化工课程设计--苯-甲苯二元物系板式连续精馏塔.doc

设计题目： 苯-甲苯二元物系板式连续精馏塔 .
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，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。
第一章 概述
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，已能作出较有把握的设计，使得筛板塔又成应用最广的一种类型。
1.1苯-甲苯简介
1.1.1苯
苯（Benzene,）在常温下为一种无色，有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。
1.1.2甲苯
甲苯（分子式：），是一种无色，带有特殊香味的易挥发液体。甲苯是芳香族碳氢化合物的一员。它的很多性质与苯很像，在现今实际应用中常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用，还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。
1.2精馏流程设计方案的确定
1.2.1确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：
满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计、流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
保证安全生产
例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是制定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
1.2.2设计任务叙述
（1）设计名称
苯-甲苯二元物系板式连续精馏塔
（2）设计任务
①原料苯-甲苯溶液：49%组成（苯的质量分数）
②产品要求：塔顶苯的组成（质量分数）：99%
塔釡苯的组成（质量分数）：2%
（3）操作条件：
①生产时间：每年330天,每天24小时连续运行
②回流比：R=1.3R
③塔顶压强：4kPa（表压）
④进料热状况：q=1/3
⑤单板压降不大于0.7kPa
⑥厂址：河北省（大气压约为101.3kPa）
1.2.3设计方案确定

在本次设计中，我们进行的是苯-甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高浓度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷却所实现分离的。热量自塔釡输入，由冷却器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时候可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。
（1）精馏方式的选定
本设计采用连续精馏操作方式，其特点是连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。
（2）加热方式
本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。
（3）操作压力的选取
本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。
（4）回流比的选择
对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇-水体系则要特殊处理，该体系最小回流比的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。
而适应回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。
塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择
塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为全凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。
塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。
（5）板式塔的选择
板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、物流力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关。
（6）关于附属设备的设计
附属设备的设计主要有：
1、热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；
2、选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号；
1.2.4《化工原理》课程设计任务书
一、设计题目——苯-甲苯二元物系板式连续精馏塔
设计一座苯-甲苯板式连续精馏塔,要求年产36432吨纯度为99%的苯,塔底釜液中苯含量为,原料液中含苯49%（以上均为质量%)。
二、操作条件
(1) 塔顶压强:4kPa
(2)进料热状况:q=1/3
(3)回流比:R=1.3R
(4)单板压降不大于0.7kPa
三、设备形式
1、筛板塔
四、设计工作日
每年330天,每天24小时连续运行
五、厂址
河北省（大气压约为101.3kPa）
六、设计要求
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确定
（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. 设计结果一览表
5. 对本设计的评述
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tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
甲苯B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92.13
80.1
110.6
288.5
318.57
6833.4
4107.7
表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
,kPa
，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
表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据
温度
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
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
表5 组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
甲苯,kg/
814
809
805
801
791
791
778
780
763
768
表6 液体粘度µ
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP.s）
甲苯（mP.s）
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228
表7 Antoine常数
组分
A
B
C
苯
6.023
1206.35
220.24
甲苯
6.078
1343.94
219.58
1.2.5板式精馏塔流程简图
苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。

第二章 塔的设计计算
2.3.1 物料衡算与操作线方程
2.3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

2.3.1.2 平均分子量

2.3.1.3 全塔物料衡算
单位时间内 进料量
总物料衡算 D/+W/=Fˊ=4600 （1）
易挥发组分物料衡算 O.99Dˊ+0.02Wˊ=0.49×F （2）
联立上式（1）、（2）得：F´=4600kg/h W´=2371kg/h D´=2229kg/h
则

2.3.1.4 q线方程（在本设计中给定为q=1/3）
精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。

式中 ——进料热状态参数;
yq、xq——交点处易挥发组分气相、液相摩尔分数；
xF——进料中易挥发组分摩尔分数；
2.3.1.5 精馏段操作线

图一
因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。由图1可知xq=0.384;yq=0.605,
则,取R=1.3Rmin=1.3×1.75=2.275
精馏段操作线方程为:

式中 y、x──分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；
xD──塔顶易挥发组分的摩尔分数；
R──回流比，R＝L/D；
2.3.1.6 提馏段操作线

提馏段操作线：
2.3.2 理论塔板数的计算
2.3.3 塔板效率和实际塔板数

图2
2.3.3.1 塔板效率
从图（2）读出：塔顶液相组成=0.992，
塔底液相组成，=110.3，所以，。
根据主要基础数据5），由内插法得=0.266，=0.274。
故

