化工原理课程设计方案苯甲苯精馏塔设计方案88

湖南科技大学

化工原理课程设计说明书

题目：苯—甲苯连续精馏塔的设计 学生姓名：彭雨 学院：化学化工学院 专业班级：环境工程三班 学号：1006050307

指导教师：罗娟陈东初刘和秀汪朝旭

时间：2018年12月30日

目 录

一 序 言1

二 精馏塔设计任务书2 三 符号说明3 四 设计内容4

1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集4 1.2 精馏塔的物料衡算6

1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算12 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算- 14 - 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算- 15 - 1.6 筛板的流体力学验算18 1.7 塔板负荷性能图20 五 设计结果一览表- 23 - 六 参考书目26 六 设计心得体会26 七附录27

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一序言

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案，是理论联系实际的桥梁，在整个教案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，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。

二精馏塔设计任务书

一、 设计题目

苯—甲苯连续精馏塔的设计

二、设计任务及操作条件

1、进塔料液：含苯33%，其余为甲苯 2、产品中的苯含量不得小于95%<质量）

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3、釜液中苯含量不得高于3%<质量） 4、生产能力为：每小时处理原料液5吨 5、操作条件：

<1）精馏塔顶压强：4kPa<表压） <2）进料状态：泡点进料

<3）加热蒸汽：506kPa的饱和水蒸气 <4）回流比：

<5）单板压降：≯0.7kPa

三、设备型式

筛板塔

四、厂址

湘潭地区<年平均水温20°C）

五、设计内容

1、设计方案的确定及流程说明 2、塔的工艺计算

3、塔和塔板主要工艺尺寸的计算

（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2） 塔板的流体力学验算 （3） 塔板的负荷性能图 4、设计结果概要和设计一览表

5、对本设计的评述和有关问题的分析讨论 6、精馏塔的工艺条件图

六、参考资料

化工原理、化工原理课程设计指导书、化工工艺手册、物理化学手册

七、时间安排

2018.12.24——2018.1.4<十七周——十八周）

三 符号说明

英文字母 Aa—塔板开孔区面积,m2 Af —降液管截面积,m2 A0 —筛孔总面积,m2 c0 —流量系数,无因次 C——计算umax时的负荷系数,m/s CS —气相负荷因子,m/s d——填料直径,m K——稳定系数,无因次 LW—堰长,m Lh —液体体积流量,m3/h m——相平衡系数,无因次 n——筛孔数目 NT——理论板层数；P——操作压力,Pa △P—压力降,Pa △PP气体通过每层筛板的降压,Pa - 1 - / 29

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d0——筛孔直径,m D——塔径,m ev—液体夹带量,kg<液）/kg<气） E——液流收缩系数,无因次 ET—总板效率,无因次 F—气相动能因子,kg1/2/(s·m1/2） F0—筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2> g——重力加速度,9.81m/ s2 h——填料层分段高度,m h1—进口堰与降液管间的水平距离,m hc—与干板压降相当的液柱高度,m液柱 hd—与液体流过降液管的压降相当的液柱 hf—塔板上鼓泡层高度,m h1 —与板上液层阻力相当的液柱高度,m hL—板上清液层高度,m h0—降液管的底隙高度,m hOW—堰上液层高度,m hW—出口堰高度,m h,W—进口堰高度,m hб——与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱 H——板式塔高度,m Hd——降液管内清液层高度,m HD——塔顶空间高度,m HF——进料板处塔板间距,m HP——人孔处塔板间距,m HT——塔板间距,m t——筛孔的中心距,m u——空塔气速,m/s u0—气体通过筛孔的速度,m/s Vh——气体体积流量,m3/h Vs——气体体积流量,m3/s wL——液体质量流量,kg/ wV—气体质量流量,kg/s Wc——边缘无效区宽度,m Wd——弓形降液管宽度,m Ws——泡沫区宽度,m x—液相摩尔分数 X——液相摩尔比 y——气相摩尔分数 Y——气相摩尔分比 Z——板式塔的有效高度,m 3qV,V—润湿速率,m/(m·s> 下标 max—最大的 min—最小的 L——液相的 V——气相的 θ——液体在降液管内停留时间,s μ——粘度,mPa·s Φ—开孔率或孔流系数，无因次 σ——表面张力,N/m ρ——密度,kg/m3 四设计内容

1.1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。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

