精馏塔的物料衡算

课程设计任务书

一、设计题目：

分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计 二、设计条件：

（1）设计规模：苯——甲苯混合液4万t/a。

（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产。 （3）原料组成：苯含量35%（质量百分率，下同）.

（4）进料热状况：含苯35%（质量百分比，下同）的苯——甲苯混合液,25℃. （5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于%。

（6）建厂地址：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为20℃的滨州市 三、设计内容

1、设计方案的选定

2、精馏塔的物料衡算 3、塔板数的确定

4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）

5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算

7、塔板的流体力学验算

8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计

10、馏塔接管尺寸计算

11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容

⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录

⑸设计计算与说明

⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献

14、 有关物性数据可查相关手册 15、 注意事项

⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交

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四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员，下达设计任务书 天 2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天 4、绘制总装置图 2-3天 5、整理设计资料，撰写设计说明书 2天 6、设计小结及答辩 1天

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目录

摘 要 .......................................................... 错误!未定义书签。 绪 论 .......................................................... 错误!未定义书签。 设计方案的选择和论证 ............................................ 错误!未定义书签。 1.设计思路 .................................................. 错误!未定义书签。

2．设计方案的确定 ........................................... 错误!未定义书签。 第一章 塔的工艺设计 ............................................. 错误!未定义书签。 基础物性数据 .................................................... 错误!未定义书签。 精馏塔的物料衡算 ................................................ 错误!未定义书签。

1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 .......................... 错误!未定义书签。 平衡线方程的确定 ............................................ 错误!未定义书签。 进料热状况q的确定 .......................................... 错误!未定义书签。

操作回流比R的确定 .......................................... 错误!未定义书签。 求精馏塔的气液相负荷 ........................................ 错误!未定义书签。 操作线方程 .................................................. 错误!未定义书签。 用逐板法算理论板数 .......................................... 错误!未定义书签。 实际板数的求取 .............................................. 错误!未定义书签。 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ........................... 错误!未定义书签。

进料温度的计算 .............................................. 错误!未定义书签。 操作压强 ................................................... 错误!未定义书签。 平均摩尔质量的计算 .......................................... 错误!未定义书签。 平均密度计算 ................................................ 错误!未定义书签。 液体平均表面张力计算 ........................................ 错误!未定义书签。 液体平均粘度计算 ............................................ 错误!未定义书签。 精馏塔工艺尺寸的计算 ........................................... 错误!未定义书签。

塔径的计算 .................................................. 错误!未定义书签。 精馏塔有效高度的计算 ........................................ 错误!未定义书签。 塔板主要工艺尺寸的计算 ......................................... 错误!未定义书签。 塔板布置 ........................................................ 错误!未定义书签。 筛板的流体力学验算 .............................................. 错误!未定义书签。 ．塔板负荷性能图（以提镏段为例） ................................ 错误!未定义书签。 小结 ............................................................ 错误!未定义书签。 第二章 热量衡算 ................................................. 错误!未定义书签。 相关介质的选择 .................................................. 错误!未定义书签。 蒸发潜热衡算 .................................................... 错误!未定义书签。

塔底热量 ................................................... 错误!未定义书签。 焓值衡算 ........................................................ 错误!未定义书签。 第三章 辅助设备 ................................................. 错误!未定义书签。 冷凝器的选型 .................................................... 错误!未定义书签。

计算冷却水流量 .............................................. 错误!未定义书签。 冷凝器的计算与选型 .......................................... 错误!未定义书签。 冷凝器的核算 .................................................... 错误!未定义书签。

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管程对流传热系数 ............................................ 错误!未定义书签。 壳程流体对流传热系数 ........................................ 错误!未定义书签。 污垢热阻 .................................................... 错误!未定义书签。 核算传热面积 ................................................ 错误!未定义书签。 核算压力降 .................................................. 错误!未定义书签。 泵的选型与计算 .................................................. 错误!未定义书签。 再沸器的选型与计算 ............................................. 错误!未定义书签。

加热介质的流量 ............................................ 错误!未定义书签。 再沸器的计算与选型 ........................................ 错误!未定义书签。 设计结果汇总 .................................................... 错误!未定义书签。 致谢 ............................................................ 错误!未定义书签。 参考文献 ........................................................ 错误!未定义书签。 主要符号说明 .................................................... 错误!未定义书签。

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摘 要

化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，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多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。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。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

本设计书对苯和甲苯的分离设备─筛板精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。

采用筛板精馏塔，塔高14.3米，塔径1.2米，按逐板计算理论板数为36。算得全塔效率为。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为17，提馏段实际板数为19。实际加料位置在第18块板(从上往下数)，操作弹性为,通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用160℃饱和蒸汽加热，用16℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：

苯__甲苯、板式精馏塔 筛板 计算 校核

绪 论

化工生产中常需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有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。

