化工原理课程设计苯甲苯连续精馏筛板塔的设计

1、化工原理课程设计化工原理课程设计板式精馏塔的设计 姓姓 名名 班班 级级 学学 号号 200902442 指导老师指导老师 20122012 年年 2 2 月月序言序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学 ， 化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 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，

2、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，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏，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-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。目录目录一、板式精馏塔课程设计任务书一、板式精馏塔课程设计任务书.

3、4(一一)、设计题目：、设计题目：.4(二二)、设计参数、设计参数.4(三三)、设计内容、设计内容.5二、设计计算二、设计计算.51、设计方案的选定及基础数据的搜集、设计方案的选定及基础数据的搜集.52、精馏塔的物料衡算、精馏塔的物料衡算.73、塔板数的确定、塔板数的确定.84、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算.95、气液负荷计算、气液负荷计算.136、精馏塔的塔体工艺尺寸计算、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (一一) 塔径的计算塔径的计算.147、筛板的流体力学验算、筛板的流体力学验算.188、塔板负荷性能图、塔板负荷性能图.21三、设计结果汇总一览表三、

4、设计结果汇总一览表.28四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略）四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略）.29五、设计心得体会五、设计心得体会.29七、参考书目七、参考书目.32八、附录八、附录.32【1】苯苯甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图.32【2】苯苯甲苯精馏控制工艺流程图甲苯精馏控制工艺流程图.32【3】苯苯甲苯温度组成甲苯温度组成(t-x(y)图图.33一、板式精馏塔课程设计任务书一、板式精馏塔课程设计任务书( (一一) )、设计题目：、设计题目： 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。( (二二) )、设计参数、设计参数年处理量： 35000 吨料液初温

5、: 35料液组成 ： 60 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同）塔顶产品组成苯 98 塔底釜液组成苯 2% 年实际生产天数： 330 天精馏塔塔顶压力： 4kpa （表压）冷却水进口温度： 30饱和水蒸气压力： （间接水蒸气加热）22.5/kgfcm设备型式： 筛板精馏塔厂 址： 地区 ( (三三) )、设计内容、设计内容1、设计方案的确定 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、精馏过程的工艺计算 3、塔和塔板主要工艺结构尺寸计算4、塔内流体力学性能的计算与校核5、

6、塔板结构简图和塔板性能图的绘制6、塔的工艺计算结果汇总一览表7、典型辅助设备选型与计算（略）8、带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制9、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论10、编制课程设计说明书11、参考文献二、设计计算二、设计计算1 1、设计方案的选定及基础数据的搜集、设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐

7、。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 2 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。 ()

8、处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约 23)。() 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：表表 1.11.1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质(1:p289)(1:p289)项目分子式分子量 m沸点（）临界温度 tc（）临界压强pc（kpa）苯 a甲苯 bc6h6c7h878.1192.1380.10110.63288.5318.576833.44107.7 表表 1.21.2 苯苯- -甲苯的

9、饱和蒸汽压甲苯的饱和蒸汽压(2:p73(2:p73 表表 10-1)10-1)t/ c080.184889296100104108110.6/kpa0ap101.3 114.1 128.4 144.1 161.3 180.0 200.3 222.4 237.7 /kpa0bp39.0 44.5 50.8 57.8 65.6 74.2 83.6 94.0 101.3 表表 1.31.3 常温下苯常温下苯甲苯气液平衡数据（甲苯气液平衡数据（22：p73p73 表表 10-210-2）t/80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1

10、520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250表表 1.41.4 纯组分的表面张力纯组分的表面张力(6(6：附录图附录图 7)7)378pt/8090100110120苯21.22018.817.516.2/(mn/)3m甲苯21.820.619.618.417.3上表的数据关联成下式：上表的数据关联成下式：苯：苯： =31.24-0.125t=31.24-0.125ta甲苯：甲苯：=30.74-0.112t=30.74-0.112tb表表 1.51.5 组分的液相密度组分的液相密度(6(6：附录图附录图 8)8)382pt/8090100110120

