塔板结构及辅助设备设计

丙烯丙烷分离塔及辅助设备的设计方案
丙烯丙烷分离塔及辅助设备的设计方案：
1. 设备选型
根据分离塔的要求和工艺参数，选择适合的材料和设备，如
塔板、填料、冷却器、泵等。

2. 分离塔设计
根据丙烯丙烷的物理性质和分离要求，设计合适的分离塔结构、板式或填料塔，并确定塔的直径、高度和塔板的数量。

3. 辅助设备配置
配置必要的辅助设备，如冷却器、加热器、冷凝器、泵等，
以确保丙烯丙烷分离过程中的温度、压力和流体流动的稳定性。

4. 安全防护
设计相应的安全防护装置，如压力监控系统、泄漏报警系统等，确保分离塔运行过程中的安全性。

5. 自动化控制
配置适当的自动化控制系统，监控和控制丙烯丙烷分离过程
中的参数，实现自动化操作，提高生产效率。

6. 节能环保
考虑节能、环保要求，选择节能设备和清洁生产技术，减少
对环境的影响。

7. 设备维护
设计易于维护的设备结构，定期对设备进行检修和保养，延
长设备寿命，确保生产的持续进行。

以上是丙烯丙烷分离塔及辅助设备的设计方案，通过合理的选择设备和设计参数，确保分离过程的高效、稳定和安全。

抱歉，我无法完成这个要求。

郑州轻工业学院——化工原理课程设计说明书课题：甲醇和水的分离学院：材料与化学工程学院班级：姓名：学号：指导老师：目录第一章流程确定和说明 (2)1.1.加料方式 (2)1.2.进料状况 (2)1.3.塔型的选择 (2)1.4.塔顶的冷凝方式 (2)1.5.回流方式 (3)1.6.加热方式 (3)第二章板式精馏塔的工艺计算 (3)2.1物料衡算 (3)2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 (5)2.3.1理论板数的计算 (5)2.3.2求塔的气液相负荷 (5)2.3.3温度组成图与液体平均粘度的计算 (6)2.3.4 实际板数 (7)2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 (7)第三章精馏塔的工艺条件及物性参数的计算 (9)3.1 平均分子量的确定 (9)3.2平均密度的确定 (10)3.3. 液体平均比表面积张力的计算 (11)第四章精馏塔的工艺尺寸计算 (12)4.1气液相体积流率 (12)4.1.1 精馏段气液相体积流率： (12)4.1.2提馏段的气液相体积流率： (13)第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (14)5.1 溢流装置的计算 (14)5.1.1 堰长 (14)5.1.2溢流堰高度： (15)5.1.3弓形降液管宽度 (15)5.1.4 降液管底隙高度 (16)5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 (16)第六章板式塔得结构与附属设备 (24)6.1附件的计算 (24)6.1.1接管 (24)6.1.2 冷凝器 (27)6.1.3再沸器 (28)第七章参考书录 (28)第八章设计心得体会 (29)第一章流程确定和说明1.1.加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。

采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流速和流量，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速不太稳定，流速不太稳定，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。

化⼯原理板式塔设计⽬录第⼀章板式精馏塔的设计1.1概述 (1)1.2板式精馏塔的设计原则与步骤 (1)1.3理论塔板数的确定 (3)1.4塔板效率和实际塔板数 (7)1.5板式精馏塔的结构设计 (8)1.6 板式精馏塔⾼度及其辅助设备 (27)1.7 板式精馏塔的计算机设计 (31)第⼆章板式精馏塔设计举例2.1苯－甲苯板式精馏塔设计 (33)2.2⼄醇—⽔板式精馏塔设计 (47)2.3 甲醇—⽔板式精馏塔设计 (66)第三章塔设备的机械计算3.1 塔体及裙座的强度计算 (86)3.2 塔盘板及其⽀撑梁的强度、挠度计算 (104)3.3 塔盘技术条件 (105)3.4 塔盘⽀撑件的尺⼨公差 (109)附录 (111)第⼀章板式精馏塔的设计1.1概述蒸馏是利⽤液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的⽅法。

蒸馏操作在化⼯、⽯油化⼯、轻⼯等⼯业⽣产中中占有重要的地位。

为此，掌握⽓液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是⾮常重要的。

蒸馏过程按操作⽅式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。

间歇蒸馏是⼀种不稳态操作，主要应⽤于批量⽣产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化⼯⽣产常⽤的⽅法。

蒸馏过程按蒸馏⽅式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。

简单蒸馏是⼀种单级蒸馏操作，常以间歇⽅式进⾏。

平衡蒸馏⼜称闪蒸，也是⼀种单级蒸馏操作，常以连续⽅式进⾏。

简单蒸馏和平衡蒸馏⼀般⽤于较易分离的体系或分离要求不⾼的体系。

对于较难分离的体系可采⽤精馏，⽤普通精馏不能分离体系则可采⽤特殊精馏。

特殊精馏是在物系中加⼊第三组分，改变被分离组分的活度系数，增⼤组分间的相对挥发度，达到有效分离的⽬的。

特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。

精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。

⼀般说来，当总压强增⼤时，平衡时⽓相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为⽓态的混合物，可采⽤加压精馏；沸点⾼⼜是热敏性的混合液，可采⽤减压精馏。