我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。

筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，

1

20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了结构，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔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，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。

设计方案的选择和论证

1.设计思路

在本次设计中，我们进行的是苯和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纯度分离，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凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝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，有时后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。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。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。

从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且筛板与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

2．设计方案的确定

方案选定是指确定整个精馏装置的流程。主要设备的结构形式和主要操作条件。所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量。（2）操作平稳，易于调节。（3）经济合理。（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的。本设计任务为分离苯和甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，塔顶采用全凝器。

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第一章 塔的工艺设计

基础物性数据

（1）常压下，苯—甲苯的汽液平衡数据

液相中苯的摩尔分温度

(3)饱和蒸汽压P Antoine方程 lgPA-o

气象中苯的摩尔分数y 0

温度 液相中苯的摩尔分数x 气象中苯的摩尔分数y 数x 0 B CtB

C

苯 A

甲苯

（4）苯-甲苯的液相密度 温度℃ 80 苯kg/m 甲苯kg/m

3390

100

110

120

815 810

（5）液体表面张力 温度℃ 80 苯mN/m

甲苯mN/m

90

100 3

110

120

（6）液体表面粘度 温度℃ 80

苯mPas

甲苯mPas

（7）液体的汽化热 温度℃ 80 苯kJ/kg 甲苯kJ/kg

90

100 110 120

90

100

110

120

精馏塔的物料衡算

1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

（1）苯的摩尔质量：MA78kg/kmol

甲苯的摩尔质量：MB=92kg/kmol xF0.35/780.3884

0.35/780.65/920.98/780.98300.98/780.02/92

0.008/78xW0.00940.008/780.992/92xD(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：

MF0.388478(10.3884)9286.56kg/kmolMD0.983078(10.9830)9278.24kg/kmol MW0.009478(10.0094)9291.86kg/kmol(3) 物料衡算

40000103.18kmol/h 原料处理量 ： F2430086.566总物料衡算：FDW

即 DW.18 …………………………………………（1）

4

易挥发组分物料衡算：

FxFDxDWxW

即 D0.9830W0.0094.180.3884 …………………（2） 解得： D=24.18kmol/h W=39.20 kmol/h

1.2.2平衡线方程的确定

由文献1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出m231223算出。

1yAxB2538462 yBxA编号 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 数值

同理可算出其它的 编号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 数值 所以

m12232.46

x2.46x

1(1)x11.46x所以平衡线方程y1.2.3进料热状况q的确定

由文献2中苯——甲苯混合液t-x-y图可知，进料组成xF0.3884时，溶液的泡点为96℃，平均温度=

962560℃ 2由文献3液体的比热容查得：苯和甲苯的比热容为（kg•℃）

5

故原料液的平均比热容为

Cp1.83780.38841.8392(10.3884)158.40 kJ/（kg•℃）

用内插法计算操作条件下，苯和甲苯的汽化热

由表7可知：设苯和甲苯的汽化热分别为X,YkJ/kg 对于苯：

959010095 X386.9379.3X解得： 苯的汽化热为 kJ/kg 同理： 甲苯的汽化热为 kJ/kg

所以 m0.3884383.1078(10.3884)370.7092324.34 kJ/kg

所以 qCpt158.40(9525)324.341.34

324.34 所以q线方程为：qq1xxF3.94x1.14 q1q11.2.4操作回流比R的确定

联立： y2.46x,y3.94x1.14

11.46x解得： xq0.46,yq0.68

RminxDyqyqxq0.98300.681.377

0.680.46所以 R1.5Rmin1.51.612.07

1.2.5求精馏塔的气液相负荷

LRD2.0724.9851.70kmol/h

V(R1)D(2.071)24.9876.69kmol/hL'LqF51.701.34.18137.70kmol/h V'V(q1)F76.69(1.341).1898.51kmol/h

6

1.2.6操作线方程

精馏段操作线方程为：yn1

提馏段操作线方程为：yn1xR2.070.9830xnDxn0674xn0.314 R1R12.0712.071Wx137.70L'39.20xnwxn0.00941.398xn0.004 V'V'98.5198.511.2.7用逐板法算理论板数

y1xDy1 x12.46x1y10.9830x10.95921(1)x111.46x1(1)xD2.461.460.9830

y20.6740.95920.320.9665x20.9214同理可算出如下值：

y30.9410;x30.86y40.9040;x40.7929y50.84;x50.7046y60.7950;x60.6119y70.7324;x70.5266y80.6749;x80.4577y90.6285;x90.4075y100.5947;x100.3736xF0.3884所以第10块板上进料，以后将数据代入提馏段方程中。 0.5183y111.3980..37360.0040.5183;x110.30432.461.460.5183y120.4214;x120.2284y130.3153;x130.1577y140.2165;x140.1476y150.2023;x150.0935y160.1267;x160.0601y170.0804;x170.0343y180.0440;x180.0184y190.0217;x190.00xw0.0094所以论板数为NT19块（包括再沸器），第10块板上进料。