11、苯817805793782770/（kg/）3m甲苯811801791780768上表的数据关联成下式：上表的数据关联成下式：苯：苯： =910.4-1.17t=910.4-1.17ta甲苯：甲苯：=897.2-1.07t=897.2-1.07tb2 2、 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算(1)(1) 原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 0.60/78.110.6390.60/78.110.40/92.13fx 0.98 78.110.9830.98 78.11 0.02 92.13dx 0.02 78.110.0240.02

12、 78.11 0.92 92.13wx（2 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.639 78.11 (1 0.639) 92.1383.17fmkg kmol0.983 78.11 (1 0.983) 92.1378.35dmkg kmol0.024 78.11 (1 0.024) 92.1391.80wmkg kmol（3 3）物料衡算）物料衡算 原料处理量0350000004419.2330 24fkg h总物料衡算ooofdw苯物料衡算0.600.980.02ooofdw联立解得 4419.2/4419.2/83.1753.13/2669.

13、9/2669.9/78.3534.08/1749.3/1749.3/91.8019.06/ooofkg hfkmol hdkg hdkmol hwkg hwkmol h式中 f-原料液流量 d-塔顶产品量 w-塔底产品量3 3 、塔板数的确定、塔板数的确定 （1 1）理论塔板数）理论塔板数的求取的求取 tn苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数，步骤如下。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x y 图，见下图求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在 x-y 图上，因 q=1,查得=0.760，而ey=0.639，=0.983.故有：exfxdxmin0.9830.

14、8180.9220.8180.639qqdqxyryx取操作回流比为min21.844rr求理论塔板数精馏段操作线方程为10.6480.34611dnnnxryxxrr提馏段操作线为过（0.639，0.760）和（0.0235，0.0235）两点的直线。图解得=15-1=14 块（不含塔釜）。其中，精馏段=6 块，提馏段=9 块，第 7 块tn1tn2tn为加料板位置。（2 2）实际塔板数）实际塔板数pn全塔效率的计算（在 95下，查表得各组分黏度=0.242，=0.280）ab12(1)0.639 0.242(1 0.639) 0.2800.256mffxx0.170.616lgtme 0.

15、170.616lg0.25653%精馏段实际板层数6/0.53=11.3，取12 块1pn1pn精馏段塔高11(1)(12 1) 0.44.4ptznhm提馏段实际板层数9/0.53=16.9，取17 快2pn2pn提馏段塔高11(1)(17 1) 0.46.4ptznhm总塔板数=29 块，进料板在第 13 块板。pn4 4、 精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 （1 1）操作压力计算）操作压力计算 取每层塔板压降 p0.9 kpa塔顶操作压力 101.3+4=105.3 kpadp塔底操作压力=105.3+0.912 =116.1 kpawp进料板压力

16、105.30.929131.4 kpafp精馏段平均压力 p m （105.3116.1）/2110.7 kpa提馏段平均压力 = （116.1+131.4）/2 =123.8 kpa/mp（2 2）操作温度计算）操作温度计算 查温度组成图（t-x/y）得：塔顶温度80.5dt进料板温度88.3ft塔底温度=109.5wt精馏段平均温度=（ 80.588.3）/2 = 84.4mt提馏段平均温度=（88.3+109.5）/2 =98.9/mt（3 3）平均摩尔质量计算）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xd=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.960,0.960 78.11 (

17、1 0.960) 92.1378.67l dmmkg kmol,0.983 78.11 (1 0.983) 92.1378.35v dmmkg kmol进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.818， 0.639（查相平衡图）fyfx,0.639 78.11 (1 0.639) 92.1383.17l f mmkg kmol,0.818 78.11 (1 0.818) 92.1380.66v fmmkg kmol塔底平均摩尔质量计算由 xw=0.0235,由相平衡方程，得 yw=0.0513,0.0513 78.11 (1 0.0513) 92.1391.41v wmmkg kmol