设计任务一. 设计题目:苯-氯苯连续精馏塔的设计二. 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯40%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于95%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。

4. 操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态自选；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤ 0.7kPa。

三. 设备形式：筛板塔或浮阀塔四. 有关物性参数五. 设计内容（一）设计方案的确定及流程说明（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对本设计的评述或有关问题的分析讨论符号说明：英文字母Aa---- 塔板的开孔区面积，m2Af---- 降液管的截面积, m2Ao---- 筛孔区面积, m2A T----塔的截面积m2△P P----气体通过每层筛板的压降C----负荷因子无因次t----筛孔的中心距C20----表面张力为20mN/m的负荷因子do----筛孔直径u’o----液体通过降液管底隙的速度D----塔径m Wc----边缘无效区宽度e v----液沫夹带量kg液/kg气Wd----弓形降液管的宽度E T----总板效率Ws----破沫区宽度R----回流比Rmin----最小回流比M----平均摩尔质量kg/kmolt m----平均温度℃g----重力加速度9.81m/s2Z----板式塔的有效高度Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)hl----进口堰与降液管间的水平距离m θ----液体在降液管内停留时间h c----与干板压降相当的液柱高度mυ----粘度hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度m ρ----密度hf----塔板上鼓层高度m σ----表面张力h L----板上清液层高度mΨ----液体密度校正系数h1----与板上液层阻力相当的液注高度m 下标ho----降液管的义底隙高度m max----最大的h ow----堰上液层高度m min----最小的h W----出口堰高度m L----液相的h’W----进口堰高度m V----气相的hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度mH----板式塔高度mH B----塔底空间高度mHd----降液管内清液层高度mH D----塔顶空间高度mH F----进料板处塔板间距mH P----人孔处塔板间距mH T----塔板间距mH1----封头高度mH2----裙座高度mK----稳定系数l W----堰长mLh----液体体积流量m3/hLs----液体体积流量m3/sn----筛孔数目P----操作压力KPa△P---压力降KPa△Pp---气体通过每层筛的压降KPaT----理论板层数u----空塔气速m/su0,min----漏夜点气速m/su o’ ----液体通过降液管底隙的速度m/s V h----气体体积流量m3/hV s----气体体积流量m3/sW c----边缘无效区宽度mW d----弓形降液管宽度mW s ----破沫区宽度mZ ---- 板式塔的有效高度m希腊字母δ----筛板的厚度mτ----液体在降液管内停留的时间sυ----粘度mPa.sρ----密度kg/m3----表面张力N/mφ----开孔率无因次α----质量分率无因次下标Max---- 最大的Min ---- 最小的L---- 液相的V---- 气相的筛板塔的工艺设计计算结果总表：板式塔设计 一、设计方案的选定及流程简图1.设计任务为二元精馏，宜采用连续精馏过程。

对于每个塔板结构参数已设计好的塔,处理固定的物系时，要维持其正常操作,必须把气、液负荷限制在一定范围内。

通常在直角坐标系中,标绘各种极限条件下的V-L关系曲线，从而得到塔板适宜的气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图，如图1—23所示,一般由下列五条曲线组成。

⑴ 漏液线线1为漏液线，又称为气相负荷下限线。

气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。

筛板塔的漏液线由式（1—47）或式（1-48）作出，浮阀塔的漏液线由式(1-49）作出.⑵ 雾沫夹带线线2为雾沫夹带线。

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。

对于精馏，一般控制eV≤0.1kg液/kg气。

筛板的雾沫夹带线按式（1—50）作出。

浮阀塔的雾沫夹带线按式（1—51）或式(1-52)作出。

⑶ 液相负荷下限线线3为液相负荷下限线.液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降.一般取how=6mm作为下限，按式（1—33）～式（1—37）中一式作出液相负荷下限线。

⑷ 液相负荷上限线线4为液相负荷上限线，该线又称降液管超负荷线。

液体流量超过此线,表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

通常根据液相在降液管内的停留时间应大于3s，按式（1-24）作出此线。

⑸ 液泛线线5为液泛线。

操作线若在此线上方,将会引起液泛。

根据降液管内的液层高度，按式(1-46）作出此线.由上述各条曲线所包围的区域，就是塔的稳定操作区。

操作点必须落在稳定操作区内,否则塔就无法正常操作。

必须指出，物系一定，塔板负荷性能图的形状因塔板结构尺寸的不同而异.在设计塔板时,可根据操作点在负荷性能图中的位置，适当调整塔板结构参数来满足所需的弹性范围.操作时的气相流量与液相流量在负荷性能图上的坐标点称为操作点。

