化工原理课程设计一、设计概述高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收 塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、 脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术 上不断改进。我国近 20 年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置 中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体 通量的 DT 塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传 质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆 500 万吨／年的润滑油型炼油厂分别配置 的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达~p8400mm，由国内研制的‘p10000mm 大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和 填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、 导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S 型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如 穿流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮 阀、泡罩塔板等。 （一）泡罩塔 泡罩塔是应用最早的板式塔，是 Celler 于 1813 年提出的，其主要构件是泡罩、升气 管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升 气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作 稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修不便， 且因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高，现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某 些优点，仍有沿用。（a） （二）浮阀塔 图 6 泡罩塔（b）浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动 的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据 气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 F－1 型（V－1 型） 、V－4 型、十字架型、和 A 型，其中 F－1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，1化工原理课程设计故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81） 。其阀孔直径为 39mm， 重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。F-1 型V-4 型A型十字架型 图 7 浮阀塔板 （三）筛板塔方形浮阀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） 。 筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便， 造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接 近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，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。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，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。垂直筛板 斜台装置导向孔 林德筛板 图 8 筛板塔板2化工原理课程设计二、设计方案的确定及流程说明（一） 装置流程的确定 精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。 热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，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，为此，在确定流程时应考虑 余热的利用，注意节能。 苯—氯苯混合液（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板 上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液 体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体 气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝 液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。 塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。（二）流程图 如右图所示： （三）操作条件 操作压力：精馏操作可在常压、减压 和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅 牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度 的选取有关。根据所处理的物料性质，本 设计中已制定为塔顶压力为 4kPa。 进料热状态：进料状态有 5 种，可用 进料状态参数 q 值来表示。本设计中已制 定为气液混合进料：液：气 = 1：2。 加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加 热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加 热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液 起一定稀释作用， 在进料条件和产品纯度、 轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应 降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。 