7

1.2.8.实际板数的求取

由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知xw0.0094对应的塔底温度为tW109.9℃。xD0.9830对应的塔顶的温度为tD80.3℃，这样，平均塔温为

（80.3109.9）t95.2℃。

2由经验式查文献4ET0.49(L)0.245 式中，

L塔顶与塔底平均温度下的液相黏度塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度查文献5在95.2℃

苯的粘度：0.267mPas；甲苯的粘度：0.275mPas。 加料液体的平均粘度：

0.2670.2750.271mPas

20.2450.1。 ET0.49(2.460.271) 精馏段实际板层数 N精9/0.117 提馏段实际板层数 N提10/0.119

所以精馏塔的总实际塔板数为NN精N提171936

精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

1.3.1进料温度的计算

查苯—甲苯的气液平衡数据文献1，可知

tF95℃

tD80.3℃

tW109.9℃

8

精馏段平均温度： tm1提馏段平均温度： tm2(80.395)87.65C

2(109.995)102.45C

21.3.2 操作压强

每层塔板相差 塔顶压强PD = 进料板压强：PF =+= 塔底压强：Pw=122.33KPa

(101.33113.93)107.63KPa

2(113.93125.83)提馏段平均操作压力：Pm2119.88KPa

2精馏段平均操作压力：Pm11.3.3平均摩尔质量的计算

塔顶：XDY10.9830,x10.9592

MVDm0.983078(10.9830)9278.24kg/kmolMLDm0.959278(10.9592)9278.57kg/kmol

进料板：YF0.5947,xF0.3736

MVFm0.594778(10.5947)9283.67kg/kmolMLFm0.373678(10.3736)9286.77kg/kmol

塔釜：YW0.0217,xw0.00

MVWm0.021778(10.0217)9291.70kg/kmolMLWm0.0078(10.00)9291.88kg/kmolMVm1

78.2483.6780.96kg/lmol2 精馏段平均摩尔质量：

78.5787.77MLm182.67kg/kmol29

MVm2 提馏段平均摩尔质量

MLm283.6791.7087.69kg/kmol2：

86.7791.88.33kg/kmol21.3.4平均密度计算

(1)气相平均密度vm计算 理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度：

vm1vm2Pm1Mvm1107.6380.962.90kg/m3

RTm18.314(87.65273.15)Pm2Mvm2119.8887.693.37kg/m3

RTm28.314(102.45273.15)提馏段气相密度：(2)液相平均密度

Lm计算

1mi/i

AD0.9830780.9799

0.983078(10.9830)92当tD80.3℃时,用内插法求得下列数据

A814.67kg/m3,B809.71kg/m3

LDm 0.97990.020131/()814.57kg/m814.67809.71对于进料板：tF95用内插法求得下列数据

33 A798.20kg/m,B795.25kg/m

AF0.3884780.3499

0.388478(10.3884)92 LFm1/(0.34990.6501)796.36kg/m3

798.20795.25对于塔底：tw109.9℃ ，查表1-4得

10

A780.4kg/m3,B780.4kg/m3 AWLWm0.0094780.0080

0.009478(10.0094)920.0080.99201/()780.4kg/m3780.4780.4精馏段平均密度：Lm1LDmLFm2814.57796.36805.47kg/m3 2796.36780.4788.38kg/m3 2LM2提馏段平均密度：

LWmLFm21.3.5液体平均表面张力计算

液相平均表面张力计算公式：Lm塔顶：tD80.3℃，查文献6

xii

LA21.23mN/m,LB31.35mN/m

LDm0.983021.23(10.9830)31.3521.40mN/m进料板：tF95℃，查文献6

LA19.46mN/m,LB20.26mN/m

LFm0.388419.46(10.3884)20.2619.95mN/m塔底：tW109.9℃，查文献6

LA17.67mN/m,LB18.43mN/m

LWm0.009417.67(10.0094)18.4318.42mN/m 精馏段平均表面张力：Lm1提馏段平均表面张力：Lm221.4019.9520.68mN/m