在连续精馏塔中，回流比一定，板上的气液比V/L也为定值。

word格式整理版化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯（1）-甲苯（2）-乙苯（3）混合物班级：化工06-2班姓名：毕胜指导教师：马庆兰设计成绩：日期：2009.6.8-2009.7.4设计任务书目录工艺流程简图第一部分精馏塔的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法二、质量分率转换成摩尔分率三、物料平衡表第二节操作温度与压力的确定一、回流罐温度二、回流罐压力三、塔顶压力四、塔顶温度五、塔底压力六、塔底温度七、进料压力八、进料温度第三节最小回流比的确定第四节最少理论板数的确定第五节适宜回流比的确定一、作N-R/R min图二、作N（R+1）-R/R min图三、选取经验数据第六节理论塔板数的确定第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定附表：温度压力汇总表第八节塔径计算一、精馏段塔径二、提馏段塔径第九节热力学衡算附表：全塔热量衡算总表第二部分塔板设计第一节溢流装置设计第二节浮阀塔板结构参数的确定第三节浮阀水力学计算第四节负荷性能图第三部分板式塔结构第一节塔体的设计一、筒体设计二、封头设计三、人孔选用四、裙座设计第二节接管的设计第四部分辅助设备设计第一节全凝器设计第二节再沸器选择第三节回流泵选择第五部分计算结果汇总第六部分负荷性能图第七部分分析讨论附录参考资料第一部分 精馏塔的工艺设计第一节 产品组成及产品量的确定一、清晰分割法（P492）重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且与相邻组分的相对挥发度都较大，于是可以认为是清晰分割，假定乙苯在塔顶产品中的含量为零。

现将已知数和未知数列入下表中：注：表中F 、D 、W 为质量流率，a 1、a 2、a 3为质量分率列全塔总物料衡算及组分A 、B 、C 的全塔物料衡算得，Wa 0.3F W a 0.01D 0.42F 0.013W 0.99D 0.28F WD F W ,3W 2＝＋＝＋＝＋＝，由（1）、（2）两式，F F W 7267.0013.099.028.099.0＝＝--⨯将式（5）代入式（4）解得，4123.07276.03.0,3＝＝FFa W由式（1），0.2724F 0.7276)F (1W F D ＝－＝－＝由式（3），0.726F 0.274F 0.010.42F W ,2⨯⨯a ＋＝解得，0.5735 W ,2＝a1.00.41230.57350.013 W ,3W ,2W ,1＝＋＋＝＋＋a a a说明计算结果合理 已知，h t 8.8F ＝解得，ht 2.48.80.2724D ht 6.48.80.7267W ＝＝＝＝⨯⨯二、质量分率换算成摩尔分率（P411）物性参数 化工热力学 P189注：温度单位K ，压力单位0.1MPa换算关系式：()∑=Ni i ijj j M aM a x 1＝()3268.0168.1063.0114.9242.0114.7828.0114.7828.0111F ,1＝＋＋＝＝∑=Ni i iM aM a x同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率解得，hkmol 65.78h kmol 30.74hkmol 6.529==W D F ＝三、物料平衡表将以上的结果列入下表中：物料平衡表第二节 操作温度与压力的确定一、回流罐温度一般应保证塔顶冷凝液与冷却介质之间的传热温差：℃＝△20t 已知，冷却剂温度：℃25=i t 则，℃△回45=+=t t t i二、回流罐压力纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-饱和蒸气压关联式 化工热力学 P199K t T 15.31815.273=+=回回以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()/ln(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-C S P P01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，解得MPa P b 1.00985.00⨯=MPa P x Px P b D a D 1.02957.00985.00085.02974.09915.00,20,1⨯=⨯+⨯=⨯+⨯=回∵atm P 1<回∴取MPa atm P 1.00133.11⨯==回三、塔顶压力塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.15atm 则，MPa P P 1.01653.1atm 15.115.0⨯==+=回顶四、塔顶温度露点方程：∑==ni i i p p y 11 试差法求塔顶温度℃顶2.85=t五、塔底压力MPaP P P P N P 1.03652.1atm 2.0⨯=+=≈⋅=全顶底单实际全△△△六、塔底温度泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求塔底温度℃底7.128=t七、进料压力设计中可近似取：MPa P P P 1.02653.12⨯=+=底顶进八、进料温度（P498）物料衡算和相平衡方程：1)1(111,==-+∑∑==Ci Ci i iFi x eKx1.0=e （质量分率）试差法求进料温度℃进9.112=t将代入方程式的结果列如下表中：106.02995.05564.02995.03268.0,=--=--=ii i F i x y x x e （摩尔分率）第三节 最小回流比的确定（P502）005.011,≤+--∑=ni ij Fi ij q x θαα ℃操作温度底顶1072/)(=+=t t t mMPa p p pm 1.02653.12/)(⨯=+=底顶操作压力试差法求θ563.1=θ882.11562.110085.01562.13760.29915.03760.211,min ∑==--⨯--⨯=--=ni ij D i ij x R θαα第四节 最少理论板数的确定（P503）3879.22315.26435.16657.35551.24618.01799.10000=⋅=======W D m b a Wb a D p p p p ααααα 6.813879.2lg )0162.06058.00085.09915.0lg(1lg ))()lg((min =-⋅=-=m W l h D h l x x x x N α（不包括再沸器）第五节 适宜回流比的确定21)1(75.0minmin567.0+-=+-=-=N N N Y R R R X X Y （不包括再沸器）一、作N-R/R min 图二、作N （R+1）-R/R min 图三、选取经验数据58.1/min =R R974.2=R第六节 理论塔板数的确定（P504）4.153895.016.83895.02123895.0)2747.01(75.0)1(75.02747.01974.2882.1974.21min 567.0567.0min =-+⨯=-+==-=-==+-=+-=Y N Y N X Y R R R X4.161603.1]7404.307820.65)0085.00162.0(3268.04156.0[)]()()[(206.02206.02=+=+=⋅⋅==T S R Dh Wl F l h S R N N N D W x x x x N N 联立解得，3.61.10==S R N N第七节 实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）℃操作温度底顶1072/)(=+=t t t m液体粘度由查图确定（P375），sm P a s m P a sm P a c b a ⋅=⋅=⋅=29.025.023.0μμμsmPa x i F i L ⋅=⨯+⨯+⨯=⋅=∑2538.029.02576.025.04156.023.03268.0,μμ3760.29088.01595.200===b a m p p α5547.0)2538.03760.2(49.0)(49.0245.0245.0=⨯=⋅=--L m T E μα191185547.01.10285547.04.15=+=======RP T R RP T T P N N E N N E N N 进（不包括再沸器） N P 与假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果准确。