则
2.3.3.2 实际板数
精馏段 提馏段
故实际塔板数=18+17=35（块）
2.4 塔的工艺条件及物性数据计算（精馏段）
2.4.1 操作压强
塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，故进料板的压强为：
，故精馏段平均操作压强为：.
2.4.2 温度
根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到塔顶，进料板温度，则精馏段的平均温度。
2.4.3 平均分子量
塔顶：=0.992，=0.98

进料板：，

则精馏段平均分子量：
，
2.4.4 平均密度
2.4.4.1 液相密度
根据主要基础数据5），由内插法得塔顶：，进料板：，。
塔顶：
由（为质量分率），塔顶，故
进料板：

，故
故精馏段平均液相密度：
2.4.4.2 气相密度
2.4.5 液体表面张力
根据主要基础数据5），由内插法得
塔顶：,，进料板：,。
塔顶：
进料板：
则精馏段平均表面张力：
2.4.6 液体粘度
根据主要基础数据5），由内插法得：
塔顶：,，进料板：,

故精馏段平均液相粘度
2.4.7 气液负荷计算

2.4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算
2.4.8.1 塔径
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HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
初选板间距，取板上液层高度，
故；
查[2]：图3—8得C20=0.074；依式
校正物系表面张力为时

可取安全系数为0.8，则（安全系数0.6—0.8），
故
塔截面积
实际空塔气速为
按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.886m/s。
2.4.8.2 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.66D=0.66×1.0=0.66m
b)出口堰高：
查[2]：图3—11，知E=1.0,依式
可得
故
c)降液管的宽度与降液管的面积：
由查（[2]：图3—13）得，
故，
利用([2]：式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即s（大于5s，符合要求）
d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速
依([2]：式3—11)：
2.4.8.3 塔板布置
a)取边缘区宽度Wc=0.06m(50～75mm),安定区宽度（70～100mm），（当D〈1.5m时，Ws=70～100mm〉
b)依([2]：式3—18)：计算开空区面积
，

c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，
故孔中心距
阀数个，在图9中排2770个，与理论相差42个，则（在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
d)塔的精馏段有效高度
2.4.9 筛板流体力学验算
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。
2.4.9.1 气体通过筛板压强相当的液柱高度
a)干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.84由式
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：

由与关联图查得板上液层充气系数=0.57，依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：
依式，
故：
则单板压强：
2.4.9.2 雾沫夹带量的验算
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
2.4.9.3漏液的验算
由式

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
2.4.9.4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
依式， 而
H=0.08706+0.06+0.0009813=0.148m
取，则
故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。
2.4.10 塔板负荷性能图
2.4.10.1 雾沫夹带线（1）
依式
式中 （a）
，
近似取E=1.0,
故 （b）
取雾沫夹带极限值为。 已知，，并将代入得下式：
，整理得：
在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：
附表（1）

1.275
1.213
1.131
1.064
依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图4中线（1）所示。
2.4.10.2 液泛线（2）
由式，近似取，
由式：
故 。 由式

前已算出）
故

=，，则：
整理得下式：
在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中：

附表（2）

1.26
1.17
1.03
0.899

依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图4中线（2）所示。
2.4.10.3 液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式

液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如图4中（3）所示。
2.4.10.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）
由、
代入漏液点气速式：

（前已算出），代入上式并整理得：
此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：
附表（3）

0.312
0.322
0.335
0.346
依表中数据作气相负荷下限线，如图4中线（4）所示。
2.4.10.5 液相负荷下限线（5）：
取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，
则；即
整理上式得
在VS—LS图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图4所示。
将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。
精馏段的操作弹性
2.5 塔的工艺条件及物性数据计算（提馏段）
2.5.1 操作压强
由上可知进料板的压强，塔底压强
则提馏段平均操作压强为：
2.5.2 温度
根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到进料板温度，，则提馏段的平均温度。
2.5.3 平均分子量
进料板：，（前已求出）
塔底： xW=y2=0.0235, x2=0.0095,
MVWm=0.0235×78.11+（1-0.0235）×92.13=91.80kg/kmol
MLWm=0.0095×78.11+（1-0.0095）×92.13=92.00kg/kmol
提精馏段平均分子量：
=（+）/2=（83.63+91.80）/2=87.715kg/Kmol
=（+）/2=（86.77+92.00）/2=89.385kg/Kmol
2.5.4 平均密度
2.5.4.1 液相密度
根据主要基础数据5），由内插法得：，
由（为质量分率），故，（前已求出）
故提馏段平均液相密度：
2.5.4.2 气相密度
2.5.5 液体表面张力
根据主要基础数据5），由内插法得：,
（前已求出），
则提馏段平均表面张力：
2.5.6 液体粘度
根据主要基础数据5），由内插法得：,
，（前已求出），故提馏段平均液相粘度
2.5.7 气液负荷计算