18、,0.0235 78.11 (1 0.0235) 92.1391.80l wmmkg kmol精馏段平均摩尔质量 ,78.6783.1780.922l mmkg kmolkg kmol,78.3580.6679.512v mmkg kmolkg kmol提馏段平均摩尔质量/,80.6691.4186.042v mmkg kmolkg kmol/,91.8080.9286.362l mmkg kmolkg kmol（4 4）平均密度计算）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 ,3,110.7 79.512.998.314 (273.1580.5)mv m

19、v mmp mkg mrt提馏段的平均气相密度,3,123.8 86.043.548.314 (273.1588.3)mv mv mmp mkg mrt液相平均密度计算 塔顶: 3,910.4 1.17 80.5816.2/ld akg m 3,897.21.0780.5811.1/ld bkgm 3,10.980.02816.1/816.2811.1abld mld mld ald bkg m进料板:3,910.4 1.17 88.3807.1/lf akg m 3,897.21.0788.3802.7/lf bkgm 3,10.600.40805.3/807.1802.7ablf mlf

20、mld ald bkg m塔底 : 3,910.4 1.17 109.5782.3/lw akg m3,897.21.07109.5780.0/lw bkgm3,10.020.98780.0/782.3780.0ablw mlw mlw alw bkg m精馏段液相平均密度为 ,816.1 805.3810.72l mkg kmol提馏段液相平均密度为,805.3780.0792.72l mkg kmol(5)(5) 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶: 由 -t 关系计算得，a=21.18mn/m b=21.72 mn/m ,21.18 21.72

21、()()21.19/21.18 0.01721.72 0.983abld mdababmn mxx 进料板：由tf88.3，计算得，a=20.20 m n/m b=20.85 m n/m,20.20 20.85()()20.43/20.20 0.36120.85 0.639ablf mfababmn mxx 塔底：由 td109.5，计算得， a=17.55 mn/m b=18.48 mn/m,17.55 18.48()()18.46/17.55 0.9765 18.48 0.0235ablw mfababmn mxx 精馏段液相平均表面张力为 lm=（21.19+20.43）/2=20.81

22、 mn/m提馏段液相平均表面张力为 （20.43+18.46）/2=19.45 mn/m/lm(6)(6) 液体平均粘度计算液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lm=xi i:塔顶:查化工原理上册附录中的液体黏度共线图,在 80.5下有: a=0.273 mpas b=0.304 mpasldm=0.9830.273+ (1-0.983)0.304=0.274mpas同理,进料板:在 88.3下,查手册得 a=0.268mpas b=0.299 mpaslfm=0.6390.268+ (1-0.639)0.299=0.279 mpas塔底:在 109.5下，查手册得 a=0.227

23、mpas b=0.265 mpaslwm=0.02350.227+ (1-0.0235)0.265=0.264 mpas精馏段液相平均粘度为 lm=(0.274+0.279)/2=0.277 mpas提馏段液相平均粘度为 (0.279+0.264)/2=0.272 mpas/lm5 5、气液负荷计算、气液负荷计算 精馏段：1(1.844 1) 34.0896.92/vrdkmol h396.92 79.510.716/36003600 2.99vmsvmvmvms1.844 34.0862.84/lrdkmol h362.84 80.920.001742/36003600 810.7lmlml

24、mlsms30.001742 36006.272/hlmh 提馏段：(1)96.92/vvqfkmol h3/96.92 86.040.654/36003600 3.54vmsvmvmvms/96.92 19.06115.98/lvwkmol h/3/115.98 86.360.003510/36003600 792.7lmlmlmlsms30.003510 360012.635/hlmh6 6、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ( (一一) ) 塔径的计算塔径的计算塔板间距 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

25、照下表所示经验关系选取。表表 6.16.1 板间距与塔径关系板间距与塔径关系塔径 dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.04.0板间距ht，mm200300300350350450450600500800 精馏段精馏段：初选板间距，取板上液层高度，0.40thmmhl06. 0故；0.400.060.34tlhhm11220.00174810.70.0400.7162.99slmsvmlv查 smith 通用关联图 (3(3：p158p158 图图 5-40)5-40)， 得 c20=0.072；依式2 . 02020cc校正物系表面张力为时，20.81/mn m0.20

