1、滨州学院化学与化工系化工原理课程设计1滨州学院课程设计任务书一、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 0.8%。（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
2、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课程设计任务书课程设计成绩评定表中英文摘要目录设计计算与说明设计结果汇总小结参考文献14、 有关物性数据可查相关手册15、 注意事项写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交滨州
3、学院化学与化工系化工原理课程设计2四、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 0.5 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 天滨州学院化学与化工系化工原理课程设计3目录摘 要 .1绪 论 .1设计方案的选择和论证 .21.设计思路 22设计方案的确定 .2第一章 塔的工艺设计 .31.1 基础物性数据 .31.2 精馏塔的物料衡算 .41 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 41.2.2 平衡线方程的确定
4、51.2.3 进料热状况 q 的确定 51.2.4 操作回流比 R 的确定 61.2.5 求精馏塔的气液相负荷 61.2.6 操作线方程 71.2.7 用逐板法算理论板数 71.2.8.实际板数的求取 81.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 81.3.1 进料温度的计算 81.3.2 操作压强 .91.3.3 平均摩尔质量的计算 91.3.4 平均密度计算 101.3.5 液体平均表面张力计算 111.3.6 液体平均粘度计算 121.4 精馏塔工艺尺寸的计算 121.4.1 塔径的计算 121.4.2 精馏塔有效高度的计算 141.5 塔板主要工艺尺寸的计算 151.6 塔板布置 .
5、161.7 筛板的流体力学验算 .171.8塔板负荷性能图（以提镏段为例） 181.9 小结 .21第二章 热量衡算 .222.1 相关介质的选择 .222.2 蒸发潜热衡算 .222.2.2 塔底热量 .232.3 焓值衡算 .24第三章 辅助设备 .273.1 冷凝器的选型 .273.1.1 计算冷却水流量 273.1.2 冷凝器的计算与选型 273.2 冷凝器的核算 .28滨州学院化学与化工系化工原理课程设计43.2.1 管程对流传热系数 283.2.2 壳程流体对流传热系数 293.2.3 污垢热阻 303.2.4 核算传热面积 303.2.5 核算压力降 313.3 泵的选型与计算
6、.333.4 再沸器的选型与计算 333.4.1 加热介质的流量 .333.4.2 再沸器的计算与选型 .33设计结果汇总 .35致谢 .36参考文献 .36主要符号说明 .36滨州学院化学与化工系化工原理课程设计1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。
7、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 0.541。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 2.7,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
8、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
9、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滨州学院化学与化工系化工原理课程设计2式塔，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，
10、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
11、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
12、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 1.5 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。滨州学院化学与化工系化工原理课程设计3第一章 塔的工艺设计1.1 基础物性数据（1）常压下，苯甲苯的汽液平衡数据温度液相中苯的摩尔分
13、数 x气象中苯的摩尔分数 y 温度液相中苯的摩尔分数 x气象中苯的摩尔分数 y110.56 0 0 91.4 0.5 0.713109.91 0.01 0.025 90.11 0.55 0.755108.79 0.03 0.0711 88.8 0.6 0.791107.61 0.05 0.112 87.63 0.65 0.825105.05 0.1 0.208 86.52 0.7 0.857102.79 0.15 0.294 85.44 0.75 0.885100.75 0.2 0.372 84.4 0.8 0.91298.84 0.25 0.442 83.33 0.85 0.93697.13
14、 0.3 0.507 82.25 0.9 0.95995.58 0.35 0.566 81.11 0.95 0.9894.09 0.4 0.619 80.66 0.97 0.98592.69 0.45 0.667 80.21 0.99 0.9961(3)饱和蒸汽压 Po Antoine 方程 tCB-AlgPA B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.94 219.58（4）苯-甲苯的液相密度温度 80 90 100 110 120苯 3/kgm815 803.9 792.5 780.3 768.9甲苯 810 800.2 790.3 780.3 770.
15、0（5）液体表面张力温度 80 90 100 110 120苯 /mN21.27 20.06 18.85 17.66 16.49甲苯 31.69 20.59 19.94 18.41 17.31滨州学院化学与化工系化工原理课程设计4（6）液体表面粘度温度 80 90 100 110 120苯 smPa0.308 0.279 0.255 0.233 0.215甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228（7）液体的汽化热温度 80 90 100 110 120苯 /kJg394.1 386.9 379.3 371.5 363.2甲苯 379.9 373.8 367.6 361.