2.5.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算
2.5.8.1 塔径
初选板间距，取板上液层高度，故
查[2]：图3—8得,
校正物系表面张力为19.18mN/m时

可取安全系数为0.65，则（安全系数0.6—0.8），
故
塔截面积
实际空塔气速为
按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.536m/s。
2.5.8.2 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流取l′W=（0.6～0.8）D，取堰长为0.66D′=0.66×1.0=0.66m
b)出口堰高：
查[2]：图3—11，知E′=1.0,依式
可得
故
c)降液管的宽度与降液管的面积：
由查（[2]：图3—13），得，
故

利用([2]：式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积
即s（大于5s，符合要求）
d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速
依([2]：式3—11)：（符合要求）
2.5.8.3 塔板布置
a) 取边缘区宽度W′c=0.06m(50～75mm),安定区宽度，（当D〈1.5m时，Ws=70～100mm〉
b)依([2]：式3—18)：计算开空区面积
，

c)筛孔数与开孔率：
取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距
排得阀数个。（排列图与精馏段相同）
则（在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
d)塔的精馏段有效高度
2.5.9 筛板流体力学验算
2.5.9.1 气体通过筛板压强相当的液柱高度
a)干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，C′0=0.772

b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：
，
由与关联图查得板上液层充气系数，依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：
依式
故
单板压强 ：
2.5.9.2 雾沫夹带量的验算
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
2.5.9.3漏液的验算

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
2.5.9.4 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
依式
而
H′=0.06888+0.06+0.002197=0.131m
取，则
故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。
2.5.10 塔板负荷性能图
2.5.10.1 雾沫夹带线（1）
（a）
近似取E′=1.0,
故： （b）
取雾沫夹带极限值为。已知，，
并将代入得下式：

整理得：
在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：

附表（4）

1.277
1.25
1.21
1.18
依表中数据在V′S—L′S图中作出雾沫夹带线，如图5中线（1）所示。
2.5.10.2 液泛线（2）
近似取，，
故。

（前已算出）故：
，，则：
整理得下式：
在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中：

附表（5）

0.87
0.81
0.73
0.65

依表中数据在V′S—L′S图中作出雾沫夹带线，如图5中线（2）所示。
2.5.10.3 液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式

液相负荷上限线，为V′S—L′S图中与气相流量无关的垂线，如图5中（3）所示。
2.5.10.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）
由、
代入漏液点气速式：

（前已算出），代入上式并整理得：
此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取4个值，依上式计算相应的值，列于附表中：
附表（6）

0.251
0.259
0.270
0.278
依表中数据作气相负荷下限线，如图5中线（4）所示。
2.5.10.5 液相负荷下限线（5）：
取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，
则；即
整理上式得
在V′S—L′S图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图5所示。
将以上5条线标绘于图5（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性
2.6 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
Pm
kPa
115.1
120.0
各段平均温度
tm
℃
88.95
101.2
平均流量
气相
VS
m3/s
0.68
0.384
液相
LS
m3/s
0.00175
0.0025
实际塔板数
N
块
14
14
板间距
HT
m
0.4
0.4
塔的有效高度
Z
m
5.2
5.2
塔径
D
m
1.0
1.0
空塔气速
u
m/s
0.866
0.489
塔板液流形式

单流型
单流型

溢流管型式

弓形
弓形
堰长
lw
m
0.66
0.66
堰高
hw
m
0.0467
0.0431
溢流堰宽度
Wd
m
0.124
0.124
管底与受业盘距离
ho
m
0.0331
0.0316
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.06
孔径
do
mm
5.0
5.0
孔间距
t
mm
15.0
15.0
孔数
n
个
2527
2527
开孔面积

m2
0.0496
0.0496
筛孔气速
uo
m/s
13.71
7.742
塔板压降
hP
kPa
0.644
0.467
液体在降液管中停留时间
τ
s
12.96
9.072
降液管内清液层高度
Hd
m
0.143
0.123
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.019
0.003
负荷上限

