化工原理课程设计苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计.doc

西北师范大学

化工原理课程设计

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2024年10月10日

55

一 概述
1.1 精馏
化工生产常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离方法有多种方法，精馏是其中最常用的一种。精馏的原理是利用液体混合物之间挥发度的差异，本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计，就是利用精馏的方法。

1.2 塔设备

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。根据要分离的液体混合物苯和甲苯二者沸点的不同，故选用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
1.3 液体混合物—苯和甲苯
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液，密度为，对光有很强的折射作用（折射率：）。甲苯几乎不溶于水()，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 g，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。如表1所示
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（℃）
临界压强PC（）
苯A

78
80.1
288.5
6833.4
甲苯B

92
110.8
318.57
4107.7

二 设计方案简介
由于板式塔所使用的塔板不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔等等，每种塔型都有优缺点。对于本次设计要分离的液体混合物苯和甲苯，我选用筛板塔。理由是：
筛板塔的优点：
1）筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）；
2）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。
3）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
4） 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
5） 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）小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。
虽然筛板塔也有缺点，但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故在本设计中采用该种塔型。
三 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：
3.1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。
3.2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，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
3.3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，塔是指定在常压下操作的，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。
四 生产任务
课程设计的任务要求如下：
1）生产能力（精馏塔的进料量）是：18900吨／年；
2）操作周期  ： 7200 小时／年；
3）进料组成   ：苯含量25％ （质量分率，下同）；
4）塔顶产品组成  ≥97％  ，塔底产品组成≤1% ；
5）操作条件：塔顶操作压力4.0kpa（表压）；
6）进料热状态  ：  泡点进料  ；
7）两侧流体的压降：    ≯0.7 kpa；
8）工作地点：兰州
五 塔体计算
5.1 设计方案的确定
(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，能耗小于间歇精馏过程，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
除某些特殊体系（对于如乙醇水体系则要特殊处理）外，对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理。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交得到，用计算法可用精馏段操作线方程与相平衡方程联立求解，既得到交点。而适宜回流比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，我们使用简化方法计算各项费用，从而确定回流比一般经验值为R=(1.1～2.0) 。本次筛板塔选用的回流比为
（5）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择
塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。
（6）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、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。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。
（7）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；
5.2 筛板塔的物料衡算
5.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率
由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，所以需要把设计要求中的质量分数转换为摩尔分数，其过程如下：
原料液进料量：
又因为 苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
所以

5.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 5.2.3物料衡算
原料处理量
总物料衡算
易挥发组分

5.3筛板塔的热量衡算
5.3.1塔顶热量衡算
表2苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度
物质
沸点0C
蒸发潜热KJ/Kg
临界温度TC/K
苯
80.1
394
288.5
甲苯
110.8
363
318.57

由：
其中

则: 时
苯:
蒸发潜热
甲苯:

蒸发潜热 :

5.3.2塔底热量衡算

其中

则:

甲苯:

六、筛塔板计算
6.1 塔板数的确定
6.1.1理论板数的求取
(1) 相对挥发度的求取
表3 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.8
,
101.5
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
239.3
39.0
，
39.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
如表3所示苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.8℃。利用安托尼方程
① 当温度为80.1℃时

解得: ，
所以
② 当温度为110.8℃时

解得:
所以

(2)最小回流比的求取
由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有
所以当时代入上式得
最小回流比为 由
得
回流比为最小回流比的倍，即
（3)精馏塔的气、液相流量

(4)操作线方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
又因为相平衡方程为
所以联立操作线方程，由逐板计算法求得理论塔板数，过程如下：
第一块塔板上升的蒸汽组成 从第一块塔板下降的液体组成由
同理如此反复计算如下表4所示

1
2
3
4
5
6
7
8
y
0.9744
0.946
0.896
0.8161
0.7077
0.5888
0.4854
0.4093
x
0.9394
0.8773
0.7783
0.6439
0.4966
0.3685
0.2777
0.2202