26、.22020.810.0720.07262020ccmax810.72.990.07261.193/2.99lvvucm s可取安全系数为 0.7，则max0.70.7 1.1930.835/uum s故44 0.7161.0453.142 0.835svdmu按标准,塔径圆整为 1.1m,则操作气速 u=0.753m/s。提馏段提馏段：初选板间距，取板上液层高度，0.40thmmhl06. 0故；0.400.060.34tlhhm11220.00351792.70.08030.6543.54slmsvmlv查 smith 通用关联图 5-40， 得 c20=0.0678；依式2 . 0202

27、0cc校正物系表面张力为时19.45/mn m0.20.22019.450.06780.06742020ccmax792.73.540.06741.006/3.54lvvucm s可取安全系数为 0.7，则max0.70.7 1.0060.704/uum s故44 0.6541.0883.142 0.704svdmu按标准,塔径圆整为 1.1m,则操作气速 0.688m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，为 1.1m 。（二）（二） 、塔板主要工艺尺寸的计算、塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置因塔径 d1.1m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘，且不设进口堰。精馏段：

28、溢流堰长：单溢流，取堰长为 0.7d=0.71.1=0.77mwlwl出口堰高：whowlwhhh对平直堰，有232.841000howwlhel由，/0.7wld 2.52.56.272/12.0550.77hwllm查图图 5-305-30（3:p1513:p151）得 e=1.030, 可得0.006m22332.842.846.2721.0300.0118100010000.77howwlheml故 （取=60mm）0.060.0120.048whmlh降液管的宽度与降液管的面积：dwfa由,查（22：图图 11-1611-16）得，/0.7wld 137p/0.14dwd /0.09

29、ftaa 故，0.140.154dwdm2223.140.090.091.10.085544fadm液体在降液管中停留时间为0.0701 0.4016.115 (0.00174ftsa hssl满足要求）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.070.25）oh0.08/oum s底则（）0.001740.02830.77 0.08sowolhmlu00.020.025hm:不宜小于，满足要求因,wohh故进口处不设堰，满足。 提溜段：溢流堰长：取堰长为 0.7d=0.71.1=0.77mwlwl出口堰高：whowlwhhh对平直堰，有232.841000howwlhel由，/0.7w

30、ld 2.52.512.635/24.2860.77hwllm查图图 5-30(35-30(3：p151)p151)得 e=1.042, 可得0.006m2233/2.842.8412.6351.0420.0191100010000.77howwlheml故 取/0.060.0190.041whm/0.050 60,.0wlhmhm则降液管的宽度与降液管的面积：dwfa由,查（22：图图 11-1611-16）得，/0.7wld 137p/0.14dwd /0.09ftaa 故，0.140.154dwdm2223.140.090.091.10.085544fadm液体在降液管中停留时间为/0.

31、0701 0.407.995 (0.00351ftsa hssl满足要求）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.070.25）oh0.08/oum s底则（）/0.003510.05700.77 0.08sowolhmlu00.020.025hm:不宜小于，满足要求因,0.060wowhhm进故进口处应设堰，h(2)塔板布置 塔板的分块 因 d=1100mm，查表表 5-6(3:p140)5-6(3:p140)得，塔极分为 3 块。精馏段：取边缘区宽度(5060mm),安定区宽度， （当 d1.5m 时，0.055cwm0.075swmws=70100mm开孔区面积222122212

32、0.3212sin2 0.3210.4950.3210.495 sin0.5881801800.495arxax rxmr式中 ，1.10.0550.49522cdrwm1.10.1540.0750.32122dsdxww提馏段：取边缘区宽度(5060mm),安定区宽度， （当 d1.5m 时，0.055cwm0.075swmws=70100mm开孔区面积222122sin0.588180arxax rxmr式中 ，0.4952cdrwm0.3212dsdxww（3）筛孔数n与开孔率：精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，筛板采用碳钢，其板厚为,且取0dmm5mm3，故孔中心距0/2.8t d