219.9518.4219.19mN/m

211

1.3.6液体平均粘度计算

lgmxilgi

塔顶：tD80.3℃，查文献5

A0.307mP•s,B0.310mP•slgLDm0.9830lg0.307(10.9830)lg0.310LDM0.308mP•s

进料板：tF95℃，查文献6

A0.267mP•s,B0.275mP•s

lgLFm0.3884lg0.267(10.3884)lg0.275

LFm0.272mP•s 塔底：tW109.9℃，查文献6

A0.233mP•s,B0.2mP•s

lgLWm0.0094lg0.233(10.0094)lg0.2

LWm0.2mP•s

所以 Lm0.3080.2720.20.278mP•s

3 精馏塔工艺尺寸的计算

1.4.1塔径的计算

精馏段气液相体积流量为

VS1VMVm1125.1081.400.593m3s1

3600Vm136002.9012

LS1LMLm188.5283.170.0015m3s1

3600Lm13600804.42提馏段气液体积流量

VS2VMVm2125.1088.030.712m3s13600Vm236003.32

LS2LMLm288.5288.660.0043m3s1

3600Lm23600787.92

（1）精馏段塔径计算欲求塔径应求出空塔气速u

u（安全系数）umax

umaxLVCV 式中的C可有史密斯关联图文献7查出

横坐标的数值为

LsL120.0015805.4712()()0.0422 VsV0.5932.90取间距HT0.45m，取板上液层高度 hL=0.06m 。 故HThL0.450.060.39m 查图得到C200.084

因物系表面张力=m，很接近20mN/m，故无需校正

CC200.084

umax0.084805.472.901.39ms-1

2.90 取安全系数为0.7，则空塔速度为

u0.70umax0.701.390.98ms-1

塔径 D4Vs40.5930.88m u3.140.98 按标准塔径圆整为 D1.0m

（2）提馏段塔径计算

13

LsL120.0043788.3812()()0.0924 VsV0.7123.37取板间距HT0.45m 板上液层高度hL0.06m 则 HThL0.450.060.39m 查文献史密斯关联图7得到C200.080

因物系表面张力19.19mN/m,很接近20mN/m，故无需校正

19.190.2)0.20.080()0.0793 2020取安全系数为0.7，则空塔速度为 CC20(Lu0.70.0793788.383.370.847ms-1

3.37塔径D4Vs40.7121.03m u3.140.847按标准塔径圆整为 D1.2m

根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 D1.2m 塔截面积为AT4D241.221.13m2

以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 uVs10.8470.75m/s AT1.131.4.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精（N精1）HT（171）0.457.2m

提馏段有效高度为

Z提（N提1）HT（191）0.458.1m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。 故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提0.87.28.10.814.3m

14

塔板主要工艺尺寸的计算

因塔径D=1.2m可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。 各项计算如下： （1）溢流堰长lw

取堰长lw为，即lw0.661.20.792m （2）溢流堰堰高hw

hwhLhow 因为采用平直堰

查文献2液流收缩系数计算图，E=1.0hOW2.84103E(Lh2336000.004323)2.841031()0.02m lW0.792

取板上清液层高度 hL0.06m 故 hWhLhOW0.060.0020.04m （3）弓形降液管的宽度Wd和面积Af

AflwWd0.66，查文献2弓形降液管的宽度与面积图得由0.124,0.0722 DDAt故 Wd0.124D0.1241.20.1488m

Af0.0722AT0.07221.130.082m

依式AfHT验算液体在降液管中停留时间，即 LsAfHTLS10.0820.458.6s5s

0.0043故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u'0为0.19m/s，则

h0LS0.00430.028m 0.7920.19lWu015

hWh00.040.0280.012m0.006m

故降液管底隙高度设计合理

'选用凹形受液盘，深度hW50mm

塔板布置

1.取边缘区宽度Wc0.035m,安定区宽度Ws0.065m 2.计算开孔区面积

21xAa2xR2x2Rsin 180RD1.2WdWs0.14880.0650.386m 22DRWc0.60.0350.565m

23.140.3862]0.798m Aa2[0.3860.56520.38620.5652arcsin1800.565x3筛孔数n与开孔率

取筛孔的孔径d，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3m,取t/d mm3.5o6o故孔中心距t3.5621mm

1158103)Aa2095孔 依下式计算塔板上筛孔数n ,即n(212依下式计算塔板上开孔区的开孔率 即：AO0.9070.9077.4%（在5~15%范围内） %=

(t/d0)23.52A2精馏段每层板上的开孔面积AO为A0Aa0.0740.7980.06m

气孔通过筛孔的气速u0Vs0.71211.86m/s A00.0616

筛板的流体力学验算

1、根据干板压降相当的液柱高度

hC

依d，查表知CO= /6/32ohc0.051(u02v11.8623.37)()0.051()()0.0488m c0L0.793788.38hl

2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度

uaVs0.7120.68m/s

ATAf1.220.0824Fauav0.683.371.25

由图充气系数O与Fa的关联图查取板上液层充气系数O为 则hl0hL0(hwhow)0.620.060.0372m 3.克服液体表面张力所造成的静压头降

h

44103h0.00165m

Lgd09.80.006hphlhch0.04880.03720.001650.08765m

则单板压降 PphpLg0.08769.8677.88pa700pa (设计允许值) （2）提镏段雾沫夹带量eV的验算 由式ev5.7106ua5.71060.683.23.2()()0.00410.1kg液/kg3HThf100.452.50.06气，故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