回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量 D 一定时，V 的大小取决于回流比。 一般取操作回流比为最小回流比的 1.1～2 倍，即 R ＝ (1.1 ~ 2.0)Rmin 。三、塔的工艺计算已知参数： 苯、 甲苯混合液处理量， F＝5200kg/h；x F = 0.65 ；x D = 0.98 ；xW = 0.002 ；3化工原理课程设计回流比 R（自选） ；进料热状况，q = 1 3 ；塔顶压强，P塔顶 = 4kPa ；单板压降不大于 0.7 kPa 。 由《化学化工物性数据手册》P174 可知： 表 1 苯和氯苯的物理性质 项目 苯A 氯苯 B 分子式C6 H 6 C 6 H 5 cl分子量 M 78.114 112.559沸点（K） 353.3 404.9（℃） 临界压强 PC（atm） 临界温度 tC 562.1 632.4 48.3 44.6由《石油化工基础数据手册》P457 及内插计算可知： 表 2 苯和氯苯的饱和蒸汽压 温度 C080．1 757.62 147.44 1 1 110 2313 406.55 0.185 0.56385 889.26 179.395 0.818 0.957 115 2638.5 477.125 0.131 0.45690 1020.9 211.35 0.678 0.911 120 2964 547.7 0.0879 0.34395 1185.65 253.755 0.543 0.847 125 3355 636.505 0.0454 0.201100 1350.4 296.16 0.440 0.782 130 3746 725.31 0.0115 0.0566105 1831.7 351.35 5 0.276 0.665 131.75 4210 760 0 0PA ,mmHg PB ，mmHg00xy 温度 0 CPA ,mmHg PB ，mmHg0 0xy由《化学化工物性数据手册》P305 可知： 表 3 液体的表面张力 温度 苯，mN/m 氯苯，mN/m 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6由《化学化工物性数据手册》P299、P300 可知： 表 4 苯与氯苯的液相密度 温度(℃) 苯,kg/ m 3 氯苯,kg/ m 3 80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997由《化学化工物性数据手册》P303、P304 可知： 表 5 液体粘度 µ L 温度(℃) 苯（mP a .s） 氯苯 （mP a .s） 60 0.381 0.515 80 0.308 0.428 100 0.255 0.363 120 0.215 0.313 140 0.184 0.2744化工原理课程设计（一）塔的物料衡算 1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率xF =65 / 78 .114 = 0.728 65 / 78 .114 + 35 / 112 .55998. / 78.114 = 0.986 98 / 78.114 + 2 / 112.559 0.2 / 78 .114 xW = = 0.003 0.2 / 78 .114 + 99 .8 / 112 .559 2）平均分子量 xD =M F = 0.728 × 78.114 + (1 − 0.728) × 112.559 = 87.48Kg / Kmol M D = 0.986 × 78.114 + (1 − 0.986) × 112.559 = 78.60 Kg / KmolM W = 0.003 × 78.114 + (1 − 0.003) × 112.559 = 112.46 Kg / Kmol （二）全塔物料衡算 总物料衡算 易挥发组分物料衡算D '+W ' = 5200 0.98 D '+0..2W ' = 0.65 × 5200（1） （2）联立上式 （1） 、 解得：F '= 5200 kg h （2） 则F =F′ 5200 = = 59.44 Kmol / h M F 87.48D'= 3420.83 kg hD=W '= 1779.17 kg hD ′ 3420.83 = = 43.52 Kmol / h MD 78.60W=W ′ 1779.17 = = 15.82 Kmol / h MW 112.46（三）塔板数的确定 ⒈ 塔板数 N T 的计算 在本设计中，因苯—氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数 N T 。其计算方法 如下： （1）根据苯－氯苯的气液平衡数据作 x-y 图及 t -x-y 图（如上一页所示） 。通过气 液平衡关系计算，计算结果列于上表 2，通过表在 t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和 对角线，并标出 c 点（ x w 、 x w ） 点（ x F 、 x F ） 点（ x D 、 x D ）三点； 、e 、a （2）求最小回流比 Rmin 及操作回流比 R 。因气液混合进料（液：气 = 1：2）即 q = 1 3 ，1 xF q 0.728 x− = 3 − = −0.5 x + 1.092 ，在 x-y 图中对角线上 所以其 q 线方程为：q = 1 q −1 q −1 1 −1 −1 3 35化工原理课程设计自点 e 作出进料线（q 线） ，该线与平衡线的交点坐标为（ y q = 0.799, x q = 0.60 ） ，此即最 小 回 流 比 时 操 作 线 与 平 衡 线 的 交 点 坐 标 。 依 最 小 回 流 比 计 算 式 ：Rmin = xD − yq yq − xq = 0.986 − 0.799 = 0.94 0.799 − 0.60取操作回流比： R = 1.5Rmin = 1.5 × 0.94 = 1.41 精馏段操作线方程： y =R 1 1.41 0.986 x+ xD = x+ = 0.585 x + 0.410 R +1 R +1 1.41 + 1 1.41 + 1其截距为 0.41 b(0,0.410) ，连接点 b 和点 a 可以作出精馏段操作线方程，与 q 线交于点d ，连接点 d 、点 c 可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得： N T = 8 − 1 = 7 层（不包括再沸器） ，其中精馏段理论板 数为 3 层，提馏段为 4 层（不包括再沸器） ，第 4 层为加料板图如上一页所示 2. 全塔效率 ET 依式： ET = 0.17 − 0.616 lg µ m ，根据塔顶、塔底液相组成查 t -x-y 图，求得塔平均温 度为： 131 + 80 = 105.5 ℃，温度下进料液相平均粘度为： 2µ m = x F × µ 苯 + (1 − x F ) µ 氯苯 = 0.728 × 0.245 + (1 − 0.728) × 0.351 = 0.274mPa ⋅ .s则 ET = 0.17 − 0.616 lg µ m = 0.17 − 0.616 lg 0.274 = 0.516 ≈ 52% 3. 