《化工原理课程设计》报告4万吨/年甲醇~水板式精馏塔设计目录一、概述 (4)1.1 设计依据·································错误！未定义书签。

1.2 技术来源·································错误！未定义书签。

1.3 设计任务及要求 (5)二：计算过程 (7)1. 塔型选择 (7)2. 操作条件的确定 (8)2.1 操作压力 (8)2.2 进料状态 (8)2.3 加热方式 (8)2.4 热能利用 (8)3. 有关的工艺计算 (9)3.1 最小回流比及操作回流比的确定·········错误！未定义书签。

3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算错误！未定义书签。

3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 (17)3.4 热能利用·····························错误！未定义书签。

板式塔的设计板式塔的设计包括塔高的计算、塔径的确定、溢流装置的结构尺寸、板面布置、塔板校核及负荷性能图绘制等项内容。

一、板式塔的工艺计算（1）选定塔顶、塔底产品浓度（有时由设计任务书给出），进行全塔物料衡算，列出物料衡算总表。

（2）确定冷凝器、塔顶、塔底的操作压力。

（3）确定塔顶、塔底温度。

（4）选定进料状态，定出进料温度。

（5）在已定的操作压力下，作出x-y相平衡曲线。

（6）求出最小回流比。

（7）确定适宜的操作回流比。

（8）计算所需的理论板数及进料位置。

（9）确定全塔效率，算出精馏段、提馏段实际塔板数。

（11）计算塔顶冷凝器及塔底再沸器的热负荷，求出塔顶、塔底所需冷却剂量及加热蒸汽用量，列出全塔热量衡算总表。

二、筛孔塔板的设计参数液体在塔板上的流动型式确定之后，完整的筛板设计必须确定的主要结构参数有：①塔板直径D②板间距H T③溢流堰的型式，长度l和高度w hw④降液管型式及降液管底部与塔板间距的距离ho⑤液体进、出口安定区的宽度和边缘区宽度⑥筛孔直径d和孔间距0t三、筛孔塔板的设计程序1、板间距的选择和塔径D的初步确定初选板间距H T，取板上清液层高度h l=50-100mm之间，计算最大允许气速u max ，根据泛点百分率计算出设计气速u 和所需气体流通面积n A ，uV A S n =，按下表1选择塔板流型，并取堰长kD l w =，通常单流型可取k=0.6～0.8，双流型取k=0.5～0.7。

对容易发泡的物系k 可取得高一些，以保证液体在降液管内有更长的停留时间。

由教材图8-17查得溢流管面积f A 和塔板总面积T A 之比，即TnT Tf A A A A A -=，然后求得塔板总面积T A ，根据πTA D 4=求得D ，按塔设备系列化规格，将D 进行圆整。

当塔径小于1m 时，按100mm 递增，当塔径大于1m 时，按200mm 递增。

s V 为气体的体积流量m 3/s ， s V 需要按精馏段和提馏段分开计算，最后根据塔径的大小确定均能满足要求的塔径。

一、前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。

为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、操作线方程、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，调试塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是否合理，换热器和泵及各种接管尺寸的选用是否正确，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

二．设计任务书1．设计题目精馏塔及其主要附属设备设计2．工艺条件生产能力：25吨/小时（料液）年工作日：300工作日原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58℃进料状况：饱和液体泡点进料加热方式：直接蒸汽加热塔型：板式塔3．设计内容1．确定精馏装置流程;2．工艺参数的确定；基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板效率，实际塔板数等。

3．主要设备的工艺尺寸计算；板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。

4．流体力学计算；流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。

5.主要附属设备设计计算及选型.4.设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总5.参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。

三．精馏塔的设计计算【主要基础数据】:【设计计算】1.设计方案的确定本设计任务为分离二硫化碳——四氯化碳混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用饱和液体泡点进料，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冷却后送至储罐。