（3）提馏段漏液的验算

u4.4C(0.00560.13hh)/OWOLLV4.40.793(0.00560.130.060.00165)/3.375.87m/s

17

筛板的稳定性系数K（4）提馏段液泛验算

u011.862.051.5,故在设计负荷下不会产生过量漏液 uow5.78Hh为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H dTw由H hhhdpLd计算

hd0.153(0.0043)20.03m

0.661.20.028(HThW)0.5(0.450.04)0.245Hd HhhhdpLd++取=.则

在设计负荷下不会发生液泛

．塔板负荷性能图（以提镏段为例）

(1) 雾沫夹带线

eV ?

6 5 .7 ? 10 ?

?

( H T ? h f

u a .2 )3

式中 uaVsVs0.95Vs (a)

ATAf1.220.08241.0,lw0.792m,hw0.04m 近似取E

取雾沫夹带极限量eV为0.1kg液/kg气，已知19.19103N/m,HT0.45m

3600ls2hf2.5(hwhow)2.5[0.042.8410E()3]

lw32.5[0.040.78ls]0.11.95ls （b）

3取ev0.1kg液/kg气，已知19.1910N/m,HT0.45m.由（a）（b）可得

23235.71060.1(3100.95Vs0.450.11.95ls2323)3.2

整理得 Vs3.012.65ls

18

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表

LS/m/s 30.510 3 2.51034.510 3  103 3VS/m/s （2）液泛线

(Hh)hhhh近似取E1.0,Lw0.792m

23600ls2how2.8410E()30.78ls3 （c）

Lw3TWPWOWd hhhhPClhc0.051(uo2vV)()0.051(s)2(v)c0LC0A0L0.051(Vs3.37)2()0.096Vs2

0.7920.06788.382323hl0(hw+how)0.62(0.040.78ls)0.02480.484ls

hp0.096Vs0.001650.02480.484ls0.0250.096Vs0.484ls (d) hd0.153(ls2ls)0.153()2311.12ls2 (e) lw.ho0.7920.028223223将HT0.45m,hw0.04,0.5代入（c）（d）（e） 整理得Vs0.853240ls11.38ls

223在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值计算结果列于下表

LS/m/s 3VS/m/s 30.510 32.510 34.510 3 103 103 ( 3 )液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限

19

由下式Ls.maxTT.Af0.450.0820.0092m3/s

4据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 （4）漏液线

hlhwhow0.040.78ls

23uOWVS,minAO

uowVs.min4.4C0(0.00560.13hlh)Ao234.430.75[0.00560.13(0.049260.7793ls)275.6293]

经计算得Vs0.21.2223.72ls 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值计算结果列于下表

23LS/m/s 3VS/m/s 30.510 3 2.510 34.510 3103 103 (5) 液相负荷下限

对于平流堰，取堰上液层高度

3how=0.006m作为最小液体负荷标准，取E=,由式

23600ls23how2.8410E()0.78ls3

Lw4整理上式得Ls.min7.710

据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

3.532.521.510.5000.0020.0040.0060.0080.010.012雾沫夹带线负荷上线线负荷下限线漏液线操作线液泛线

20

在负荷性能图上，作出操作点，，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。

0.742.70.27故操作弹性为

小结

从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax =0.74m/s,气相负荷下限 Vsmin3

≤0.27m/s，所以可得

3

操作弹性Vsmax0.742.7 Vsmin0.27塔板的这一操作弹性在合理的范围(2～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的

21

第二章 热量衡算

相关介质的选择

（1）加热介质的选择

选用饱和水蒸气，温度160℃,工程大气压为atm。

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。 （2）冷凝剂

选冷却水，温度20℃，温升16℃。

原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择16℃。

蒸发潜热衡算

苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度

物质 苯 甲苯 （1）塔顶热量

沸点C

0

蒸发潜热KJ/Kg 363

临界温度TC/K

QC(R1)D(IVDILD)

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB HV2HV1( tD80.3C

0

1Tr20.38) 1Tr1苯:

Tr2(80.3273.15)/(288.5273.15)0.629Tr1(80.1273.15)/(288.5273.15)0.597 蒸发潜热HV2HV1(甲苯:

22

1Tr20.3810.6290.38)393.9()381.71kJ/kg 1Tr110.597Tr2(80.3273.15)/(318.57273.15)0.597Tr1(110.63273.15)/(318.57273.15)0.9 蒸发潜热HV2HV1(