16、2 354.61.2 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： 78AM/kgmol甲苯的摩尔质量： =B920.35/0.34786Fx./.98920.0.48/7/DWx(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量： .34(1.3)9286.5/09074.78.1./DWMkgmollF(3) 物料衡算原料处理量 ： 34064.8/28.5Fkolh总物料衡算： D即 （1） 6.18易挥发组分物料衡算： FDWxx滨州学院化学与化工系化工原理课程设计5即 （2）0.983.0946.18034DW解得： D= W= 21/kmolh9.2/kmol
17、h1.2.2 平衡线方程的确定由文献 中苯与甲苯的汽 -液平衡组成可以找出 算出。1 23231m2538461ABxy同理可算出其它的 所以 46.2321m所以平衡线方程 xxy.1)(1.2.3 进料热状况 q 的确定由文献 中苯甲苯混合液 t-x-y 图可知，进料组成 时，溶液的泡点为2 0.384Fx96，平均温度= 9650由文献 液体的比热容查得：苯和甲苯的比热容为 1.83kJ/（kg ）3 故原料液的平均比热容为编号 数值 编号 数值1 2.538462 13 2.52132 2.474863 14 2.52313 2.396396 15 2.53854 2.363636 1
18、6 2.56845 2.359773 17 2.56526 2.369427 18 2.59097 2.376344 19 2.58098 2.399594 20 2.59899 2.421988 21 2.578910 2.437008 22 2.030911 2.448115 23 2.579912 2.484321 滨州学院化学与化工系化工原理课程设计6kJ/（kg ）1.8370.841.392(0.384)15.0pC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： 955386.79.XX解得： 苯的汽化热为 383.10
19、kJ/kg同理： 甲苯的汽化热为 370.70 kJ/kg所以 kJ/kg0.384.1078(.34)70.92346.m所以 5.9256.1pCtq所以 q 线方程为： 13.4.Fqxx1.2.4 操作回流比 R 的确定联立： 2.46,3.941.1xyyx解得： 0.8qqmin .61.37.4DqxyR所以 min15.2.01.2.5 求精馏塔的气液相负荷2.074.9851.70/LRDkolh(1)()26.9/Vml.33qF(1)76.9(1.4)6.89.51/kolh滨州学院化学与化工系化工原理课程设计71.2.6 操作线方程精馏段操作线方程为： 12.07.98
20、306740.3111DnnnnxRyxx提馏段操作线方程为： 13985wnnn nWLV 1.2.7 用逐板法算理论板数11112.460.9830.952() ()2461D Dyxxyx20.67.950.3.95yx同理可算出如下值： 3344556677889910101.1;.80992.;.0.3;.4.25;.360.84.38Fyxyxxy所 以 第 块 板 上 进 料 ， 以 后 将 数 据 代 入 提 馏 段 方 程 中 。12121334451516677818 0.5183.75; 0.43260;8;0902;34;4xyxy1990.094wx所以总理论板数为
21、19 块（包括再沸器） ，第 10 块板上进料。TN滨州学院化学与化工系化工原理课程设计81.2.8.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 对应的塔底0.94wx温度为 。 对应的塔顶的温度为 ，这样，平均塔温为109.Wt0.983Dx8.3Dt 。8.35.2（ ）由经验式查 0.245L4()TE文 献式中， 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 在 59.2苯的粘度： ；甲苯的粘度： 。067mPas0.275mPas加料液体的平均粘度： 1。0.245.49(
22、2.1)TE精馏段实际板层数 N9/.7精提馏段实际板层数 054提所以精馏塔的总实际塔板数为 1936N精 提1.3 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 ，可知195Ft 80.3D1Wt滨州学院化学与化工系化工原理课程设计9精馏段平均温度： 1(80.395)7.62mt C提馏段平均温度： 21041.3.2 操作压强每层塔板相差 0.7kPa塔顶压强 =101.33kPaDP进料板压强： =101.33+180.7=113.93kPaF塔底压强： =wKa3.12精馏段平均操作压力： (0.13.9)07.62PmKPa提馏段平均操
23、作压力： 2581.3.3 平均摩尔质量的计算塔顶： 110.983,.592DXYx7(083)7.24/5VmLMkgmol进料板： 0594,.6FFYx.78(105947)283.7/36.3VmLF kgolm塔釜： 0.2,.WwYx178(0.217)9.0/.98VmLMkgol精馏段平均摩尔质量： 1.43.6.9/27.5.8.7VmLMklmgo滨州学院化学与化工系化工原理课程设计10提馏段平均摩尔质量 ： 283.6791.08.6/.3VmLMkgmol1.3.4 平均密度计算 (1)气相平均密度 计算vm理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：31107.638.