实际塔板数 N 3 4 = 5.8 ≈ （层） 6 提馏段： N 提 = = 7.7 ≈ （层） 8 0.52 0.52 故实际塔板数： N = 6 + 8 = 14 （层） 精馏段： N 精 =四、塔的工艺条件及物性数据计算1. 操作压强 Pm塔顶压强 PD = 4 +101.3 = 4 + 77.31 = 81.31kPa ，取每层板的压降为 0.7kPa，则进料板的 760 580压强为： PF = 6 × 0.7 + 81.3 = 85.51kPa ，塔底压强为： PW = PF + 8 × 0.7 = 91.11kPa ，故精馏段 平 均 操 作 压 强 为 ： Pm（精） =Pm（提） =85.51 + 91.11 = 88.31kPa 281.31 + 85.51 = 83.41kPa ， 提 馏 段 平 均 操 作 压 强 为 ： 22. 温度 t m根据操作压强，由下式试差计算操作温度： P = PA0 x A + PB0 x B ，经试差得到塔顶：6化工原理课程设计t D = 74.5 0 C ，进料板温度 t F = 82.5 0 C ，塔底： tW = 129.5 0 C ，则精馏段的平均温度：t m，精 =82.5 + 129.5 74.5 + 82.5 = 106 0 C 。 = 78.5 0 C ，提馏段的平均温度： t m ,提 = 2 23. 平均分子量 M m 塔顶： x D = y1 = 0.986 ， x1 = 0.997M VDm = 0.986 × 78.114 + (1 − 0.986) × 112.559 = 78.60 Kg / Kmol M LDm = 0.997 × 78.114 + (1 − 0.997) × 112.559 = 78.22 Kg / Kmol进料板：y F = 0.93 ， x F = 0.728M VFm = 0.930 × 78.114 + (1 − 0.930 ) × 112.559 = 80.53Kg / Kmol M LFm = 0.728 × 78.114 + (1 − 0.728) × 112.559 = 87.49 Kg / Kmol塔底：x w = 0.003 , y w = 0.11 M VWm = 0.11 × 78.114 + (1 − 0.11) × 112.559 = 108.77 Kg / Kmol M LWm = 0.003 × 78.114 + (1 − 0.003) × 112.559 = 112.46 Kg / Kmol则精馏段平均分子量： 78.60 + 80.53 78.22 + 87.49 M Vm（精） = = 82.85kg / kmol = 79.57 kg / kmol ， M Lm (精） = 2 2 提精馏段平均分子量： 108.77 + 80.53 87.49 + 112.46 M Vm（提） = = 94.65kg / kmol ， M Lm (提） = = 99.98kg / kmol 2 2 4. 平均密度 ρ m 1）液相密度 ρ Lm 根据主要基础数据表 4，由内插法得：塔顶：ρ LA = 823.6 Kg / m 3 ，ρ LB = 1045.1Kg / m 3 ， 塔底： ρ LA = 757.7 Kg / m 3 ， ρ LB = 985.6 Kg / m 3 ，由1 =1ρ Lm=ρ LAaA+ρ LBaB（ a 为质量分率）故塔顶：ρ LmD1 =0.98 0.02 + ，即 ρ LmD = 814.8 Kg / m 3 ； 823.6 1045.1塔底：ρ LmW0.002 0.998 + ，即 ρ LmW = 985.01Kg / m 3 ； 757.7 985.67化工原理课程设计进料板，由加料板液相组成 x A = 0.728aA = 0.728 × 78.114 = 0.65 0.728 × 78.114 + 1 − 0.728） 112.559 （ ×1ρ LmF=0.65 1 − 0.65 + ，故 ρ LmF = 879.5 Kg / m 3 813.5 1036.25故精馏段平均液相密度： ρ Lm（精） =814.8 + 879.5 = 847.15 Kg / m 3 2 985.01 + 879.5 提馏段平均液相密度： ρ Lm (提） = = 932.26kg/m 3 22） 气相密度 ρ mVρ mv（提） = ρ mv（精） =PM M V m（提） RT PM M V m（精） RT=88.31 × 79.57 = 2.27 Kg / m 3 8.314 × (78.5 + 273.1) 83.41 × 94.65 = 2.65Kg / m 3 8.314 × (106 + 273.1)=5. 液体表面张力 σ mσ m = ∑ xiσii =1n根 据 主 要 基 础 数 据 表 3 ， 由 内 插 法 得 ： σ A顶 = 21.86 , σ B顶 = 26.54 ，σ A进 = 20.90 , σ B进 = 25.9 ， σ A底 = 15.44 ， σ B底 = 20.56 。 σ m ,顶 = 0.986 × 21.86 + 0.014 × 26.54 = 21.63mN / m σ m ,进 = 0.728 × 20.90 + 0.272 × 25.90 = 22.26mN / m σ m ,底 = 0.003 × 15.44 + 0.997 × 20.56 = 20.54mN / m则精馏段平均表面张力： σ m ( 精） =21.63 + 22.26 = 21.95mN / m 2 20.56 + 22.26 提馏段平均表面张力： σ m（提） = = 21.41mN / m 26. 液体粘度 µ Lmµ lm = ∑ xiµii =1n根 据 主 要 基 础 数 据 表 3 ， 由 内 插 法 得 ： µ A顶 = 0.330 , µ B顶 = 0.450 ，8化工原理课程设计µ A进 = 0.286 , µ B进 = 0.40 ，µ A底 = 0.20 , µ B底 = 0.294 。µ L顶 = 0.980 × 0.330 + (1 − 0.986) × 0.45 = 0.331mPa ⋅ s µ L进 = 0.728 × 0.287 + (1 − 0.728) × 0.40 = 0.317mPa ⋅ s µ L底 = 0.003 × 0.20 + (1 − 0.003) × 0.294 = 0.294mPa ⋅ s故精馏段平均液相粘度 µ Lm ( 精） =0.331 + 0.317 = 0.324mpas 2 0.301 + 0.317 提馏段平均液相粘度 µ Lm（提） = = 0.306mPa ⋅ s 2五、气液负荷计算精馏段：V = (R + 1)D = (1.41 + 1) × 43.52 = 104.88Kmol / hVS = V × M Vm (精） 3600 ρ vm（精） = 104.88 × 79.57 = 1.02m 3 / s 3600 × 2.27L = RD = 1.41 × 43.52 = 61.36 Kmol / h Ls = LM Lm（精） 3600 ρ Lm（精） = 61.36 × 82.85 = 0.0017 m 3 / s 3600 × 847.15Lh = 0.0017 × 3600 = 6.12m 3 / h提馏段：L ′ = L + qF = 61.36 + 1 × 59.44 = 81.17 Kmol / h 3 V ′ = V + (q − 1) F = 104.88 + ( 1 − 1) × 59.44 = 65.25 Kmol / h 3 VS′ = ′ LS = V ′ × M Vm ( 提） 3600 ρ vm（提） L ′M Lm（提） 3600 ρ Lm（提） = 65.25 × 94.65 = 0.65m 3 / s 3600 × 2.65 81.17 × 99.98 = 0.0024m 3 / s 3600 × 932.26=L' h = 0.0024 × 3600 = 8.71m 3 / h六、塔和塔板主要工艺尺寸计算1. 