33、 2.8 514.0tmm每层塔板的开孔数个，33221158 101158 100.470277714.0anat则（在 5%15%范围内,满足要求）0200.9070.116()aatad每层板上的开孔面积为200.116 0.4070.0472aaam气体通过筛孔的气速为00.71615.17/0.0472sovum sa提馏段：筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，筛板采用碳钢，其板厚n0dmm5为,且取，故孔中心距mm30/2.8t d 2.8 514.0tmm每层塔板的开孔数个，33221158 101158 100.470277714.0anat则（在 5%15%范围内,

34、满足要求）0200.9070.116()aatad每层板上的开孔面积为200.116 0.4070.0472aaam气体通过筛孔的气速为/00.65413.86/0.0472sovum sa7 7、 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 精馏段：精馏段：(1)(1) 塔板压降塔板压降干板压降：依，查干筛孔的流量系数图(3(3：p152p152 图图 5-34)5-34)ch67. 13/5/0d得，c0=0.78 由式220015.172.990.0510.0510.07110.78810.7vcluhmc 气体穿过板上液层压降：eh，0.7160.919/20.9502 0.0855satf

35、vum saa 0.9192.991.59aavfu由 与关联图(3:p153(3:p153 图图 5-35)5-35)，得板上液层充气系数 =0.59，依式af0.59 0.060.0354elhhm单板压降pfph和0.0711 0.03540.1065fcehhhm则0.1065 810.7 9.818470.9(pflphgpakpa设计允许值）(2)(2) 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3)(3) 雾沫夹带雾沫夹带3.23.26635.7 105.7 100.8280.0127/20.81 100.402.5 0.

36、060nvtfuekgkghh液气0. 1(满足要求）0.7160.828/0.9500.0855sntfvum saa故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)(4) 漏液的验算漏液的验算依式（清液柱）3044 20.81 100.0021810.7 9.81 0.005lhmgd由式04.40.00560.13/owllvuchh810.74.4 0.780.00560.13 0.0600.00216.007/2.99owum s筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过017.422.901.52.06.007owuku:量漏液。(5)(5) 液泛的验算液泛的验算为防止降液管液泛的发生，

37、应使降液管中清液层高度wtdhhh依式 dfldhhhh2200.001740.153 ()0.153 ()0.000980.77 0.0283sdwlhmlhh=0.1065+0.060+0.00098=0.167 md取，则5 . 00.50.400.0480.224twhhm故，在设计负荷下不会发生液泛。wtdhhh通过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。提溜段：提溜段：(1)(1) 塔板压降塔板压降干板压降：依，查干筛孔的流量系数图(3(3：p152p152 图图 5-34)5-34)ch67. 13/5/0d得，c0=0.78 由式22/0013.86

38、3.540.0510.0510.07190.78792.7vcluhmc 气体穿过板上液层压降：eh，/0.6540.840/20.9502 0.0855satfvum saa /0.8403.541.580aavfu由 与关联图(3:p153(3:p153 图图 5-35)5-35)，得板上液层充气系数 =0.58，依式af/0.58 0.0600.0348elhhm单板压降pfph和/0.07190.03480.1067fcehhhm则/0.1067 792.7 9.818300.9(pflphgpakpa设计允许值）(2)(2) 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和

39、液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3)(3) 雾沫夹带雾沫夹带3.23.2/66/35.7 105.7 100.75650.0101/19.45 100.402.5 0.060nvtfuekgkghh液气0. 1(满足要求）/0.6540.7565/0.9500.0855sntfvum saa故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)(4) 漏液的验算漏液的验算依式（清液柱）/3/044 19.45 100.002792.7 9.81 0.005lhmgd由式04.40.00560.13/owllvuchh/792.74.4 0.780.00560.13 0.0600.0025.483