24、92.0/8.4(51)vmvmPMkgmRT提馏段气相密度：32.7/.31(023)vvm(2)液相平均密度 计算Lim/10.98370.97.(1.)2AD当 时,用内插法求得下列数据t3384.67/,809.71/09.21()45.ABLDmkgkgm对于进料板： 用内插法求得下列数据5Ft33798.20/,795.2/ABkgkgm.480.49.(10.)F33965/7.6/7.2.Lm kg对于塔底： ，查表 1-4 得10.wt滨州学院化学与化工系化工原理课程设计11333780.4/,780.4/.9.08.(1.)921/(./780.4.ABWLmkgkgmk精
25、馏段平均密度： 3184.576.805.47/22LDmF kgm提馏段平均密度： 39.3/LWFM1.3.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算公式： iLmx塔顶： ，查文献80.3Dt621/,31.5/0.983.2(0.98).321.40/LALBDmNNmN进料板： ，查文献5Ft61.4/,./0.389.6(10.384)2.619.5/LALBFmNmNmN塔底： ，查文献1Wt7./,./LALBNmN094.67(1094)8.31.42/Wm mN精馏段平均表面张力： 2.5.6Lm提馏段平均表面张力： 2./滨州学院化学与化工系化工原理课程设计121.3.
26、6 液体平均粘度计算lglmiix塔顶： ，查文献80.3Dt5A7P,0.31BsmPslg.9lg7(.980)lg.31LDm38Ms进料板： ，查文献5Ft60.27,0.275ABPsmPslg384lg.(1384)lg.LFm.s塔底： ，查文献109Wt6smPsPBA 254.0,23.lg094lg(19)lg.LWm.5s所以 38.27.50.278Lm mPs1.4 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 311125.081.4.59ms36036VmSM滨州学院化学与化工系化工原理课程设计13311S18.523.17L0.5ms3606
27、04LmM提馏段气液体积流量 3122.72s3VmS 312S28.5.6L0.4m36009LmM （1）精馏段塔径计算欲求塔径应求出空塔气速 u（安全系数）umax式中的 C 可有史密斯关联图文献 查出maxLVC 7横坐标的数值为11220.58.47()()0.93sLV取间距 ，取板上液层高度 =0.06m 。 .4THmLh故 056.Lh查图得到 2.8C因物系表面张力 =20.68mN/m，很接近 20mN/m，故无需校正20.4-1max85.7290. .3msu取安全系数为 ，则空塔速度为0. -1ax.71.8s塔径 4.5930.sVDu按标准塔径圆整为 1.m（2
28、）提馏段塔径计算滨州学院化学与化工系化工原理课程设计1411220.4378.()()0.94sLV取板间距 板上液层高度 .5THm.6Lhm则 046.39Lh查文献史密斯关联图 得到7208C因物系表面张力 ,很接近 20mN/m，故无需校正1./N0.20.229()8()793LC取安全系数为 ，则空塔速度为7-1.3.9.84msu塔径 40.712.33sVD按标准塔径圆整为 .根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 1.2mD塔截面积为 2221.3m4TA以下的计算将以精馏段为例进行计算：实际空塔气速为 10.847.5/TVsus1.4.2 精馏塔有效高度的计算精
29、馏段有效高度为 TN1H710.457.2mZ精 精 （ ） （ ）提馏段有效高度为 T9.8.提 提 （ ） （ ）在进料板上方开一人孔，其高度为 。0故精馏塔的有效高度为 Z0.872.14.3m精 提滨州学院化学与化工系化工原理课程设计151.5 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 wl取堰长 为 0.66D，即ll0.612.79m（2）溢流堰堰高 hwwLoh 因 为 采 用 平 直 堰E查 文 献 液 流 收 缩 系 数 计 算 图 ， =1.02 2333 360.42.8410().