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的1.8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3～8mm，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：

<1）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。

<2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 <3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

<4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是：

<1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 <2）操作弹性较小(约2～3>。

<3）小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图：

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表1 苯和甲苯的物理性质 工程 苯A 甲苯B 温度C 0PA,kPa 0PB，kPa 0分子式 C6H6 C6H5—CH3 80.1 101.33 40.0 0分子量M 78.11 92.13 85 116.9 46.0 80.1 1.000 沸点<℃） 80.1 110.6 90 135.5 54.0 95 155.7 63.3 90 0.581 临界温度tC<℃） 288.5 318.57 100 179.2 74.3 95 0.412 105 临界压强PC温度C 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m 85 0.780 1.000 0.900 0.777 0.630 表4 纯组分的表面张力([1]：P378附录图7>

90 20 20.6 100 18.8 19.5 110 17.5 18.4 80 21.2 21.7 - 4 - / 29

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表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8>

温度(℃> 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 温度(℃> 苯甲苯(1> 苯

原

料的

液

及摩

塔

顶尔

、

塔质

底

产量

品

的

摩

尔

分

率

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甲苯的摩尔质量 MB92.13kg/kmolxF

0.33/78.110.367

0.33/78.110.67/92.13xD

0.95/78.110.957

0.95/78.110.05/92.130.03/78.110.035

0.03/78.110.97/92.13xW<2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.36778.11(10.367)92.1386.98(kg/kmol) MD0.95778.11(10.957)92.1378.71(kg/kmol) MW0.03578.11(10.035)92.1391.64(kg/kmol)

<3）物料衡算 原料处理量

5000 F57.48kmol/h86.98总物料衡算 DW57.48 苯物料衡算 0.367F0.957D0.035W 联立解得

D20.70kmol/h W36.78kmol/h

式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

<4）塔板数的确定<1）理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 (a> 求最小回流比及操作回流比。 苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.6℃，混合液的气液相平衡温度在80.1℃到110.6℃之间

两组分的饱和蒸汽压，80.1℃时分别为pA101.33kPa、pB40.0kPa；110.6℃时均为pA240.0kPa、pB101.33kPa。 80.1℃时，1101.33/40.02.533 110.6℃时，2240/101.332.368 从计算结果可知，温度高，小。的平均值为

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122.5332.3682.449

代入相平衡方程yx1(1)x，得

y2.449x11.449x

又因为是泡点进料，q=1，xPxF0.367，代入相平衡方程得

yP0.587

则

RDminxyPy0.9570.5870.5870.3671.68

PxP

取操作回流比为

R1.785Rmin3.00

(b>

求

精

馏

塔

的

气

、

液

相

V(R1)D(31)20.7082.8(kmol/h)

V'(R1)D(1q)FV82.8(kmol/h) (泡点进料：q=1> L'RDqF320.70157.48119.58(kmol/h)

(c> 求操作线方程 精馏段操作线方程为

yRxDn1R1xnR10.750xn0.239

提馏段操作线方程为

yL'n1V'xWnV'xw1.444xn0.016 <2）逐板法求理论板

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负

荷

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相平衡方程 y2.449x变形得

11.449xxy2.4491.449y

用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

y10.901

2.4491.449y1y1xD = 0.957 ， x1y20.750x10.2390.915， x2y20.815

2.4491.449y2y30.75x20.2390.850， x3y30.698

2.4491.449y3y40.75x30.2390.762， x4y40.566

2.4491.449y4y0.75x0.2390.663， x554y50.445

2.4491.449y5y60.354

2.4491.449y6y60.75x50.2390.573， x6因为,

x60.354xF0.367

故精馏段理论板 n=6，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算

y70.285 y1.444x0.0160.495，x72.4491.449y776- 8 - / 29

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y81.444x70.0160.395，x8y80.2102.4491.449y8

y1.444x0.0160.287，x998y90.141

2.4491.449y9y100.085 y101.444x90.0160.187，x102.4491.449y10y110.046 y111.444x100.0160.106，x112.4491.449y11y120.021 y1.444x0.0160.050，x122.4491.449y121211因为，

x120.021xW0.035

所以提留段理论板 n=6<不包括塔釜） （3）全塔效率的计算

混合液的气液相平衡温度在80.1℃到110.6℃之间，其平均温度为95.35℃。 绘制苯，甲苯黏度与温度的曲线图：

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在

平均温度下苯和甲苯的黏度分别为

a0.271(mPas)b0.276(mPas)平均粘度由公式，得

m0.3670.2710.6330.2760.274(mPas)