塔径 D 塔板间距 HT 的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。9化工原理课程设计表 6 板间距与塔径关系 塔径 DT，m 板间距 HT， mm 0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600根 据 上 表 ， 初 选 板 间 距 H T = 0.40m ， 取 板 上 液 层 高 度 hL = 0.06m ， 故L H T − hL = 0.40 − 0.06 = 0.34m ；精馏段： S V S ρ Lm（精） 2 0.0017 847.15 2 = × = 0.032 ρ 1.02 2.27 vm（精） 1 1查《化工原理》---天津出版社（下册） P160 图 3—5 史密斯关联图，可得 C 20 = 0.075σ 依式 C = C 20 20 0. 2σ 校正物系表面张力为 21.95mN / m 时 C = C 20 20 0. 2 21.95 = 0.075 × 20 0.2= 0.0764µ max = Cρ L − ρV 847.15 − 2.27 = 0.0764 × = 1.474m / s ρV 2.27可取安全系数为 0.7（安全系数 0.6—0.8） ，则 µ = 0.7 µ max = 0.7 × 1.474 = 1.03m / s 故D =4VS = 4 × 1.02 = 1.12m 。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.911m/s。 π × 1.03 ρ Lm ( 提） 2 0.0024 932.26 2 = × = 0.0736 ρ 0.65 2.65 vm（提）1 1πµ L' 提馏段： S V ' S查《化工原理》---天津出版社（下册） P160 图 3—5 史密斯关联图，可得 C 20 = 0.068 ；依σ 式 C = C 20 20 0. 2σ 校正物系表面张力为 21.41mN / m 时 C = C 20 20 0. 2 21.41 = 0.068 × 20 0.2= 0.069µ max = Cρ L − ρV 932.26 − 2.65 = 0.069 × = 1.29m / s ρV 2.65可取安全系数为 0.7（安全系数 0.6—0.8） ，则 µ = 0.7 µ max = 0.7 × 1.29 = 0.903m / s 故D =4VS ' = 4 × 0.65 = 0.957 m 。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.799m/s。 π × 0.903πµ2. 溢流装置10化工原理课程设计选用单溢流、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： 单溢流取 lW = （0.6-0.8） 取堰长 l w 为 0.65D， lW = 0.65 × 1.2 = 0.78m D， 即 1)溢流堰长 l w ： 2)出口堰高 hW ： hW = hL − hOW 由 lW / D = 0.78 / 1.2 = 0.65 ，精馏段： Lh / lW′ 提馏段： Lh / lW2. 5 2. 5=6.12 = 11.390m ； 0.78 2.5=8.71 = 16.21m 0.78 2.5查《化工原理》---天津出版社（下册） P163 图 3—8 液流收缩系数计算可知：Ｅ为 1.030,2由 how2.84 Lh = E 1000 l w 3 2.84 Lh 得，精馏段：hOW = E 1000 lW 2 3 2.84 6.12 3 = × 1.030 × = 0.0116m 1000 0.78 2故 hw = 0.06 − 0.0116 = 0.0484m ；查《化工原理》---天津出版社（下册） P163 图 3—8 液流 收缩系数计算可知：Ｅ为 1.03,因此可得，′ 提馏段： hOW ′ 2.84 Lh = E ′ l 1000 W2 3 2.84 8.71 3 = × 1.03 × = 0.0146m 1000 0.78 2′ 故 hw = 0.06 − 0.0146 = 0.0454m3)降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 A f ： 由 l w / D = 0.65 查（ 《化工原理》 P164 图 3—10 弓形降液管的宽度与面积）得： ：Wd / D = 0.125 ， A f / AT = 0.072故 Wd = 0.125 D = 0.125 × 1.2 = 0.15m ， A f = 0.072 × 用式 τ =Af + HT Lsπ4D 2 = 0.072 ×π4× 1.2 2 = 0.0814m 2 ，利计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即τ =Af HT Ls=0.0814 × 0.40 = 19.153 s（＞5s，符合要求） 0.0017' 4)降液管底隙高度 ho ：取液体通过降液管底隙的流速 µ o = 0.08m / s则降液管底隙高度为：精馏段 ho =Ls 0.0017 = = 0.0272m ' l w × µ o 0.78 × 0.08 ′ Ls 0.0024 = = 0.0385m ' l w × µ o 0.78 × 0.0811′ 提馏段 ho =化工原理课程设计3. 塔板布置及 1)取边缘区宽度 WC = 0.035m ,安定区宽度 Ws = 0.065m πR 2 x Aa = 2 x R 2 − x 2 + sin −1 计算开空区面积，其中： 2)由式： R 180 R= x= 1 .2 D − WC = − 0.035 = 0.565m 2 2，D 1 .2 − (Wd + Ws ) = − (0.15 + 0.065) = 0.385m ； 所以 2 2π 0.385 2 Aa = 2 0.385 0.565 2 − 0.385 2 + × 0.565 2 sin −1 = 0.790m 180 0.565 4.塔的精馏段有效高度 4.