30、84().079hOWWhE ml取板上清液层高度 .6mL故 020.4WLOh（3）弓形降液管的宽度 Wd和面积 fA由 ，查文献 弓形降液管的宽度与面积图得6.0Dlw2 072.,124.0tfdADW故 .140.1.48md072232fTA依式 验算液体在降液管中停留时间，即fHLs10.82.45.6s3fTS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 为 0.19m/s，则0uS00.43.28791WLhmlu滨州学院化学与化工系化工原理课程设计160.4280.1m.6Wh故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度 hW51.6 塔板布置1.
31、取边缘区宽度 ,安定区宽度0.35cm0.65sm2.计算开孔区面积 221sin8a xAxRRm.W04.650.38dsDm0.635.2c222.1.688arcsin005aA2.798m3 筛孔数 n 与开孔率 取筛孔的孔径 do6，正三角形排列，一般碳钢的板厚 为 3m,取 5.3/odt故孔中心距 3.521tm依下式计算塔板上筛孔数 n ,即 孔325810()95aA依下式计算塔板上开孔区的开孔率 即： AO%= （在 515%范围内）220.97.7.4%(/)35td精馏段每层板上的开孔面积 OA为 20.0.798.6a m气孔通过筛孔的气速 0.712.86/sVu
32、ms1.7 筛板的流体力学验算1、根据干板压降相当的液柱高度 Ch滨州学院化学与化工系化工原理课程设计17依 23/6od，查表知 OC=0.793201.863.7.51().5()0.4809vcLuh m2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 lh2.71.68/04saTfVu sA.683.5avF由图充气系数 O与 aF的关联图查取板上液层充气系数 O为 0.62则 0()0.62.0372lLwohhm3.克服液体表面张力所造成的静压头降 h30410.1659.8Lhgd47287plch m则单板压降 (设计允许值)0.6960pLPgpa（2）提镏段雾沫夹带量 的验算Ve由
33、式 kg 液/kg6 63.2 3.235.715710.8()()041.456avTfueHh 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 OW4.(0.56.13)/LVuC.790.165)/3.75.8/ms筛板的稳定性系数 ,故在设计负荷下不会产生过量漏液82.5.7owuK（4）提馏段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 dTwHh滨州学院化学与化工系化工原理课程设计18由 dpLdHh计算 20.43.15()0.368d mpLdh0.0876+0.06+0.03 0.178取 =0.5.则 ().5(4.).245TWdHhH在设计负荷下
34、不会发生液泛1.8塔板负荷性能图（以提镏段为例）(1) 雾沫夹带线2.36 )(107.5fTaV hHue 式中 (a) 20.951.84ssa sfVuA近似取 1.0E, ,79wlm.4wh取雾沫夹带极限量 Ve为 0.1kg 液/kg 气，已知 319.0/,0.45TNmH23362.5()2.504.80()sfwo wlhhE（b）233.04.78.19ssll取 液/kg 气，已知 .由（a） （b）可得1vekg.0/,045TNmH63.230.55()419sVl整理得 23.ssVl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mLS/3
35、3105.3105.34.5106.5 10-3 8.5310滨州学院化学与化工系化工原理课程设计19smVS/32.90 2.76 2.65 2.50 2.37（2）液泛线 dOWPWT hhH)(近似取 1.0,.792wELm（c ）233362.84()0.8sow slhlhlCP2200.51().51()ovsvcLLuVhcCA223.7. .96.79.68s sV2330(+)(0.4)0.48.lwo s shll(d)2 22 2315650.9.48ps s ssVl(e)22.153()0.3()31790.8sd swollh lh将 4,.,5cTHm代 入 （
36、 ） （ d） （ e）整理得2230.8531.8sssVll在操作范围内，任取几个 SL值，依上式计算出 SV值计算结果列于下表smLS/33.305.234.5106.5 38.5 310VS/30.88 0.78 0.69 0.58 0.49( 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由下式 3.max.0.45820.9/TfsALms据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限（4）漏液线滨州学院化学与化工系化工原理课程设计20230.478lwoshlOSWAVumin,.in04.(.56.13)sow lCh23.375(.049.7)5.69sl经计算得
