0.22m24肘旦11800.34.4筛孔数n与开孔率取筛空的孔径 d0为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm ,取t /d。二3.0 ,故孔中心距t = 3.0 5.0= 15.0nm依式计算塔板上的筛孔数-31158S031158 100.22= 1133依式计算塔板上开孔区的开孔率:，即/ -2令 100%=0.90

29、7 牛100% =10%. 2则每层板上的开孔面积A为 Aq二 A =0.1 0.22 =0.022m气体通过筛孔的气速为UoVs= 8.05 ms4.5塔有效高度（精馏段）Z 二 Nj -1 HtZ=（12-1） 0.4=4.4m4.6塔高计算（从略）4.7筛板的流体力学验算以便决定对有关塔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, 板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。4.7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp依式 hp = hc hi h._4.7.1.1干板压降相当的液柱高度hc依d。/ ：; =5/3=1.67 ，查干筛孔的流量系数图得，0=

30、0.78由式9 m 9.750.0264.7.1.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hiAT - Af0.1770.385-0.02=0.485m/s，Fa = ua J i V - 0.485： -J3.9 = 0.96由；。与Fa关联图查得板上液层充气系数p=0.65，依式h = 0.65 0.06 = 0.039m4.7.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度hc= 2.05 10m4 20.4 10809.75 9.81 0.005故 hp =0.026 0.039 2.05 10= 0.067m则单板压强降：PP 二 hp9=0.067 809.75 9.81 = 532Pa ：

31、 0.7kPa4.7.2雾沫夹带量ev的验算5.7X10“Ua25.7X10“0.485CT严 一hf /一20.4 汉100.402.5X0.06 丿=2.33 10kg液体/kg干气0.1 kg液体/kg干气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带4.7.3漏液的验算由式 uow =4.4C0. 0.0056 0.13hL:?l / : vuow =4.4 0.78 , 0.0056 0.13 0.06-2.05 10“=5.27m su 8 05筛板的稳定性系数 K =二 一 =1.53 1.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。uow5.274.7.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液

32、管中清液层高度Hd hw丄、Ls 25.376x10 24按式 Hd 二 hphihd，而 hd =0.153 () =0.153 () =9.79 Wmlw ho0.42x0.016Hd =0.067 0.039 9.79 10=0.107m取=0.5，则Ht hw =0.50.40 0.04 = 0.22m故Hd ： J Ht hw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。4.8塔板负荷性能图4.8.1雾沫夹带线(1)e = 0.1kg液kg气为限，求 Vs-Ls关系如下由CTUa“ -hf ,2, c c, “-3 ,3600 Ls

33、 习 how=2.84 X10 沢仆I 0.42 丿广2、hf =2.5hL=2.5 0.04+1.19Ls3 =0.1+2.975 L IJ-32= 1.19Ls空5.7江10出6v20.4 10“2.74Vs2(0.3 -2.975Ls3-0.12整理得 Vs =0.69 -6.8Ls3在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出相应的Vs值列于表2中Ls /(m3/s)2 10-41 10-32 10-33 10-34 10-3Vs /(m3/s)0.330.310.290.270.26依表中数据在 Vs-Ls图中作出雾沫夹带线(1)，如图3所示。4.8.2液泛线（2）令Hd二Ht hw 由H

34、d =hp +h +hd二hc+h +h/hdh = oL，hL - Vv how联立得：:Ht 汙 7。-1 hw =p；o+1 how+hchd忽略h，将how与Ls,hd与Ls,hc与V的关系式代入上式，并整理得2aVs2 =b-cLs2 -dLs3a严AOC0Q-0512 玉巾850.022 0.78809.75b= Hto-1 hv =0.5 0.4 0.5-0.65-10.04 = 0.1540.153(lwho)20.1532(0.429016)= 3387.9d =2.84 10； E 1；。3600lw2= 1.96将有关数据代入整理得：2Vs2 =0.18-3986Ls2

35、-2弘3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表33Ls /(m /s)-42勺031 X10-320-330-340-3Vs /(m /s)0.410.340.320.310.25依表中数据作出液泛线（2）,如图3中线（2）所示。4.8.3液相负荷上限线（3）以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限AHLs,max0.02 0.44=2 10-3ms据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线2 10-3。如图3 （线3）所示。4.8.4漏液线（气相负荷下限线）（4）由 U0 ,min= 4.4C0.0056 0.13 hw hw- hJ L 匚2.84hw