全塔效率ET

ET0.170.616lgm0.516

（4）求实际板数 精馏段实际板层数

N精6 11.612（块）0.516提馏段实际板层数

N提6 11.612（块）0.516进料板在第12块板。

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个人收集整理资料， 仅供交流学习， 勿作商业用途 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

<1）操作压力计算

塔顶操作压力P＝4+101.3kPa 每层塔板压降 △P＝0.7kPa

进料板压力PF＝105.3+0.7×12＝113.7kPa

精馏段平均压力 P m1 ＝<105.3+113.7）／2＝109.5kPa

<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：

PPAxAPBxB

联立苯，甲苯的Antoine方程

lgPA6.0231206.351343.94， lgPB6.078

t220.24t219.581206.356.023t220.34PxA10计算结果如下 塔顶温度tDxB101343.966.078t219.58

82.1℃

进料板温度tF＝97.5℃

精馏段平均温度tm=<82.1+97.5）/2 = 89.8℃ <3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.901

ML,DM0.90178.11(10.901)92.1379.50(kg/kmol)

MV,DM0.95778.11(10.957)92.1378.71(kg/kmol)

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进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得yFy60.573，xF＝0.354

MV,FM0.57378.11(10.573)92.1384.09(kg/kmol)

ML,FM0.35478.11(10.354)92.1387.17(kg/kmol)

精馏段平均摩尔质量

MVM78.7184.0981.4(kg/kmol)

2MLM79.587.1783.34(kg/kmol)

2(4> 平均密度计算 (a> 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

VmPMm109.578.712.85(kg/m3) RTm8.31489.8273.15(b> 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算 由tD＝82.1℃，查手册得

812.7,807.9

AB1LMD0.950.05,LMD812.5(kg/m3)

812.7807.9进料板，由加料板液相组成xA0.354

0.35478.110.317

0.35478.11(10.354)92.13aA- 12 - / 29

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进料板温度tF97.5℃ 可知：A793.4B792.4

10.317793.410.317792.4，L3MF792.7(kg/m) LMF故精馏段平均液相密度为13Lm(精)2(812.5792.7)802.6kg/m

(5> 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD＝82.1℃，查手册得

A20.98(mN/m> B21.47(mN/m>

m,顶0.95720.980.04321.4721.00mn/m

进料板

液相平均表面

张力的计由

tF

＝97.5

℃

，

查手册A19.05(mN/m> B19.78(mN/m>

m,进0.35419.05（1-0.354）19.7819.52mN/m精

馏

段

液

相

平

均

表

面

张

力

21.0019.52m(精）220.26mn/m(6> 液体平均粘度计液相平均粘

度依下式计算，μLm=Σxiμ塔顶液相平均粘度的计由

tD

＝

82.1

℃

，

查

手

册

A0.301(mPa.s> B0.302(mPa.s>

L(顶）0.9570.3010.0430.3020.301mPa.s

进料板液

相平均粘度

的

计由

tF

＝

97.5℃，

查

手

册A0.266(mPa.s> B0.272(mPa.s>

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算得为算即i 算得算得

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L（进）0.3540.2660.6460.2720.269mPa.s

精

馏

段

液

相

平

均

粘

度

为

Lm（精）0.2720.2690.271mPa.s

2

<7）气液负荷计算 精馏段：

V(R1)D(31)20.782.8kmol/hVMVM(精）82.881.4VS0.64m3/s3600vm（精）36002.92 LRD320.762.1kmol/hLMLm（精）62.183.34LS0.0018m3/s3600Lm（精）3600802.6LhLS36006.45m3/s1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1> 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。可参照下表所示经验关系选取。