37、230217s sVl在操作范围内，任取几个 SL值，依上式计算出 SV值计算结果列于下表smLS/335.3105.234.5106.5 3108.5 310V0.234 0.257 0.273 0.296 0.318(5) 液相负荷下限对于平流堰，取堰上液层高度 owh=0.006m 作为最小液体负荷标准，取 E=1.0,由式22333602.841().78sow swlhElL整理上式得 4.min7.s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线00.511.522.533.50 0.002 0.004 0.006 0.008 0.01 0.012雾 沫 夹 带 线负 荷 上 线 线
38、负 荷 下 限 线漏 液 线操 作 线液 泛 线在负荷性能图上，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。故操作弹性为0.742.滨州学院化学与化工系化工原理课程设计211.9 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 =0.74m3/s,气相负荷下限 maxsV0.27m 3/s，所以可得minsVmaxin0.742.s操 作 弹 性塔板的
39、这一操作弹性在合理的范围(25)之内，由此也可表明塔板设计是合理的滨州学院化学与化工系化工原理课程设计22第二章 热量衡算2.1 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 3.69 。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。2.2 蒸发潜热衡算苯甲苯的蒸发潜热与临界温度（1）塔顶热量 ()()CVDLQRI
40、其中 (1)VLADVBIXHX0.382211rVT0C 8.3Dt苯: 21(.7.15)/(28.73.15)0.629803rT蒸发潜热 0.380.3822111629().()1.7/5rVTHkJg甲苯: 物质 沸点 0C 蒸发潜热 KJ/Kg 临界温度 TC/K苯 80.1 393.9 561.65甲苯 110.63 363 591.72滨州学院化学与化工系化工原理课程设计2321(80.37.15)/(38.72.15)0.976364rT蒸发潜热 0.80.3822115()()2.57/19rVTHkJg 78.46.43./DmMkJh12()0.93.0.98.571
41、./VLVDVIXXHkg 6()()2.714.6731.2.0/CVLQRIJh2.2.2 塔底热量(1)()CVDLQRI其中 (1)VLADVBIXHX0.382211rVT0C 19.Wt苯: 21(.73.15)/(28.73.15)0.682809rT蒸发潜热 0.380.3822111().()71.49/62rVTHkJg甲苯: 21(073.5)/(8.7.5).64612309rT蒸发潜热 .80.382111()()6.9/4rVTHkJg滨州学院化学与化工系化工原理课程设计2491.86/.39.206.1/LWmMkgolDkJh()(10.946.47.3.47/
42、VwLDVDVIXHkg 6)()(2.73.1021/CVLQRIkJh2.3 焓值衡算由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度 ，塔底温度 ，进料温度81.4Dt10wt。95.8Ft温度 0 50 100 150苯 /()kJmolA72.7 89.7 104.8 118.1甲苯 93.3 113.3 131.0 146.6下: 81.4Dt用内插法计算的： 198.5/()pCkJmol214.0/()pCkJmol12()98.5034.0.3)9.8/()pPDPDxxkJl下：wt17./()PCkJmol214./()pCkJmol21pWPWxx0.43934.08(.9)3.8
43、/()kJl下：8Dt1./KJkg27.5/KJkg滨州学院化学与化工系化工原理课程设计2512()39.07439.05(1.74)392./DDx KJkg下：wt1.5/KJkg26./Jkg2()37.09431.(0.94)361./DDx KJk(1)0时塔顶气体上升的焓 QV塔顶以 0为基准。 DDPVMtCQ 676.913.80.76932.78.43.10/KJh(2)回流液的焓 R回流液组成与塔顶组成相同。 DPRtCLQ51.703.8.5610/KJh(3)塔顶馏出液的焓 DDtCQ524.9813.0.2681/KJh(4)冷凝器消耗的焓 CQC=QV-QR-QD
44、65563.180.12.08.4210/kJh(5)进料口的焓 F下：95Ft1203./()PCkJmol)1(21FPFPxx滨州学院化学与化工系化工原理课程设计26103.2984129.3(0.84)19.5/()KJkmol所以 FPFtCQ564.189.57.2610/Jh(6)塔底残液的焓 WWtCQ 53.2.9./KJ(7)再沸器 B 6(1)()(2.071)4.98.364.891.36.2710/BmmVMRDqFkJh项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器平均比热 /()kJolKA119.15 99.28 133.83 热量 h57.26105.42 5.68105.761063.27