塔的精馏段有效高度 Z 精馏段： Z = (6 − 1) × 0.4 = 5 × 0.4 = 2m 提馏段： Z = (8 − 1) × 0.4 = 7 × 0.4 = 2.8m （二）1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度 hPh p = hc + hl + hσ1) 干板压降相当的液柱高度 hc ：uoc (精 ) = 1.825 73.1ρV= 1.82573.1 = 23.766m / s 2.27，所以hc (精) = 19.9u0 0.175ρLρV= 19.9 × = 1.8256.60.175 = 0.033m 847.15uoc (提 ) = 1.82573.173.1 = 20.64m / s 2.65，所以hc (提 ) = 19.9u0 0.175ρL= 19.9 ×6.10.175 = 0.0293m 932.262)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl ： 本设备分离苯合甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 ε o ＝0.5，所以hl = ε o hL = 0.5 × 0.06 = 0.03m 。3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ ：12化工原理课程设计精馏段 hσ =4σ 4 × 21.95 × 10 −3 = = 0.0021m ， ρ L gd0 847.15 × 9.81× 0.0050故 hp = 0.033 + 0.03 + 0.0021 = 0.0651m 则单板压强： ∆PP = hp ρ L g = 0.0651× 847.15 × 9.81 = 541Pa 3 = = 0.00187 m ， ρ L gd0 932.26 × 9.81× 0.020故 hp = 0.0293 + 0.03 + 0.00187 = 0.061m 则单板压强 ： ∆PP = hP ρ L g = 0.061× 932.26 × 9.81 = 557.8 Pa Vs 泛点率 =ρ L − ρVρV+ 1.36 Ls Z L × 100% 或 泛点率 =Vsρ L − ρVρVKCF Ab0.78 KCF Ab×100%Z L = D − 2Wd = 1.2 − 2 × 0.15 = 0.9mAb = AT − 2 Af =π4×1.2 2 − 2 × 0.0814 = 0.968m 2查泛点负荷系数图得 CF = 0.122 取物性系数 K = 1.0 。则1.02+ 1.36 × 0.0050 × 1.35 847.15 − 2.27 × 100% = 52.4% 1.0 × 0.108 × 0.968 2.27精馏段： 泛点率 =2.27 847.15 − 2.27 ×100% = 64.7% 及 泛点率 = 0.78 × 1.0 × 0.108 × 0.968 1.02两者均小于 80%，故可知雾沫夹带量能够满足 eV 0.65+ 1.36 × 0.0024 × 0.9 932.26 − 2.65 × 100% = 36% 1.0 × 0.108 × 0.968 2.65提馏段： 泛点率 =及 泛点率 =932.26 − 2.65 × 100% = 42.5% 0.78 × 1.0 × 0.108 × 0.9680.652.65两者均小于 80%，故可知雾沫夹带量能够满足 eV 13化工原理课程设计会发生过量雾沫夹带。 (一)精馏段 一 精馏段 雾沫夹带线（ 1. 雾沫夹带线（1）Vs 泛点率 =ρ L − ρVρV+ 1.36 Ls Z L × 100%KCF Ab按泛点率为 80%计算如下VS+ 1.36 LS × 0.9 847.15 − 2.27 = 0.80 1.0 × 0.108 × 0.9682.27整理得0.0518VS + 1.224 LS = 0.0836 表（1）LS (m 3 / s ) VS (m 3 / s )1× 10−3 2 × 10−3（1）1.591．56依表中数据在 VS—LS 图中作出雾沫夹带线。 液泛线（ 2. 液泛线（2） 由式 φ HT + hw = hp + hL + hd = hp + hl + h 0 + hL + hd 确定液泛线，() Ls ρ u2 2.84 3600 Ls + (1 + ε 0 ) hW + E φ ( H T + hW ) = 5.34 V 0 + 0.153 lW h0 1000 lW ρL 2g 223 因物系 一定，塔板结构尺寸一定，则 H T 、 hW 、 h0 、 lW 、 ρV 、 ρ L 、ε 0 及 φ 等均为定值，而 u0 与 Vs又有如下关系，即 u0 =π4Vs d N2 0式中 N 与 d 0 亦为定值， 因此可将上式简化成 Vs 与 Ls 的如下关系式 Vs2 = 1.20 − 2984 L2 − 11.3L2 3 （其中，取 φ = 0.3 ） s s 在操作范围内取 4 个 L S 值，依上式计算值列于附表中： 附表（ 附表（2）LS m 3 / s VS m 3 / s()0.6 × 10 −41.5 × 10 −33.0 × 10 −34.5 × 10 −3()1.201．040.940.832依表中数据作出液泛线。14化工原理课程设计液相负荷上限线（ 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 LS ,max =H T ⋅ Afτ=0.4 × 0.0814 = 0.00814m3 / s 4液相负荷上限线为 VS—LS 图中与气相流量 V s 无关的垂线。 漏液线（ 4. 漏液线（4）Vs ,min =π4d 02 Nu0 =π4× (0.005) 2 × 129 × 6.6 = 0.017 m3 / s漏液线为 VS—LS 图中与气相流量 Ls 无关的平行线。 液相负荷下限线（ ： 5. 液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度 how = 0.006m 为液相负荷下限条件，取 E ≈ 1.0 则how 2.84 3600 LS , min 2 / 3 2.84 3600 LS ,min 3 = E( ) ； 即 0.006 = ×1 lw 1000 1000 0.78 2整理上式得 Ls ,min = 6.65 × 10−4 m3 / s 在 VS—LS 图作线（5） ，即为液相负荷下限线。 将以上 5 条线标绘于图（ VS − LS 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。上限为雾沫夹带控制 VS ,max ，下限为液泛 控制 Vs ,min 。如下图所示15化工原理课程设计（二）提馏段 雾沫夹带线（ 1. 雾沫夹带线（1）Vs 泛点率 =ρ L − ρVρV+ 1.36 Ls Z L × 100%KCF Ab按泛点率为 80%计算如下VS+ 1.36 LS × 0.9 932.26 − 2.65 = 0.80 1.0 × 0.108 × 0.9682.65整理得0.0534VS + 1.224 LS = 0.084表（4）LS (m 3 / s ) VS (m 3 / s )1× 10−3 2 × 10−31.551.52依表中数据在 VS—LS 图中作出雾沫夹带线。 液泛线（ 2. 