表7 板间距与塔径关系

塔径DT，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距

200～300 250～350 300～450 350～600 400～600

HT，mm 参考表7 初选板间距HT0.30m，取板上液层高度hL0.05m， 故HThL0.300.050.25m；

LsL0.0018802.60.047 VsV0.642.85查史密斯关联图 得C20=0.051；

换算到表面张力为20.26时的C为：

CC20200.2121220.260.051200.20.051

maxCL-V802.6-2.850.0510.854 V2.85取安全系数为0.70则 0.70max0.700.8780.59

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D4VS40.641.175m

0.59取塔径为1.2m 则空塔气速为0.57m/s

1.5 塔板主要工艺尺寸的计算

(1> 溢流装置计算

因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：

采用单溢流，弓形降液管，平形受液盘及平形溢流堰，不设进口烟，各项计算如下。 (a> 溢流堰长lw

取堰长lw为0.6D，即lw=0.6×1.2=0.72m

(b> 出口堰高hW：hWhLhOW

lw/D0.72/1.20.6

Lh/lw2.536000.001814.73m

0.722.52/3查图4-9知E为1.04，依式4-25即

2.84LhhowE1000lw2.8436000.00181.0410000.722/30.013

hwhLhow0.050.0130.037

(c> 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

lw/D0.6，查图4-11得wd/D0.10Af/AT0.05

故wd0.10D0.101.20.120Af0.0504D20.0565

AfHTLs0.05650.30 9.425s(符合要求）0.0018- 15 - / 29

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(d> 降液管底隙高度ho：

'取液体通过降液管底隙的流速o0.08m/s<0.07---0.25）依式4-30计算

hoLs0.00180.031m 'lw*uo0.720.08

(2> 塔板布置

(a> 取边缘区宽度Wc0.035m 安定区宽度为Ws0.065m (b> 依式4-31计算开孔区面积

21xAa2xR2x2Rsin180R0.41520.4150.56520.41520.5652sin10.845

1800.565D1.2(wdws)(0.1200.065)0.41522

D1.2Rwc0.0350.56522x(c> 开孔数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

.0， 取t/d033.5

故孔中心距t=3.5×5=17.5mm

依式4-33计算筛孔数n即

11581031158103n()Aa0.8453195(孔） 22t17.5依式4-32计算筛板上开孔去的开孔率

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Ao0.907%%7.4(在5~15%范围内） Aa3.52每层塔板上的开孔面积Ao为AoAa0.0740.8450.0625

Vs0.6410.24 Ao0.0625气体通过筛孔的气速uo(d> 塔有效高度Z<精馏段> Z=<12-1）×0.3=3.3m

1.6 筛板的流体力学验算

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，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。

(1> 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 依式4-32 hPhchLh

(a> 干板压降相当的液柱高度hc：依d0/5/31.67，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.84由式

uohc0.051Co2v7.312.850.0510.84802.60.0137

L2(b> 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl：

AT0.25D2 uaVs0.640.596m/s，FauaV0.5962.851.006

ATAf1.130.0565 由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.63，依式

hlohL（0.630.050.0315 ohwhow）(c> 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h： 依式

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4420.26103h0.00206

Lgdo802.69.810.005hP0.01370.03150.002060.0473

PhPLg0.0473802.69.81372.4Pa0.7kPa(设计允许值）

(2）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> 雾沫夹带 依式4-41 ：

ua5.710-65.71060.5963.2eV（)HThf20.261030.32.50.053.20.014kg液/kg气

小于0.1，故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4> 漏液

uow4.4Cok0.00560.13hLhL/V5.4uo10.241.89(1.5~2.0)uow5.4

故在设计负荷下不会产生过量漏液。 <5> 液泛

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HdHThw 依式Hdhphlhd

hd0.153(Ls20.00182)0.153()0.00099m lwho0.720.031

Hd0.05530.050.0009850.107取0.5，则HThw0.50.41.170.785 故Hd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。

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个人收集整理资料， 仅供交流学习， 勿作商业用途 1.7 塔板负荷性能图(1> 雾沫夹带线