雾沫夹带控制
雾沫夹带制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
1.098
0.948
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.311
0.241
操作弹性

3.53
3.93
2.7课程小结：
通过查资料与多次的修改，这次化工原理课程设计终于完成了。经过这次的课程设计，让我更加深入了解到塔的种类及它们的优缺点，特别是浮阀塔和筛板塔的各自优点，从这次课程设计实践中，我更深入理解了精馏塔个个阶段的不同因素，让我对化工原理精馏塔这一章深入的了解，知道了最小回流比和它们对理论塔板数的影响等等。更重要是让我进一步感受到一些道理，万事开始难，很多事情开端给人感觉很复杂，但当你开始做后，思路就慢慢清晰啦；也有些事情，它们让我们感觉到看起来很容易，但是具体做起来，就会有一大堆疑问滔滔而出啦，实践才知道问题之所在。
此次设计的心得有以下几点：对于设计而言
1. 数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。
2. 对各公式的单位必须清楚，否则必然导致严重错误。
3. 对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。
4. 如果有条件，尽量给别人看一下，自己的错误自己不易发现。
5. 出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。
最后，这次课程设计是我看到了自己的很多不足，知识体系的欠缺，掌握得很不牢固。也使我认识到理论和实际的差距，在理论中的知识不一定都是可行的。这就必须有一个探究的过程。
看着自己完成的设计材料和画完的图纸，心里的成就感油然而生。虽然过程是曲折的，但收获是巨大的；我想在以后的学习过程中我们要学会探索、钻研，不能满足现状，知识是永无止境的。这次课程设计结束了，我们付出了艰辛，换来了喜悦与收获。同时给我们的学习带来了很大的启发与帮助！
2.8参考文献

（1）贾绍义.柴诚敬 .《化工原理课程设计指导书》，天津大学出版社；
（2）化工原理教研室.《化工原理课程设计指导书》，吉林化工学院编；
（3）杨祖荣. 《化工原理》，化学工业出版社；
（4）匡国柱.史启才.《化工单元过程及设备课程设计》；
（5）陈敏恒等编《化工原理》下册，化学工业出版社出版；
（6）“化工原理设计手册”及其他参考书籍。
2.9主要符号说明

符号
意义
单位
Ａ
组分Ａ的量
Kmol
Ｂ
组分Ｂ的量
Kmol
Ｄ
塔顶产品流率
Kmol/s

总板效率
%
X
液相组分中摩尔分率
%
y
气相组分中摩尔分率
%
α
相对挥发度
%
μ
粘度
Pas
F
原料进量或流率
Kmol/s
K
相平衡常数

L
下降液体流率
Kmol/s
N
理论塔板数

P
系统的总压
Pa
q
进料中液相所占分率

r
汽化潜热
KJ/Kmol
t
温度
K
V
上升蒸气流率
Kmol/s
W
蒸馏釜的液体量
Kmol
hc
与干板压强降相当的液柱高度
m
hd
液体流出降液管的压头损失
m
hL
板上液层高度
m
Wc
边缘区高度
m
Wd
弓形降压管宽度
m
Ws
泡沫区宽度
m
Z
塔的有效段高度
m
ε0
板上液层无孔系数

θ
液体在降液管内停留时间
s
ρL
液体密度
Kg/m3
ρV
气体密度
Kg/m3
AT
基截面积
m2
C
气相负荷参数

C20
液体表面张力为20dny.cm-1 时的气相负荷参数

Cf
泛点负荷系数

d0
筛板直径
m

σ
液体表面张力
dyn/cm
Wd`
降液管宽度
m
ρ
密度
Kg/m3
Aa
基板鼓泡区面积
m2
Af
总降压管截面积
m2

D
塔径
m
eV
霧沫夹带量
Kg液/Kg气
F0
筛孔动能因数

h0
降液管底隙高度
m
hp
与单板压降相当的液层高度
m
hW
出口堰高
m
hσ
与克服表面张力压强降相当的液柱高度
m
hd
降液管压强降相当液柱高度
m
HT
板间距
m
LW
堰长
m
Lh
塔内液体流量
m3/h
Ls
塔内液体流量
m3/s
N
一层塔板上的筛孔总数

T
孔心距
m
U
空塔气速
m/s
U0
筛板气速
m/s
Vh
塔内气体流量
m3/h
Vs
塔内气体流量
m3/s

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