40、/3.54owum s筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过/0/13.862.531.52.05.483owuku:量漏液。(5)(5) 液泛的验算液泛的验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度wtdhhh依式 dfldhhhh/22/00.003510.153 ()0.153 ()0.000980.77 0.0570sdwlhmlhh =0.1067+0.060+0.00098=0.168 md取，则5 . 00.50.400.050.225twhhm故，在设计负荷下不会发生液泛。wtdhhh通过以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸也是适合的8 8、 塔

41、板负荷性能图塔板负荷性能图 精馏段：精馏段：(1)(1) 漏液线漏液线 由,min,min/4.4(0.00560.13)/osoollvuvachh 2/32/32/336002.842.84()1 ()0.7941100010000.77hsowswllhell 2/30.0480.7941lwowshhhl 2/3,min810.74.4 0.78(0.00560.130.0480.79410.002)2.99osl则，u，整理得 ,min,minsoova u20.0472oam22/3,min0.07000.734sv sl在操作范围内，任取几个 ls 值，依上式计算出 vs 值，计

42、算结果列于表 8.1。 表表 8.18.1 ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684vs /(m3/s)0.275 0.278 0.292 0.297 0.302 0.311 由上表数据即可作出漏液线漏液线 1 1 (2)(2) 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev0.1kg 液/kg 气为限，求 vs-ls 关系如下： 由（=20.81）3.265.7 10nvtfuehh1.1570.9500.0855ssnstfvvuvaa2.52.5()flwowhhhh2/30.0480.7941wowshhl故，2/30.12 1.9853fshl将已知

43、数据代入 ev 式中，令 ev=0.1，整理得2/31.530 10.844ssvl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 8.2。 表表 8.28.2 ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684vs /(m3/s)1.448 1.422 1.304 1.257 1.213 1.139 由上表数据即可作出雾沫夹带线雾沫夹带线 2 2 (3)(3) 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。 0.006 ,1.0owhm e 2/3,min,min2/343,min3600360

44、02.842.841 ()0.006100010000.776.57 10ssowwsllhellms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷下限线 3 3 (4)(4) 液相负荷上限线液相负荷上限线 以 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 3,max0.40.08550.006845tfsh alms据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线液相负荷上限线 4 4(5)(5) 液泛线液泛线 由()twdfwowdhhhhhhh2/30.7941owshl 222002.990.0510.0510.13880.78 0.0472810.7vscsluvhvc 2/32/30

45、.59 (0.0400.7941)0.02360.4685elsshhll22/30.13880.02360.4685fcesshhhvl22200.153 ()0.153 ()322.210.77 0.0283ssdswllhllh联立上式，整理得222/31.102321.49.10sssvll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 8.3。 表表 8.38.3ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684vs /(m3/s)1.015 1.003 0.943 0.913 0.881 0.815 由上表数据即可作

46、出液泛线液泛线 5 5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图 8.4所示：图图 8.48.4 精馏段筛板负荷性能图精馏段筛板负荷性能图 （6 6）操作线与操作弹性）操作线与操作弹性操作气液比 在负荷性能图上，作出操作点 p，连接/0.716/0.00174411.5ssvl op，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=0.962m3/s vs,min=0.274 m3/s故操作弹性为 vs,max / vs,min=3.51提馏段：提馏段：(1)(1) 漏液线漏液线 由,min,min/4.4(0.00560.13)/oso

47、ollvuvachh /2/32/32/336002.842.84()1 ()0.7941100010000.7hsowswllhell 2/30.0400.7941lwowshhhl 2/3,min792.74.4 0.78(0.00560.130.0400.79410.002)3.54osl则，u，整理得，,min,minsoova u20.0472oam22/3,min0.05170.607sv sl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 8.1.2。 表表 8.1.28.1.2 ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.00

48、50.00684vs /(m3/s)0.237 0.240 0.254 0.259 0.264 0.271 由上表数据即可作出漏液线漏液线 1 1(2)(2) 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev0.1kg 液/kg 气为限，求 vs-ls 关系如下： 由（=19.45）3.265.7 10nvtfuehh1.15670.9500.0855ssnstfvvuvaa2.52.5()flwowhhhh2/30.0500.7941wowshhl故，2/30.125 1.9853fshl将已知数据代入 ev 式中，令 ev=0.1，整理得2/31.471 10.621ssvl在操作范围内，任取几个 ls 值