9
10
11
12
13
14
15

y
0.3234
0.238
0.163
0.1041
0.06181
0.03329
0.01489

x
0.163
0.1129
0.0735
0.04522
0.02614
0.01384
0.006122

总理论板数为15块（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6块，第7块板为加料板，提馏段理论板数为8块，第15块板
6.1.2全塔效率的计算
表5苯和甲苯的液体粘度
t/℃
80
90
100
110
120

0.308
0.279
0.255
0.233
0.215

0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
由6.2.1得：塔顶温度，塔釜温度，全塔平均温度。由表5通过试差法分别查得苯、甲苯的粘度
当时，
当 时，
当时，
根据液相平均黏度公式
则在塔顶有

在进料板有

在塔底有

则液相平均黏度为：

全塔效率为

6.1.3实际板数的求取
已知全塔效率为0.548，则有
其中
总板数为28（包括蒸馏釜），精馏段板数为11，提馏段板数为15
6.2筛板塔主体尺寸的计算
6.2.1 筛板塔的工艺条件
(1) 操作压力的计算
已知：每层塔板压降
塔顶操作压力
进料板压力
塔底操作压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
(2)操作温度的计算

表6 苯-甲苯的气液平衡数据（101.3kPa）
苯的摩尔分数
温度
苯的摩尔分数
温度
液相x
气相y
液相x
气相y
0.0
0.0
110.6
0.592
0.789
89.4
0.088
0.212
106.1
0.700
0.853
86.8
0.200
0.37
102.2
0.803
0.914
84.4
0.300
0.500
98.6
0.903
0.957
82.3
0.397
0.618
95.2
0.950
0.979
81.2
0.489
0.710
92.1
1.00
1.00
80.2
如表2所示，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、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：
把试差得到结果代入到上式计算得到的结果如下：
塔顶温度进料板温度塔底温度
精馏段平均温度
提馏段平均温度
（3)平均摩尔质量计算
ⅰ)塔顶平均摩尔质量计算
由,代入相平衡方程得

ⅱ)进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得，
ⅲ)塔底平均摩尔质量计算
由,由相平衡方程，得

精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔量

(4)平均密度计算
① 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

提馏段的平均气相密度

② 液相平均密度计算
表7苯和甲苯的液相密度
t/℃
80
90
100
110
120

816
805
791
778
763

809
801
791
780
768
液相平均密度依下式计算，即
①塔顶液相平均密度
由℃，查上表7由内插法得：

②进料板液相平均密度
由℃，查上表7由内插法得：

进料板液相质量分率

③塔底液相平均密度
由，查上表7由内插法得：

塔底液相质量分率

精馏段液相平均密度为
提馏段液相平均密度为
(5)液体平均表面张力的计算
表8 苯和甲苯纯组分的表面张力
t/℃
80
90
100
110
120

21.2
20
18.8
17.5
16.2

21.7
20.6
19.5
18.4
17.3

①塔顶液相平均表面张力
由℃，查上表8由内插法得：

②进料板液相平均表面张力
由℃，查上表8由内插法得：

③塔底液相平均表面张力
由℃，查上表8由内插法得：

精馏段液相平均表面张力为
提馏段液相平均表面张力为
(6)液体平均粘度计算
通过查液体黏度共线图[9]可得：
，，
精馏段液相平均粘度为
提馏段液相平均粘度为
6.2.2塔径的计算
(1)精馏段塔径计算
精馏段气、液相体积流率为

由，式中C由计算，其中的由下图查取：

图9 史密斯关联图
图的横坐标为
一般选取板上液层高度在0.05～0.08m，在此处取。且暂取板间距，则
查斯密斯关联图（图9）得。
由上述计算可知液体的表面张力不为标准值20mN/m,则应按下式进行校正，即

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为。
查阅下表中塔径与合理的塔板间距的关系
表10塔板间距与塔径的关系
塔径
0.3~0.5
0.5~0.8
0.8~1.6
1.6~2.0
2.0~2.4
>2.4
塔板间距
200~300
300~500
350~450
450~600
600~800
≥800
可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。则精馏段的塔径为。
(2)提馏段塔径计算
提馏段气、液相体积流率为