液泛线（2） 由式 φ HT + hw = hp + hL + hd = hp + hl + h 0 + hL + hd 确定液泛线，2 L ρV u0 2.84 3600 Ls + 0.153 s + (1 + ε 0 ) hW + E φ ( H T + hW ) = 5.34 1000 lW ρL 2g lW h0 2 23() 因物系 一定，塔板结构尺寸一定，则 H T 、 hW 、 h0 、 lW 、 ρV 、 ρ L 、ε 0 及 φ 等均为定值，而 u0 与 Vs又有如下关系，即u0 =π4Vs d N2 0式中 N 与 d 0 亦为定值，因此可将上式简化成 Vs 与 Ls 的如下 关系式Vs2 = 1.61 − 4006 L2 − 18.7 L2 3 （其中，取 φ = 0.3 ） s s在操作范围内取 4 个 L S 值，依上式计算值列于附表中： 表（5）′ L S (m 3 / s )0.6 × 10 −4 1.5 × 10 −33.0 × 10 −34.5 × 10 −3VS′ (m 3 / s )1.581.361.191.0216化工原理课程设计依表中数据在 VS—LS 图中作出液泛线。 液相负荷上限线（ 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 由下式 LS ,max =H T ⋅ Afτ=0.4 × 0.0814 = 0.00814m3 / s 4液相负荷上限线，为 VS—LS 图中与气相流量 V s′ 无关的垂线。 漏液线（ 4. 漏液线（4）Vs ,min =π4d 02 Nu0 =π4× (0.005) 2 × 89 × 6.1 = 0.011m3 / s漏液线为 VS—LS 图中与气相流量 Ls 无关的平行线。 液相负荷下限线 限线（ ： 5. 液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度 how = 0.006m 为液相负荷下限条件，取 E ≈ 1.0 则how2.84 3600 LS ,min 3 2.84 3600 LS , min 2 / 3 = E( ) ； 即 0.006 = ×1 lw 1000 0.78 10002整理上式得 Ls ,min = 6.65 × 10−4 m3 / s 在 VS—LS 图作线（5） ，即为液相负荷下限线。 将以上 5 条线标绘于图（ VS − LS 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。上限为液相负荷上限控制 VS ,max ，下限为 液泛控制 Vs ,min 。如下图所示17化工原理课程设计九、设计结果一览表项目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 气相 液相 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u 单位 kPa ℃ m3/s m /s 块 m m m m/s3计算数据 精馏段 83.41 78.5 1.02 0.0017 6 0.4 2.0 1.2 0.911 单流型 弓形 提留段 88.31 106 0.65 0.0024 8 0.4 2.8 1.2 0.799 单流型 弓形 0.78 0.0454 0.15 0.0385 0.06 5.0 20.0 2262 0.044 20.64 0.0061 4 0.129 0.0021 液泛控制 漏液控制 1.1 0.3 3.67实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢 流 装 置 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性lw hw Wd ho hL do t n A0 uo hP τ Hd eVm m m m m mm mm 孔 m2 m/s kPa s m kg 液/kg 气0.78 0.04841 0.15 0.0272 0.06 5.0 15.0 4098 0.079 23.76 0.0651 4 0.123 0.011 雾沫夹带控制 漏液控制VS·max VS·minm /s m /s331.59 0.55 2.9718化工原理课程设计十、设计评述及讨论本次课程设计比换热器的设计难度要大，主要是计算复杂、计算量大、考虑的细节较 多，但始终要把握计算的是一个设备。通过本次设计，使我认识到作为化工工艺专业的学 生，不仅要学好《化工原理》《化工计算》等专业课程，还要对设备等相关内容的课程要 、 掌握好，并且要联系实际把理论与实践很好的结合起来，只有这样才能学以致用。在整个 设计过程中要考虑很多问题，尤其是工艺尺寸的计算及流体力学验算的有关内容，要考虑 周到合理，否则会有“小毛病出大问题”的败笔出现。这就要求我考虑问题要全面详细， 要多学各方面的知识并能充分利用，用知识更好地去解决问题。由于本次设计是工程方面 的，因此在准确度上就没有纯理论的高，存在误差是在所难免的。如计算过程中数字的四 舍五入逐渐积累了较大的计算误差等，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差 可以大大地减小；计算出的筛孔数与实际排列的筛孔数存在误差，这就要求我在下面的计 算中应该用实际排出的孔数计算， 以减小误差。 在精馏段和提留段的计算上有一定的差别， 这就要求我综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。 总之， 在本次设计中我学到了很多知识， 同时使我认识到理论于实践的结合有多重要， 也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联 系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。十、重要经验关联式1.全塔效率： 1.全塔效率： 全塔效率 的经验式： 2.Hunt 的经验式： 3.漏液点气速： 3.漏液点气速： 漏液点气速 ET = 0.17 − 0.616 lg µ m3.25.7 × 10 −6 µ a ev = H − h′ σ f T µ ow = 4.43C 0 0.0056 + 0.13(hL − hσ ) ρ L / ρ v十一、 十一、参考文献[1] [2] [3] 化工原理 （下册）姚玉英主编 天津科学技术出版社 1992 石油化工基础数据手册 化学化工物性数据手册 化工工业出版社 青岛化工学院 全国图算学培训中心 组织编写19目录化工原理课程设计任务书 ........................................................................... 错误！未定义书签。 一、设计概述 ................................................................................................................................. 1 二、设计方案的确定及流程说明 ................................................................................................. 3 （一） 装置流程的确定 ............................................................................................................ 