1Tr20.3810.5970.38)363()382.57kJ/kg 1Tr110.9' DMVDmD78.2426.122043.63kJ/h

IVDILDXDHV1(1XD)HV20.9830381.71(10.9830)382.57381.72kJ/kg

QC(R1)D'(IVDILD)(2.071)2043.67381.722.3910kJ/h6

2.2.2 塔底热量

QC(R1)D(IVDILD)

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB HV2HV1(1Tr20.38) 1Tr1tW109.90C

苯:

Tr2(109.9273.15)/(288.5273.15)0.682Tr1(80.1273.15)/(288.5273.15)0.629 蒸发潜热HV2HV1(甲苯:

1Tr20.3810.6820.38)393.9()371.49kJ/kg 1Tr110.629Tr2(110273.15)/(318.57273.15)0.8Tr1(110.63273.15)/(318.57273.15)0.9 蒸发潜热HV2HV1(

1Tr20.3810.80.38)363()363.39kJ/kg 1Tr110.923

MLWm91.86kg/kmolDMLWmW91.8639.203600.12kJ/h'

IVwILw(1XD)HV2XDHV1(10.0094)363.390.0094371.49363.47kJ/kgQC(R1)D'(IVDILD)(2.071)3600.13363.474.0210kJ/h6

焓值衡算

由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度tD81.4℃，塔底温度tw110℃，进料温度

tF95.58℃。

温度℃ 苯 kJ/(kmolk) 甲苯kJ/(kmolk) tD81.4℃下:

用内插法计算的：Cp198.85kJ/(kmolk) Cp2124.02kJ/(kmolk)

0 50 100 150

CpCP1xDCP2(1xD)98.850.9830124.02(10.9830)99.28kJ/(kmolk)

tw110℃下：

CP1107.43kJ/(kmolk) Cp2134.08kJ/(kmolk)

CpCP1xWCP2(1xW)

107.430.0094134.08(10.0094)133.83kJ/(kmolk) tD80.48℃下：

1393.09KJ/kg 2379.05KJ/kg

1xD2(1xD)393.090.9744379.05(10.9744)392.73KJ/kg24

tw110℃下：

1371.5KJ/kg 2361.2KJ/kg

1xD2(1xD)371.50.0094361.2(10.0094)361.3KJ/kg(1)0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准。

QVVCPtDVMD

76.69133.8380.376.69392.7378.243.18106KJ/h

(2)回流液的焓QR

回流液组成与塔顶组成相同。

QRLCPtD

'51.70133.8380.35.56105KJ/h

(3)塔顶馏出液的焓QD

QDDCDtD

24.98133.8380.32.68105KJ/h

(4)冷凝器消耗的焓QC QC=QV-QR-QD

3.181065.561052.081052.42106kJ/h

(5)进料口的焓QF

tF95℃下：

CP1103.29kJ/(kmolk)CP2129.23kJ/(kmolk)

CPCP1xFCP2(1xF)

103.290.3884129.23(10.3884)119.15KJ/(kmolK)

25

所以 QFFCPtF

.18119.15957.2610KJ/h (6)塔底残液的焓QW

5QWWCWtW39.2133.83109.95.76105KJ/h

(7)再沸器QB

QBV'MWm'(R1)D(q1)Fm'(2.071)24.98(1.341).1891.86361.33.2710kJ/h6

项目 平均比热 进料 冷凝器 — 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器 — kJ/(kmolK) 热量kJ/h

7.26105 2.42105 2.6810 55.76105 3.27106 26

第三章 辅助设备

冷凝器的选型

本设计冷凝器管壳式冷凝器

原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取进口（冷却水）温度为t1=20℃(夏季)

冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t236℃。 泡点回流温度tD80.3℃

被冷凝的气体的温度80.3℃，冷凝水的平均温度203628oC。在此前提下，2CP99.28KJ/(kmolK)99.28KJ/(81.4kgK)1.236KJ/(kgK)

各自对应的相关物性数据 项目 种类 混合气体 冷却后的混合液体 冷凝水 Cp(KJ/(kgK)) ˙ρ/(kg/m) 3μ/Pa˙s λ10/W˙m℃ -113   1 W˙m-1℃1 3.1.1计算冷却水流量

Qc2.42106Gc3.6104kg/h

CP(t2t1)4.176(3620)3.1.2冷凝器的计算与选型

冷凝器选择列管式，逆流方式。

tmt2t1(80.336)(80.320)52.0oC t80.336ln2lnt180.32027

QCKStm

取K=600W（/m2℃）

QC2.42106kJ/s2 S21.m2ooKtm36000.6kW/(mC)52C按单管程计时，初步选定换热器 壳径/mm 公称压力/Mpa 管子总数 管程数 壳程数 800 98 1 1 管子尺寸 管长 φ25mm2.5mm 3m 管城流通面积/m 管子排列方式 管中心距/mm 2 正三角形 32 2实际换热面积 S0nd0L2320.025(4.50.1)80.1m