八、塔板结构1.塔体壁厚：材料选用235,Q 筒体壁厚6mm2.浮阀选择：型号1(1)F V -型复阀，阀片厚度2mm,重33g3.塔板类型：分块式塔板，单溢流，平直堰，弓形降液管，材料选用235Q ，厚度为4mm (弓形板2块，通道板1块，矩形板1块）九、塔的主要接管尺寸计算1.封头：选用标准椭圆封头，材料235,Q A -采用整块板冲压，由封头材料及塔径查《化工 原理课程设计》94P 表3-2的曲面高度1350,h mm =直边高度225,h mm =封头厚度6.S mm =2.管路尺寸(1).塔体气体出口管径V d (塔顶蒸汽出口管的直径V d )由《化工原理设计》P104查3-5，常压应取12~20m/s,15/V u m s = 则44 1.6870.37915S V V V d m u ππ⨯===⨯ 考虑到生产中操作回流比的变化，S V 应比设计值大些，则V d 取450mm,外径480,d mm = 壁厚9,mm δ=管尺寸4809mm ∅⨯ (2).回流管径L d用回流液靠重力自流水塔，R u 取0.2~0.5/,m s 10.839,D y x == 则41.48/VIM M kg kmol =，取440.5/,.3600S VIMR R R L RL LM u m s d u u ππρ===441.48170.370.07760.53600830.121m π⨯⨯==⨯⨯⨯，查《塔设备》P334 8-28表 可知取 80R d mm =，外径89,d mm =壁厚4,mm δ=管尺寸894mm ∅⨯ (3).进料管径F d若采用泵送料入塔，料液速度可取 1.5~2.5/, 2.0/F F u m s u m s ==，0.1153F x =()30.115346.0718.0110.115321.234/,85.74,729.112/oF F FM g m o l t C k g m ρ=⨯+-===乙3968.112/F k g m ρ=水()0.115346.07/0.115346.0718.0110.1153110.2499729.112968.112LFρ⨯⨯+-⎡⎤-⎣⎦=+3894.812/LF kg m ρ=则444444.8621.2340.04989..36003600894.812 1.5F F F F LF F L FM d m u u ππρπ⨯⨯====⨯⨯⨯ 取50,F d mm =外径57mm,壁厚3.5mm,管尺寸57 3.5mm ∅⨯ (4).釜液出口管径w d一般可取塔底出料管的料液流速为0.5~1.5/,w u m s = 取0.5/w u m s = ()0.00196,0.001964610.001961818.055/w w x M g mol ==⨯+-⨯= 3399.536,716.37/,958.72/o w w w t C kg m kg m ρρ===乙水()0.0019646/0.00196461810.00196110.005716.37958.72Lwρ⨯⨯+⨯-⎡⎤-⎣⎦=+3957.11/Lw kg m ρ∴=则444362.718.0550.069636003600957.110.5W w w w Lw w L WM d m u u ππρπ⨯⨯====⨯⨯⨯⨯⨯ 由《塔设备》354P 表8-28，取70,w d m m =外径76mm,壁厚4,mm δ=管尺寸764mm ∅⨯(5).再沸器反塔联接管径b d 399.6345.460.1355399.6F W e F --=== 12~20/,V u m s =取18/V u m s = 180.1355 6.63/b V u u e m s ∴=== 244 1.9770.6166.63S b b V d m u ππ⨯===⨯ 3.除沫剂选用SP 网型除沫器，L Vf Vu K ρρρ-'= 取0.201K '= 830.80 1.1680.2015.367/1.168u m s -== 244 1.9770.605.367S V D m u ππ⨯===⨯选取不锈钢除沫剂，类型：标准型规格40~100，材料：不锈钢丝网4.人孔对于直径大于或等于800mm 的塔，采用人孔而非手孔，精馏段每隔8块板一个人孔，塔顶1 个，塔底1个，共设6个人孔，其中板间距4个人孔，4506,mm ∅⨯同转盘人孔公称直径 2450, 2.5/g g D mm P kg cm ==5.裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要 支座形成，为了制作方便，一般采用圆筒形。