36、10002/|笔E -直W JirrV0,min = 44C0A00.0056 0.132l讥Mv1 W JJ.1 -2.84 厂1000_= 4.4x0.78x0.022 ” 0.0056 + 0.13 0.04nl I2.8410002、d (3600Ls 爲x 1 h IsI 0.42 丿 2.05x109JjLs值，依（4）式计算Vs值，列Vo,min =1.18.3 10 0.15Ls23此即气相负荷下限关系式，在操作范围内取若干于表4 ,依表中数据作出气相负荷下限线（ 4）,如图3中线（4）所示。表43Ls /(m /s)2 勺 0-41 心0-320-330-340-3VS /(

37、m 3/s)0.100.1080.110.120.1214.8.5液相负荷下限线（5）对于平直堰，取堰上液层高度 ho严0.006m作为最小液体负荷标准。由式得/.2/32.8f3600Ls,min )hoW 応 E=0.0060.4243 jLs,min =3.5 10 m；s依此值在Vs-Ls图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图3所示。123LssV4x10-35m3/s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，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得Vs,max=0.3 m3/s Vs,min=0.1 m/s故操作弹性为Vs,max / Vs,mi

38、n=3化工原理课程设计一一精馏塔设计5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PmkPa145.5各段平均温度tmC85.96平均流量气相Vsm*/s0.232液相Ls3m/s-31.13 x 10实际塔板数N块97板间距Htm0.40塔的有效高度Zm4. 4塔径Dm0.60空塔气速um/s0.829塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长l wm0.396堰咼hwm0.0456溢流堰宽度Wdm0.0744管底与受液盘 距离hom0.036板上清液层咼度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个520开孔面积A0.101筛孔气速U

39、om/s0.08塔板压降hpkPa0.048液体在降液管中停留时间Ts12.04降液管内清液层咼度HLm0.22雾沫夹带eVkg液/kg气0.00054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取大负何Vs maxni/s0.3气相最小负荷Vs minni/s0. 1操作弹性337附录（符号说明） _ 塔板开孔面积，应选降液管面积，挿理筛孔面积，二塔截面积，両fC 计算：；“：时的负荷系数，无因次.流量系数，无因次D 塔径流出液流量，kmol/hD 塔径，m备筛孔直径，mE液流收缩系数，无因次匕；全塔效率，无因次:论 雾沫夹带量，kg液/kg气n 筛孔数：讥 堰上液层咼度，m

40、与单板压降相当的液层高度，m-溢流堰高度，mK 筛板的稳定系数，无因次L 塔内下降液体的流量，kmol/h仝塔内下降液体的流量，kmol/hW 溢流堰长度，mK 与干板压降相当的液柱高度，mP 操作压强，k 一苫一漏液点气速，m/s溢流堰高度，mV 塔内上升蒸汽流量，kmol/h 一：塔内上升蒸汽流量，W 釜残液流量，kmol/hWc 无效区宽度，mW：-.弓形降液管宽度，m叫 安定区宽度，mx液相中易挥发组分的摩尔分数 y 气相中易挥发组分的摩尔分数Z 塔有效高度，m川T 理论塔板数-V）降液管底隙高度，m!片,：筛孔气速，m/sF 进料流量，kmol/hH 板间距，m;塔高，mg 重力加速

41、度，m/r；S 直接蒸汽量，kmol/ht 筛孔中心距，mm啦板上鼓泡层高度，mK 板上液层高度，m实际塔板数_p 压强降，k _h 板上液层充气系数，无因次R 回流比u 空塔气速，m/s_ 气相动能因数，m/s :赚:审严q 进料热状态参数H 与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m与克服液体表面张力压降相当的液柱高度，m与液体流经降液管压降相当的液柱高度，m化工原理课程设计 精馏塔设计7.设计评述这次对苯 -甲苯浮阀式连续精馏塔的设计让我们了解任务设计的基本内容，这次的设计使我 明白了一般的精馏塔的设备和工作原理， 还有在生产中要注意的问题， 由于在设计过程中难 免会有很多人为的因素， 所以也存在不少的问题， 在以后的学习和生产中， 会更加认真和细 心去领悟问题的所在。41化工原理课程设计 精馏塔设计8.参考文献1谭天恩，窦梅，周明华 .化工原理（上册） M. 第 3 版.北京：化学工业出版社，2006.8.2谭天恩，窦梅，周明华 .化工原理（下册） M. 第 3 版.北京：化学工业出版社，2006.8.3王静康 .化工设计 M. 北京：化