由 ,式中C由计算，其中的由史密斯关联图(图10)得
取板间距，板上液层高度，则

查斯密斯关联图((图10),得

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为 。圆整后=，故塔径为2.0m。
查阅表10中塔径与合理的塔板间距的关系,可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。
塔截面积为
实际空塔气速为：精馏段
提馏段
（3）精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度
提馏段有效高度
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。
故筛板塔的有效高度为
6.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算
6.2.3.1溢流装置设计
（1）降液管类型与溢流方式
①降液管的类型
降液管是塔板间液体流动的通道也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。降液管有圆形与弓形两类。弓形降液管的堰于壁之间的全部界面区域均为降液空间，塔板面积利用率最高。
因此，本设计使用弓形降液管。
②溢流方式
单溢流方式中液体自受液盘横向流过塔径至溢流堰。液体流径较长，踏板效率较高，塔板结构简单，加工方便。在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。
因此，本设计也是用单溢流的方式。
（2）精馏段溢流装置的设计计算
①堰长
用单溢流降液方式，常用的弓形降液管=（0.6～0.8）
取
②溢流堰高度
堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为

选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即

查图11得：

图11液流收缩系数计算图[11]

对于平直堰板上液层高度一般在50～100mm，这里取，故 。
在工业塔中堰高一般为0.04～0.05m，即假设的板上液层高度符合要求。
③弓形降液管宽度和截面积
由于，查图12得：，故
依式验算液体在降液管中停留时间，即
＞5s
故降液管设计合理。

图12弓形降液管的参数[12]
④降液管底隙高度
降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，由公式
计算，式中一般取=0.07～0.25m/s。设计中取 ， 则
＞
故降液管底隙高度设计合理。
⑤受液盘
凹形受液盘既可在，深度低液量时形成良好的液封，又有改变流体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线抽出。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘。
本设计中的塔径为2.0m，且流体中无悬浮固体，故可采用凹形受液盘，深度。
（3） 提馏段溢流装置的设计计算
①堰长
取
②溢流堰高度
堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为
选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即
查图12得：

对于平直堰板上液层高度一般在50～100mm，这里取,，故
③弓形降液管宽度和截面积
由 ,查图12得：,故

依式子验算液体在降液管中停留时间，即
＞
故降液管设计合理。
降液管底隙高度
降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，由公式
取,则

＞0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
④受液盘
同精馏段采用凹形受液盘，深度。
6.2.4筛板塔的结构设计
由于筛板塔的结构简单易于加工、气体压降小、塔板效率高，且本设计中处理的物料粘性不大且清洁性较好，从生产需要和经济合理的角度出发故使用筛板塔。
（1）塔板布置
①塔板的分块
因D≤2000mm，故塔板采用整块式。
②安定区
开孔区与溢流区之间的不开孔区称安定区，也称破沫区。
溢流堰前的安定区宽度 =70～100mm
进口堰后的安定区宽度 =50～100mm
由于本设计中的塔径较小（D2m），因此安定区的宽度要相应取较小的值。这里取。
③无效区
在靠近塔壁的一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，也称边缘区。小塔一般为30～50mm，这里取。
④开孔区面积计算
开孔区是布置筛孔的有效传质区，也称鼓泡区，其面积按式

计算，其中

故
（2）筛孔计算及其排列
1）筛孔直径
本设计中物系的表面张力为正，可采用为4～5mm的小孔径塔板。这里取筛孔直径。
2）筛板厚度
通常使用的碳钢塔板的板厚为3～4mm。而筛孔加工一般使用冲压法，在这里考虑加工的可能性应使小于孔径。这里取。
3）孔中心距
相邻两筛孔中间的距离称为孔中心距，设计推荐值为。这里取，即。
筛孔的排列与筛孔数
筛孔按正三角形排列，筛孔的数目n可按下式计算

5）开孔率
开孔率φ为
6.3筛板的流体力学验算
6.3.1精馏段筛板的流体力学验算
（1）阀孔气速
气体通过阀孔的气速为
精馏段
提馏段：
（2）塔板压降
①平板阻力计算
在筛板的开孔率时，干板阻力可由式计算。且时，流量系数可由图13直接查出。由，得。故

图13干筛孔的流量系数[13]
②气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力常由下式估算
其中β为充气系数，可由图14查得。