化工原理课程设计——苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计学院：生命科学学院专业年级：姓名：指导老师：目录一、序言 (2)二、设计任务 (2)三、设计条件 (2)四、设计方案 (2)五、工艺计算 (3)1、设计方案的选定及基础数据的搜集 (5)2、精馏塔的物料衡算 (6)3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)5、塔板主要工艺尺寸的计算 (16)6、筛板的流体力学验算 (19)7、塔板负荷性能图 (22)六、设计结果一览表 (27)七、参考书目 (28)八、心得体会 (28)九、附录 (29)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;二、设计任务1原料液中苯含量：质量分率＝75％质量,其余为甲苯;2塔顶产品中苯含量不得低于98％质量;3残液中苯含量不得高于％质量;4生产能力：90000 t/y苯产品,年开工310天;三、设计条件1精馏塔顶压强：表压2进料热状态：自选3回流比：自选;4单板压降压：≯四、设计方案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设计4塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算;5编制设计结果概要或设计一览表6辅助设备选型与计算7绘制塔设备结构图五、工艺计算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的倍;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：82、精馏塔的物料衡算1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量 kmol kg M B /13.92=780.013.92/25.011.78/75.011.78/75.0x F =+= 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量)/(kg 0.2813.192)780.01(11.78780.0kmol M F =⨯-+⨯=3物料衡算原料处理量)/(1049.12431020.81900000002h kmol F ⨯=⨯⨯= 总物料衡算 21094.1W D ⨯=+苯物料衡算 W D F 099.0983.0780.0+=联立解得式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量 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;①求最小回流比及操作回流比; 采用恩特伍德方程求最小回流比; 解得,最小回流比73.0=m R 取操作回流比为②求精馏塔的气、液相负荷 )/(89.15511931.1h kmol RD L =⨯==)/(89.27411931.2)1()1('h kmol F q D R V =⨯=--+= 泡点进料：q=1③求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 2逐板法求理论板又根据min (1)1[]11d D F fx x R x x α-=-α-- 可解得 α=相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x xy x xαα==+-+解得 x x y 47.1147.2+=变形得y y x 47.147.2-=用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算1D y x = = , 1111111(1) 2.475(1)y y x y y y y ==+α-+-=970.0426.0567.012=+=x y ,959.047.147.22=-=y yx953.0426.0567.023=+=x y ,891.047.147.233=-=y yx931.0426.0567.034=+=x y ,845.047.147.244=-=y yx905.0426.0567.045=+=x y ,795.047.147.255=-=y yx 877.0426.0567.056=+=x y ,742.047.147.266=-=y yx因为,故精馏段理论板 n=5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算811.0426.0567.067=+=x y ,635.047.147.277=-=y yx693.0426.0567.078=+=x y ,478.047.147.288=-=y yx519.0426.0567.089=+=x y ,304.047.147.299=-=y yx326.0426.0567.0910=+=x y ,164.047.147.21010=-=y yx 171.0426.0567.01011=+=x y ,077.047.147.21111=-=y yx因为,所以提留段理论板 n=5不包括塔釜 3全塔效率的计算查温度组成图得到,塔顶温度TD=℃,塔釜温度TW=105℃,全塔平均温度Tm =℃; 分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度)(272.0s mPa A ⋅=μ,)(279.0s mPa B ⋅=μ 平均粘度由公式,得 全塔效率E T 4求实际板数 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 进料板在第11块板;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+ kPa每层塔板压降 △P ＝ kPa 进料板压力F P ＝+×10＝ kPa塔底操作压力w P = kPa精馏段平均压力 P m1 ＝+／2＝ kPa 提馏段平均压力P m2 =+/2 = kPa 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,计算过程略;计算结果如下： 塔顶温度0.980t =D ℃ 进料板温度F t ＝℃塔底温度w t =℃精馏段平均温度m t = .+/2 = ℃提馏段平均温度m t =+/2 =℃ 3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由x D=y 1=,代入相平衡方程得x 1= 进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法,得F y ＝, F x ＝)/(73.8113.92)742.01(11.78742.0m ,kmol kg M F L =⨯-+⨯=塔底平均摩尔质量计算由xw=,由相平衡方程,得yw=)/(05.9113.92)077.01(11.78077.0m ,kmol kg M W L =⨯-+⨯=精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量 （4）平均密度计算（5）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)/(90.2)15.27324.83(314.809.798.1083m kg RT PV m M Vm =+⨯⨯==ρ提馏段的平均气相密度 ②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t D ＝℃,查手册得)/(1.809);/(0.81433m kg m kg B A ==ρρ 塔顶液相的质量分率98.0=a a 求得）（得3m ,m,/kg 9.813;1.80902.00.81498.01m D L D L =+=ρρ进料板液相平均密度的计算 由t F ＝℃,查手册得)/(36.804);/(6.80833m kg m kg B A ==ρρ进料板液相的质量分率 71.013.92)742.01(11.78742.011.78742.0=⨯-+⨯⨯=A α塔底液相平均密度的计算 由t w ＝℃,查手册得)/(3.785);/(4.78633m kg m kg B A ==ρρ 塔底液相的质量分率066.013.92)077.01(11.78077.011.78077.0=⨯-+⨯⨯=A a）（得3m ,m,/kg 9.784;3.785934.04.786066.01m W L W L =+=ρρ精馏段液相平均密度为6.81024.8079.813=+=Lm ρ提馏段液相平均密度为）（3/kg 15.79629.7844.807m Lm =+=ρ5 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 t D ＝℃,查手册得 )/(59.21);/(25.21m mN m mN B A ==σσ 进料板液相平均表面张力的计算由t F＝℃,查手册得 )/(72.2008.21258.060.20742.0)/(08.21);/(60.21,m mN m mN m mN Fm L B A =⨯+⨯===σσσ塔底液相平均表面张力的计算 由 t W ＝℃,查手册得)/(50.2118.19923.026.18077.0)/(18.19);/(26.18,m mN m mN m mN Wm L B A =⨯+⨯===σσσ精馏段液相平均表面张力为)/(99.20272.2026.21m mN Lm =+=σ提馏段液相平均表面张力为)/(11.21272.2050.21m mN Lm =+=σ6 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即 μLm=Σxi μi塔顶液相平均粘度的计算由 t D＝℃,查手册得 )(311.0309.0017.0305.0983.0)(309.0);(305.0,s mPa s mPa s mPa DmL B A ⋅=⨯+⨯=⋅=⋅=μμμ进料板液相平均粘度的计算由t F＝℃,查手册得 )(294.0297.0258.0292.0742.0)(297.0);(292.0,s mPa s mPa s mPa DmL B A ⋅=⨯+⨯=⋅=⋅=μμμ塔底液相平均粘度的计算由tw ＝℃,查手册得 )(258.0259.0923.0244.0077.0)(259.0);(244.0,s mPa s mPa s mPa DmL B A ⋅=⨯+⨯=⋅=⋅=μμμ精馏段液相平均粘度为)(303.02294.0311.0,s mPa m L ⋅=+=μ提馏段液相平均粘度为7气液负荷计算 精馏段： 提馏段：4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1 塔径的计算塔板间距H T 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D T ,m ～ ～ ～ ～ ～ 板间距H T ,mm 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600对精馏段：初选板间距0.40T H m =,取板上液层高度m h L 06.0=, 故0.400.060.34T L H h m -=-=；查史密斯关联图 得C 20=；依式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C校正物系表面张力为)/m (99.20m N 时2020.980.0720.07132020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭可取安全系数为,则安全系数—,故按标准,塔径圆整为,则空塔气速s; 对提馏段：初选板间距0.40T H m =,取板上液层高度m h L 06.0=,故0.400.060.34T L H h m -=-=；11220.0075783.40.0901.372.90S Lm S vm L V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=⨯= ⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭查2：165P 图3—8得C 20=；依式2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C =校正物系表面张力为19.58/mN m 时 按标准,塔径圆整为,则空塔气速s;将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致,根据塔径的选择规定,对于相差不大的二塔径取二者中较大的,因此在设计塔的时候塔径取;5、塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 精馏段因塔径D ＝,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： a 溢流堰长w l ：单溢流去l W =～D,取堰长w l 为=×= b 出口堰高W h ：OW L W h h h -= 故)(044.0016.006.0h m w =-=c 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：由66.0/=D l w 查2：170P 图3—13得124.0/=D W d ,0722.0/=T f A A故0.1240.124 1.60.198d W D m ==⨯=,2223.140.07220.0722 1.60.145244f A D m π=⨯=⨯⨯= 利用2：170P 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0.14520.4015.700.0037f T sA H s L τ⨯===大于5s,符合要求d 降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o m s μ=依2：171P 式3—11：'0.00370.0351.060.09s o w o L h m l μ===⨯⨯符合00.006w h h =- e 受液盘采用平行形受液盘,不设进堰口,深度为60mm 同理可以算出提溜段相关数据如下：a 溢流堰长w l ：单溢流去l W =～D,取堰长w l 为=×=b 出口堰高W h ：OW L W h h h -=由/0.8W l D = 2.5/23.34h W L l m =查知E=,依式232.841000h ow w L h E l ⎛⎫=⎪⎝⎭可得232.840.0261000h OW W L h E m l ⎛⎫== ⎪⎝⎭故0.060.0260.034w h m =-=c 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ： 由60.0/=D l W查图得, 052.0,100.0==T f dA A D w 故计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即11.6f T sA H s L τ==大于5s,符合要求d 降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'0.08/o m s μ=s '0.032so w oL h m l μ==⨯m 符合00.006w h h =- 2 塔板布置精馏段①塔板的分块因D ≥800mm,故塔板采用分块式;塔极分为4块;对精馏段： a)取边缘区宽度 安定区宽度b ⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算开空区面积 )(96.004.012m w D R c =-=-=,)(73.0)07.02.0(1)(2m w w Dx s d =--=+-=解得,c 筛孔数n 与开孔率ϕ：取筛空的孔径0d 为mm 5,正三角形排列,一般碳的板厚为mm 3,取0.3/0=d t ,故孔中心距t 0.1550.3=⨯=5×5= 筛孔数则每层板上的开孔面积0A 为 气体通过筛孔的气速为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 精馏段：a)干板压降相当的液柱高度c h ：依67.13/5/0==σd ,查干筛孔的流量系数图得,C 0=由式 b 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h ：()()s m fT s A A V a /70.014.3052.0108.2===⨯--μ,19.190.27.0=⨯==v a a e u F由o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε=,依式()()0396.0016.0044.066.000=+⨯=+==ow w L l h h h h εεc 克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh ： 依式00211.01099.2043-40=⨯⨯==∂gd e l h σ, 故0744.00327.00396.000211.0=++=p h则单板压强：()()p p g e h p l p p 7000.5918.965.8100744.0≤=⨯⨯==∆(2) 液面落差(3) 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()()水液水液kg kg kg kg e fT a h H u v /1.0/1032.732.306.05.24.07.01099.20107.52.3107.5366≤⨯=⨯==-⨯-⨯⨯-⨯---σ故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带;4 漏液由式()()σμh h e e c L v l oow -+=13.00056.0/4.4筛板的稳定性系数5.171.157.624.110>===OW U U K ,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()w T d h H H +≤φ依式d l p d h h h H ++=, 而32201052.1036.02.10043.0153.0153.0-⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛•⨯=h L L h W S d取5.0=φ,则()()785.017.14.05.0=+⨯=+Φw T h H故()w T d h H H +<φ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; 同精馏段公式计算,提溜段各参数计算如下：1 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 a)干板压降相当的液柱高度：b 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：679.0163.014.302.2=-=-'='f T S aA A V u , 22.121.3679.0=⨯=''=V aa u F ρ由o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε=,依式039.006.065.01=⨯='h c 克服液体表面张力压降相当的液柱高度：()m gd h L 00216.01058.94.7961011.2144330=⨯⨯⨯⨯⨯=='--ρσσ, 故)(0758.000216.0039.00346.0m h p =++='则单板压降：)(7.0591.08.94.7960758.0kPa p <=⨯⨯='∆ 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 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带; 4 漏液查得：84.00=c ()()5.69.26.8100021.006.013.00056.084.4.4/13.00056.04.40=÷⨯-⨯+⨯⨯=-+='o h hL c u vL owρρσ筛板的稳定性系数5.171.157.624.11>===ow o u u K ,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()w T d h H H +≤φ依式d l p d h h h H ++=, 而32201052.1036.02.10043.0153.0153.0-⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛•⨯=h L L h W S d取5.0=φ,则()()785.017.14.05.0=+⨯=+Φw T h H故()w T d h H H +<φ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,可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的;7、塔板负荷性能图精馏段： 1 雾沫夹带线雾沫夹带量2.36107.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Tav hH u e σ取气）液kg kg e v /(1.0=,前面求得m mN m /99.20,=精σ,代入2.36107.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Tav hH u e σ,整理得：s s L V 3205.2911.5-=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3-19;表8由上表数据即可作出雾沫夹带线; 2 液泛线 由E=,l W =得：已算出)(1011.23m h -⨯=σ,3322311011.2405.0029.010555.7--⨯+++⨯=++=ssc p L V h h h h σm H T 4.0=,m h w 044.0=,5.0=Φ代入()dow w p w T h h h h h H +++=+Φ,整理得：2432210085.1878.134443.19s ssL L V ⨯--=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3-20; 表10由上表数据即可作出液泛线2; 3 液相负荷上限线以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限,)/(0163.04163.04.03m ax ,s m A H L fT s =⨯==τ据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线m 3/s; 4 漏液线由32614.0044.0sow w L L h h h +=+=和0min ,A V u s ow =,代入()VLL ow h h C U ρρσ-+=13.00056.04.40得：整理得：32min ,314.22574.2684.0ss LV +⨯=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3-21; 表11由上表数据即可作出液泛线4; 5 液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度h OW ＝作为最小液体负荷标准;E=sm L s /10167.334min ,-⨯=据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5;sm A H L fT s /013.05163.04.03max ,=⨯==τ根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示;图1 精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泛控制,下限为漏液控制; 同精馏段,得出提馏段的各曲线为：(1) 雾沫夹带线2.36107.5e ⎪⎪⎭⎫⎝⎛+⨯=-f TaLv hH u σ整理得：3207.1352.5ss L V -=(2) 液泛线()dow w p w T h h h h h H +++=+Φ已知E= lw=,同理精馏段得： 由此可作出精馏段液泛线2;3 漏液线 32628.00325.0h sow w L l h h +=+= 整理得：3225.2090.1688.0V min ,s s l += 据此可作出漏液线3; 4 液相负荷上限线以θ＝5s 作为液体在降液管中停留时间的下限,)/(013.05163.04.0L 3max ,s m A H fT s =⨯==τ据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线; 5 液相负荷下限线以h ow ＝5s 作为液体在降液管中停留时间的下限,32min ,2.1360006.1100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=s ow L h 整理得：)/(1073.934min ,s m L s -⨯=由此可作出液相负荷下限线5; 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图所示;六、设计结果一览表七、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;通过近两周的团队努力,反经过复杂的计算和优化,我们三人组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们就立志要尽最大努力把它做全做好;首先,我们去图书馆借阅了大量有关书籍,并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法;通过查阅资料我们从对设计一无所知变得初晓门路,而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了完成设计的知识和方法,这使我们对设计有了极大的信心,我们确定了设计方案和具体流程及设计时间表,然后就进入了正是的设计工作当中;八、参考文献1 张浩勤,陆美娟.化工原理第二版上下册. 北京：化学工业出版社,2006.2 路秀林,王者相. 化工设备设计全书塔设备M. 北京：化学工业出版社,2004.3 姚玉英.天津大学出版社上下册,2003.4 王志魁. 化工原理第四版M. 北京：化学工业出版社,2010.5 王为国. 化工原理课程设计M. 北京：化学工业出版社,2010.6 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社,2003.。