采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为

Qc2.42106kJ/s2oK0579.7W/(mC) 2oS0tm360022.3m52C冷凝器的核算

3.2.1管程对流传热系数

di i0.023管程流体流通截面积 SiRe0.8Pr0.4

40.022980.031m2 2管程流体流速

28

Vs3.6104 ui0.324m/s

Si3600996.20.031雷诺数

Re普朗特数

diu0.020.327996.27721

0.83601034.1761030.8360103Pr5.6

0.62Cpi0.023diRe0.8Pr0.40.0230.6277210.85.60.41834W/(m2oC) 0.023.2.2壳程流体对流传热系数

deu000.36de管子正三角形排列，传热当量直径为

0.55CPw130.14

4(de壳程流通截面积

3223td0)4(0.03220.0252)24240.02m d00.025 AhD(1d00.025)0.150.8(1)0.026m2 t0.032壳程流体流速、雷诺数及普朗特数分别为 u0V0(R1)DMv(2.421)36.5878.3647.66m/s AAv36002.900.0197 Re0deu00.0222.1805.476 1.221030.29210CP1.2261039.3741060.0688 Pr00.167取w0.140.95

29

于是壳程流体的对流传热系数0为

00.36

deu0de0.55CPw130.14

0.360.167(1.22106)0.55(0.0688)1/30.951626W/(m2oC)0.02

3.2.3污垢热阻

Rsi0.00034(m2oC)/W2o5R0.00017(mC)/W so查文献

K01ddRs0Rsi000diidi1

1125250.000170.00034162620183420590 K计/K选==1.017

579故所选换热器是合适的

590W/(m2oC)

3.2.4核算传热面积

Q2.42106S21.91m2

K0tm590533600而该型号换热器的实际传热面积S0为

S029.91m2S21.59m2

从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。

3.2.5核算压力降

(1)管程压力降

管程压力降计算的通式为

30

P(PP)NNiirsp

式中，壳程数Ns=1,管程数Np=1。

Reiduii0.020。324996.27721

0.8360103可知管程流体呈湍流状态。 取管壁粗糙ε=0.1mm,相对粗糙度=。所以

di0.10.005，查文献5λ-Re关联图可知摩檫因数λ20lu23996.20.3242Pi0.035274.5Pa

d20.022996.20.3242166.9Pa Pi3232于 是

u2P(274.5156.9)11431.4Pa

i(2)壳程压力降

由于壳程流体状况较复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式很多，计算结果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即

P(PP)FN

012ss式中P1─流体横过管束的压力降Pa；

P2─流体通过折流挡板缺口的压力降；

Fs─壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取，对于气体可取； Ns─壳程数。

而 P1Ff0nc(NB1)u022

2huP2NB3.50

D2式中F─管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列F=

2F0─壳程流体的摩檫系数，

31

nc─横过管束中心线的管子数，对三角形排列nc1.1n(式中n为换热器总管数)； NB─折流挡板数；

h─折流挡板间距，m;取h0.15m

u0─按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0); D─壳径，m;

do─换热管外径，m。

本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=,壳层数Ns=1。管子为正三角形排列，管子排列方法对压力降的校正系数F0.5.

横过管束中心线的管子数nc1.1n1.19811 取折流挡板数NBL31119 h0.152壳程流通截面A0h(Dncd0)0.15(0.8110.025)0.0788m

由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。

u0(R1)DML(2.071)24.9878.570.026m/s

3600LA03600805.470.0788Re0d0u00.0250.026805.471793

0.292103f05.0Re00.2285.01793-0.228=0.906

805.470.02621074Pa 于是 P10.50.90611(191)220.15805.47.420.0262)582Pa P219(3.50.82所以

P10745821656Pa

0通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30kPa,所以所选的冷凝器是合适

的。

32

泵的选型与计算

由Vm

mF•MLFm.18kmol/h86.77kg/kmol5568.90kg/h V 型号 扬程 轴功率 效率 泵壳许应力

m5568.90kg/h36.99m/h 所以 查文献5油泵的型号如下： 3796.36kg/m 50Y—60B 38m 35% 1570/2550Pa 流量 转速 电机功率 气蚀余量 结构形式 m3/h 2950r/min 2.3m 单级悬臂 再沸器的选型与计算

3.4.1 加热介质的流量

当t160℃时，查的2087.1kg/kJ

3.27106kJ/h1.57103kg/h Gh2087.1kg/kJQ3.4.2 再沸器的计算与选型

tmTtw16011050℃

33

取K450W/(mC)