图14 充气系数关联图[14]
其中为气相动能因子，定义式为
其中
则
查表得。故

③液体表面张力的阻力计算
液体表面张力的阻力由式计算。其中
则
④塔板压降
气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，则
气体通过每层塔板的压降为
（3）液面落差
对于本设计中的筛板塔，由于接近2000mm，故液面落差很小，且塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。
（4）液沫夹带
液沫夹带量由式计算。由于

故＜
故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
（5）漏液
对筛板塔，漏液点气速可由计算，即
实际孔速＞，则稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
（6）液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系，取，则

且，板上不设进口堰，可由式

由于，故在本设计中不发生液泛现象。
6.3.2提馏段筛板的流体力学验算
（1）塔板压降
①平板阻力计算
干板阻力由式计算，由，查图13得：，故

②气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力由式计算

查图14得，故

③液体表面张力的阻力计算
液体表面张力的阻力由式计算，即

气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即
气体通过每层塔板的压降为
④液面落差
对于本设计中的筛板塔，由于等于2000mm，故液面落差很小，且塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。
⑤液沫夹带
液沫夹带量由式计算，根据设计经验

故 ＜
故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
⑥漏液
对筛板塔，漏液点气速可由式

计算，即
实际孔速＞
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
⑦液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系
取，则
且，板上不设进口堰，可由式计算，即

由于，故在本设计中不发生液泛现象。
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。
6.2.4塔板负荷性能图
6.2.4.1精馏段塔板负荷性计算
（1）漏液线
由
，，
得

整理得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表15。
表15

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

0.1340
0.1470
0.1637
0.1776
由上表15数据即可作出漏液线1。
（2）液沫夹带线
以为限，求关系如下：
由

故

整理得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算 结果列于下表16
表16

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

0.300
0.278
0.250
0.226
由上表16数据即可作出液沫夹带线2。
（3）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。由公式得
取,则
整理得 ,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
（4）液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限，
由
得
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。
（5）液泛线
令
由
联立得
忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得
式中
将有关的数据代入，得

故
或
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表17。
表17

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

0.316
0.299
0.265
0.219
由上表17数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图18所示。
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18可求得：
故操作弹性为
1

2
P
5
4
3
Vs,m3/s
Ls，m3/s
4
1
1-漏液线
2-液沫夹带线
3-液相负荷下限线
4-液相负荷上限线
5-液泛线

图18 精馏段筛板负荷性能图
6.2.4.2提馏段塔板负荷性计算
（1）漏液线
由 ，
得

整理得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表19
表19

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

0.1029
0.1128
0.1257
0.1364
由上表19数据即可作出漏液线1。
（2）液沫夹带线
以为限，求关系如下：由
，

故

整理得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表20

表20

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

0.300
0.278
0.250
0.226
由上表20数据即可作出液沫夹带线2。
（3）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。由公式得
取,则
整理得 ,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
（4）液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限，
由 得
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。
（5）液泛线
令
由
联立得
忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得

式中
将有关的数据代入，得

故
或
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表21
表21

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

0.305
0.288
0.256
0.212

由上表21数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如图22所示。
P
2
1
3
4
5
Ls，m3/s
Vs,m3/s
2
1
3
1— 漏液线
2— 液沫夹带线
3— 液相负荷下限线
4— 液相负荷上限线
5— 液泛线
4
5

图22 提馏段筛板负荷性能图
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沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得
故操作弹性为
6.2.5塔的辅助设备及附件的计算与选型
6.2.5.1接管管径计算与选型
（1）进料管计算
为了维检修方便进料管应采用带外套管的可拆结构。
料液质量流速

体积流速
取管内流速为
所以，进料管管径为
由上述数据，查标准化参数[15]可得，原料进口管管径选取为（DN=80mm）的无缝钢管。
法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。
（2）塔顶回流管管径计算
同上，取管内流速为
回流液质量流量
体积流速
所以，回流管管径
由上，塔顶回流管选的无缝钢管。
法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。
（3）塔顶蒸气出口管径计算
蒸气出口管的允许气速应不产生过大的压降，其值可下表