49、，依上式计算出 vs 值，计算结果列于表 8.2.2。 表表 8.2.28.2.2ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684vs /(m3/s)1.391 1.365 1.250 1.203 1.160 1.088 由上表数据即可作出雾沫夹带线雾沫夹带线 2 2(3)(3) 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。 0.006 ,1.0owhm e 2/3,min,min2/343,min360036002.842.841 ()0.006100010000.776.57 10ssowwsllhellms 据此

50、可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷下限线 3 3 (4)(4) 液相负荷上限线液相负荷上限线 以 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 3,max0.40.08550.006845tfsh alms据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线液相负荷上限线 4 4 (5)(5) 液泛线液泛线 由()twdfwowdhhhhhhh2/30.7941owshl 222003.540.0510.0510.16800.78 0.0472792.7vscsluvhvc 2/32/30.58 (0.0500.7941)0.0290.4606elsshhll22/30.16800.0290.

51、4606fcesshhhvl22200.153 ()0.153 ()79.4260.77 0.0570ssdswllhllh联立上式，整理得222/30.87472.777.47sssvll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 8.3.2。 表表 8.3.28.3.2ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684vs /(m3/s)0.902 0.892 0.843 0.821 0.800 0.761 由上表数据即可作出液泛线液泛线 5 5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图 8.4.2，如图所示。 图图

52、8.4.28.4.2 提馏段筛板负荷性能图提馏段筛板负荷性能图 （6 6）操作线与操作弹性）操作线与操作弹性操作气液比/0.654/0.00351186.3ssvl 在负荷性能图上，作出操作点 p，连接 op，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=0.815 m3/s vs,min=0.242m3/s故操作弹性为 vs,max / vs,min=3.37所设计筛板的主要结果汇总于表。三、三、 设计结果汇总一览表设计结果汇总一览表计算结果项目符号单位精馏段提馏段各段平均压强pmpmkpakpa110.7110.7123.8123.8各段平

53、均温度tmtm84.484.498.998.9气相v vs sm m3 3/s/s0.7160.7160.6540.654平均流量液相l ls sm m3 3/s/s0.007140.007140.003510.00351实际塔板数npnp块块12121717板间距h ht tm m0.400.400.400.40塔的有效高度z zm m4.44.46.46.4塔径d dm m1.11.11.11.1空塔气速u um/sm/s0.7530.7530.6880.688塔板液流形式单流型单流型单流型单流型溢流管型式弓形弓形弓形弓形堰长lwlwm m0.770.770.770.77堰高hwhwm m

54、0.0480.0480.0500.050溢流堰宽度w wd dm m0.1540.1540.1540.154溢流装置管底与受液盘距离h ho om m0.02830.02830.05700.0570板上清液层高度h hl lm m0.060.060.060.06孔径d do ommmm5.05.05.05.0孔间距t tmmmm14.014.014.014.0孔数n n个个2777277727772777开孔面积aoaom m2 20.04720.04720.04720.0472筛孔气速u uo om/sm/s15.1715.1713.8613.86塔板压降hfhfkpakpa0.1060.1

55、060.1080.108液体在降液管中停留时间s s16.1116.117.997.99降液管内清液层高度h hd dm m0.1670.1670.1680.168雾沫夹带e ev vkgkg 液液/kg/kg气气0.01270.01270.01010.0101负荷上限液泛控制液泛控制液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制漏液控制漏液控制气相最大负荷v vsmaxsmaxm m3 3/s/s0.9620.9620.8150.815气相最小负荷v vsminsminm m3 3/s/s 0.2740.2740.2420.242操作弹性3.513.513.373.37四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略）算（略）五、设计心得体会五、设计心得体会本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的努力，并经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。 通过这次课程设计我进一步熟练了许多软件操作（如 word 排版，公式编辑器，origin 绘图及分析,