5.710uaevHhfT依式4-41

6

3.2uaVsVs0.932Vs (a>

ATAf1.130.05652/33600Ls3hf2.5(hwhow)2.5hw2.8410Elw

近似取E≈1.0，

hw0.037mlw0.72m

2/333600Ls23故hf2.50.0372.84100.0932.115Ls (b>

0.70取雾沫夹带极限值

ev0.13, 已知20.2610N/mHT0.3m

并将0.932Vs5.7100.12/3320.26100.30.0932.115Ls

63.2整理得 Vs1.3914.22Ls2/3 <1）

在操作范围内，任取几个Ls值 依<1）式算出相应的Vs值附表1中

附表1

Ls，m3/s Vs，m3/s 2.0103 3.0103 4.0103 5.0103 1.16 1.09 1.03 0.97 由上表数据即可作出雾沫夹带线。

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(2> 液泛线

联立式4-44及式4-46

(HThw)hphwhowhd

近似取E1.0howlw0.72m

2/33600Ls2.84103Elwhow0.8304Ls2/3 (c>

由式4-34hphchlh

uohc0.051Co由式4-35

2vVs2.8520.0510.0657Vs0.840.0625802.6L

2由式4-37及hlo(hwhow)0.63(0.0370.8304Lsh0.00206m2/3)0.02330.5231Ls2/3

hp0.02330.5231Ls230.002060.0657Vs20.025360.0657Vs20.5231Ls23(d>

LsLs220.153()307L由式4-45，hd0.153 (e> sl*h0.720.031wo2将HT0.3m，hw0.037m， 0.5及联立式得：

22/3(HThw)hphwhowhd0.5(0.30.037)0.025360.0657Vs0.5231LsVs1.624673Ls20.6Ls222/30.037307Ls0.8304Ls22/3

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在操作范围内取若干个Ls值，，依<2）式计算Vs值，，列于附表2，依表中数据做液泛线

附表2

Ls，m3/s Vs，m3/s 2.0103 3.0103 4.0103 5.0103 1.27 1.15 1.03 0.90 由(3>

上表液

数据相

即可负

作

荷

出液上

泛线限

2。 线

取液体在降液管中停留时间为4秒，，由式

HT.Af0.30.05650.00424 4Ls,max液相负荷上限线<3）在Vs---Ls坐标图上为与气体流量无关的垂直线(4> 漏液线 (气相负荷下限线>由 hLhwhow0.0370.8304Ls2/3uowVs,minAo

uow4.4CoVs,minAo0.00560.13hLhL/V

4.40.840.00560.130.0370.8304Ls2/3.60.00206802

2.85Ao前面已算出为0.0625m2 代入上式整理得：

Vs,min3.880.00840.11Ls2/3 <4）

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个Ls值，，依<4）式计算相应的Vs值，列于附表3，

附表3

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Ls，m3/s Vs，m3/s 2.0103 3.0103 4.0103 5.0103 0.101 0.103 0.106 0.108 由上表数据即可作出液泛线4。 (5> 液相负荷下限线

取平堰，堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件 依式4-45 取E1.0 则

how2.84103E(3600Ls,minlw)2/3

0.0062.84103(3600Ls,min0.72)2/3

整理上式得Ls,min6.14104m3/s

依此值在Vs----Ls图上做线<5）即为液相负荷下限线。

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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。

五设计结果一览表

工程 各段平均压强 各段平均温度 气相 平均流量 液相 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 堰长 溢流装堰高 置 溢流堰宽度 管底与受业盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u lw hw Wd ho hL do t n Ao uo ΔPP τ Hd eV - 23 - / 29

单位 kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 个 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 计算数据 精馏段 109.5 89.8 0.64 0.0018 12 0.30 3.3 1.2 0.57 单流型 弓形 0.72 0.037 0.12 0.031 0.05 5.0 17.5 3195 0.0625 10.24 0.372 9.42 0.107 0.014 个人收集整理资料， 仅供交流学习， 勿作商业用途

负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 VS·max VS·min m3/s m3/s 雾沫夹带控制 漏液控制 六 参考书目

【1】王志魁，刘丽英，刘伟 化工原理<第四版）北京，化学工业出版社，2018 【2】化工原理课程设计指导书 【3】化工工艺设计手册 【4】物理化学手册

七设计心得体会

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。通过近一周努力，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经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那一刻起我就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我从网上查阅了许多资料，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料我从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习使我使我具备了完成设计的知识和方法，这使我对设计有了极大的信心，确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正式的设计工作当中。 万事开头难，从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的

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确定，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。

接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了我们的行进步骤。通过讨论分析，我整理出可能几条导致这一问题原因，在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯”筛板孔心距。原来是我们把孔心距取值取得偏小了，因为我们这个塔的生产能力比较大，太小的孔心距会导致板上液层压力大于板下气流产生的压力就会导致漏液的产生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。

这次历时近一周的的课程设计使我把平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供了很大的发挥空间，我积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。总之，这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我自学，检索资料的技能。

六附录

（5）苯----甲苯连续精馏塔工艺流程图 （6）塔设备布置图 （7）塔筛板布置图

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