表23 蒸气出口管中允许气速参照表
操作压力（绝压）
常压
1400～6000Pa
＞6000Pa
蒸汽速度，
12～20
30～50
50～70
因，故取出口气速
故

由上，塔顶蒸气出口管选的无缝钢管。
法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。
（4）塔釜出料管径计算
取，则出料液质量流速

体积流速
所以，塔釜出料管管径
由上，塔釜出料管选的无缝钢管。
法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。
6.2.5.2塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，取。
6.2.5.3塔底空间
塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定：
（1）塔底液面到最下层塔板间要有1～2m的间距，本设计为1.5m。
（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为3～5min。
本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度△Z为 ：

则
6.2.5.4裙座
取。
6.2.5.5人孔
一般每隔10～12层塔板设一人孔（安装，检修用），经常情况下每隔5～8块踏板设一人孔，人孔直径为800mm，其伸出塔体的管体长为200mm，设计3个人孔，则塔高为：

6.2.6辅助设备选型选型与计算
6.2.6.1泵的计算及选型
进料温度

已知进料量

取管内流速则

故可采用GB3091-93 Φ60×3.5的油泵
则内径 代入得

取绝对粗糙度为，则相对粗糙度为
摩擦系数 λ
由，得：

扬程
可选择泵为IS50—32------160
6.2.6.2冷凝器
塔顶温度℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃

由℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
取传热系数
则传热面积
冷凝水流量
6.2.6.3 再沸器
塔底温度℃ 用℃的蒸汽，

由℃
查液体比汽化热共线图得
又气体流量 密度
则

取传热系数，
则传热面积
加热蒸汽的质量流量
6.2.6.4流体流径的选择
根据流体流径的选择规则以得出结论：冷凝水走管间，物料走管内，逆流操作。
七 结果评价
精馏设计方案从整体上看，设计趋于准确，一般情况下操作安全，操作弹性也比较大，可以完成生产任务的要求，保证一定的塔效率，辅助设备充分满足要求。
7.1数据要求
在计算过程中，数据比较精确，大多数据经过反复验算，其中以精馏塔塔顶、塔釜、进料板及进料温度为代表的计算以及逐板求取、塔釜物料流量等重要数据的求取。
7.2存在的问题
在设计中，由于设计时间较短，只计算了全凝器、再沸器、部分接管。其他的辅助设备都只是估算。
八 设计总结
课程设计对于我们是一次严峻的考验，综合检验了学过的知识，培养了我们理论联系实际的能力。帮助我们更加深入的理解了化工生产单元操作以及设计要求，使我们所学的知识不局限于书本，锻炼了我们工程设计思维能力。通过对这次化工原理的课程设计使我增长了许多实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的一个轮廓。 在本次设计中将以前学过的知识加以综合运用，不仅培养了我的自学能力，也提高了我对复杂问题的分析能力。通过这次学习与设计实践，加深了我对化工生产过程的理解和认识，而且也巩固了所学的的化工原理知识,更极大拓宽了我的知识面，让我认识了实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计将起到重要的作用。但因自己学识有限，设计中一定有很多疏漏和错误之处，希望老师多多指教,我愿意接受你的批评与指正，并将继续努力改正。
附件1 设计结果一览
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强
Pm

109.15
118.95
各段平均温度

℃
83.22
95.27
气相流量
VS

1.638
1.551
液相流量
LS

0.00479
0.00905
实际塔板数
N
块
11
15
板间距
HT
m
0.60
0.60
塔的有效高度
Z
m
6
8.4
塔径
D
m
2
2
塔截面积
AT

0.351
0.351
空塔气速
u
m/s
0.52
0.494
堰长

m
1.4
1.4
堰高

m
0.046
0.050
堰上液层高度

m
0.009
0.015
弓形降液管截面积
Af

0.0263
0.0263
弓形降液管宽度
Wd
m
0.0906
0.0750
降液管底隙高度
ho
m
0.0098
0.017
板上清液层高度

m
0.055
0.065
孔径
do
mm
4
4
孔间距
t
mm
12
12
孔数
n
个
1164
1164
开孔率
Φ

10.07%
10.07%
开孔区面积
Aa
m2
2.76
2.76