2oQ3.27106103 S40.37m2

Ktm360045050按单管程计时，再沸器选型如下： 壳径/mm 公称压力/Mpa 管子总数 管程数 壳程数

600 245 1 1 管子尺寸 管长 管城流通面积 管子排列方式 管中心距/mm φ25mm2.5mm 2m 20.0174m 正三角形 32 34

设计结果汇总

项目内容 塔径 D/m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速U/(m/s) 堰长lw/m 板上液层高度hL/m 降液管底隙高度h0/m 筛孔数N/个 筛孔气速U0/(m/s) 临界筛孔气速U0c(m/s) 孔心距t/m 排间距h/m 单板压降ΔP/Pa 液体在降液管内停留时间τ 降液管内清液层高度Hd/m 泛点率(%) 气相负荷上限Vsmax/(m/s) 3数值或说明 单溢流弓形降液管 2095 41 备注 分块式塔板 等腰三角形叉排 同一横排的孔心距 相邻两横排中心线距离 雾沫夹带控制 漏液控制 气相负荷下限Vsmin/(m/s) 3操作弹性

35

致谢

此次化工原理设计过程中，我的收获很大。在大量反复运算和查阅文献的过程中，增强我的逻辑与运算能力。不断的演算核对练就了我的耐心，同时加深了对课本所学知识的理解，解决了在以往学习化工原理时的诸多疑点，最后我要感谢贾冬梅、刘元伟、李亚萍以及我的同学们在化工原理课程设计过程中给与我的帮助和指正，才使得此次设计工作成功。

参考文献

[1]柴诚敬.化工原理课程设计. 天津:天津科学技术出版社，2009 [2]姚玉英.化工原理（下册）. 天津:天津科学技术出版社，修订版 [3]柴诚敬.化工原理（下册）. 北京：高等教育出版社， [4]申迎华.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，

[5]姚玉英.化工原理（上册）. 天津:天津科学技术出版社，修订版 [6]任晓光.化工原理课程设计指导. 北京:化学工业出版社，

[7]陈英南.常用化工单元设备的设计.上海:华东理工大学出版社， [8]李功样.常用化工单元设备设计. 广州:华南理工大学出版社 [9]陈庆.过程设备工程设计概论. 北京:化学工业出版社 [10]张克义.AutoCAD工程制图. 北京:北京大学出版社

主要符号说明

符 号 A 意 义 传热面积 塔截面积 降液管截面积 鼓泡区面积 摩尔定压热容 塔径 阀孔直径 36

SI单位 m m； m m KJ/（kmol·K）； m； m； 2222AT Af AP Cp D d0 ET 板效率 液沫夹带量 进料流量 折流挡板间距 塔的有效高度 板间距 板上液层高度 液体通过降液管的高度 堰上液层高度 人孔高度 外堰高 降液管底隙高度 塔板静压头 干板静压头降 含气液层静压头降 表面张力造成的静压头降 传热系数 堰长 下降液体流量 液相流量 摩尔质量 塔板数 操作压力 普朗特数 压力降 进料状况参数 热负荷 鼓泡区半径 回流比 雷诺数 温度 ev F H H HT kmol/h； m m； m； m； m； m m m； m m m m m W/（m·K） m； 2hL Hd how hp hw h0 hf hc hl hσ K lw L LS M N P Pr ΔP q Q r R Re t kmol/h； m/s kg/kmol； 3KPa Pa KJ/h； m ℃； 37

tm u 平均温度差 空气速 阀孔气速 临界阀孔气速 上升蒸汽流量 气相流量 塔底产品流量 降液管宽度 边缘区宽度 冷却水用量 安定区宽度 ℃； m/s； m/s； m/s u0 u0c V VS W wd kmol/h； m/s 3kmol/h； m； m； Kg/h； m wc wh ws

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代号 名称 低压蒸汽冷却水（入）冷却水（出）冷凝水截止阀调节阀取样口 代号 名称 放空压强温度流量液位产品釜液 分配器-101精馏塔冷却器冷却器全凝器再沸器回流泵原料泵产品贮罐釜液贮罐原料贮罐序 号 名 称规 格 数 量备 注 滨州学院化学与化工系 化学工程与工艺专业化工原理课程设计 职责设计 制图 审核签名许士敬许士敬李亚萍日期11.12.2511.12.2511.12.下水道

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ab 序号名称操作介质 塔径塔板形式单板压降操作弹性技术特性表c指标苯甲苯混合液m 筛板Pa接管表符号公称尺寸连接方式用途塔顶蒸汽出口回流口进料口塔底进气口塔底出料口 a b c dde e 序 号 1 2 3 4 5 6 7 图 号 名 称 封头 受液盘 降液管 塔体 溢流堰 塔板 人孔 数 量 1 36 36 1 36 36 3 材 料 备 注 滨州学院化学与化工系 化学工程与工艺专业化工原理课程设计 职 责 设 计 签 名许士敬许士敬李亚萍 日 期 12.25 12.25 12.25 比 例：45俯视图 制 图 审 核

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