3 （二）流程图 ............................................................................................................................. 3 （三）操作条件 ......................................................................................................................... 3 三、塔的工艺计算 ......................................................................................................................... 3 （一）塔的物料衡算 ................................................................................................................. 5 （二）全塔物料衡算 ................................................................................................................. 5 （三）塔板数的确定 ................................................................................................................. 5 四、塔的工艺条件及物性数据计算 ............................................................................................. 6 五、气液负荷计算 ......................................................................................................................... 9 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 ................................................................................................. 9 七、筛板流体力学验算 ............................................................................................................... 12 八、塔板负荷性能图 ................................................................................... 错误！未定义书签。 (一)精馏段 ............................................................................................... 错误！未定义书签。 （二）提馏段 ........................................................................................... 错误！未定义书签。 九、设计结果一览表 ................................................................................................................... 18 十、设计评述及讨论 ................................................................................................................... 19 十一、 十一、重要经验关联式 ............................................................................................................... 19 十二、 十二、参考文献 ........................................................................................................................... 19化工原理课程设计指导老师： 指导老师： 郭 祖 鹏 老 师 姓 专 班 时 名： 鲁 生 英业： 0 6 盐 湖 系 级 ： 化 工 （4 ） 班 间：2009 年 06 月 02 日21
化工原理课程设计一、设计概述高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收 塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、 脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术 上不断改进。我国近 20 年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置 中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体 通量的 DT 塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传 质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆 500 万吨／年的润滑油型炼油厂分别配置 的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达~p8400mm，由国内研制的‘p10000mm 大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和 填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、 导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S 型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如 穿流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮 阀、泡罩塔板等。 （一）泡罩塔 泡罩塔是应用最早的板式塔，是 Celler 于 1813 年提出的，其主要构件是泡罩、升气 管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升 气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作 稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修不便， 且因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高，现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某 些优点，仍有沿用。（a） （二）浮阀塔 图 6 泡罩塔（b）浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动 的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据 气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 F－1 型（V－1 型） 、V－4 型、十字架型、和 A 型，其中 F－1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，1化工原理课程设计故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81） 。其阀孔直径为 39mm， 重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。F-1 型V-4 型A型十字架型 图 7 浮阀塔板 （三）筛板塔方形浮阀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） 。 筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便， 造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接 近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，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。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，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。垂直筛板 斜台装置导向孔 林德筛板 图 8 筛板塔板2化工原理课程设计二、设计方案的确定及流程说明（一） 装置流程的确定 精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。 热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，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，为此，在确定流程时应考虑 余热的利用，注意节能。 苯—氯苯混合液（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板 上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液 体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体 气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝 液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。 塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。（二）流程图 如右图所示： （三）操作条件 操作压力：精馏操作可在常压、减压 和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅 牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度 的选取有关。根据所处理的物料性质，本 设计中已制定为塔顶压力为 4kPa。 进料热状态：进料状态有 5 种，可用 进料状态参数 q 值来表示。本设计中已制 定为气液混合进料：液：气 = 1：2。 加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加 热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加 热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液 起一定稀释作用， 在进料条件和产品纯度、 轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应 降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。 回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量 D 一定时，V 的大小取决于回流比。 一般取操作回流比为最小回流比的 1.1～2 倍，即 R ＝ (1.1 ~ 2.0)Rmin 。三、塔的工艺计算已知参数： 苯、 甲苯混合液处理量， F＝5200kg/h；x F = 0.65 ；x D = 0.98 ；xW = 0.002 ；3化工原理课程设计回流比 R（自选） ；进料热状况，q = 1 3 ；塔顶压强，P塔顶 = 4kPa ；单板压降不大于 0.7 kPa 。 由《化学化工物性数据手册》P174 可知： 表 1 苯和氯苯的物理性质 项目 苯A 氯苯 B 分子式C6 H 6 C 6 H 5 cl分子量 M 78.114 112.559沸点（K） 353.3 404.9（℃） 临界压强 PC（atm） 临界温度 tC 562.1 632.4 48.3 44.6由《石油化工基础数据手册》P457 及内插计算可知： 表 2 苯和氯苯的饱和蒸汽压 温度 C080．1 757.62 147.44 1 1 110 2313 406.55 0.185 0.56385 889.26 179.395 0.818 0.957 115 2638.5 477.125 0.131 0.45690 1020.9 211.35 0.678 0.911 120 2964 547.7 0.0879 0.34395 1185.65 253.755 0.543 0.847 125 3355 636.505 0.0454 0.201100 1350.4 296.16 0.440 0.782 130 3746 725.31 0.0115 0.0566105 1831.7 351.35 5 0.276 0.665 131.75 4210 760 0 0PA ,mmHg PB ，mmHg00xy 温度 0 CPA ,mmHg PB ，mmHg0 0xy由《化学化工物性数据手册》P305 可知： 表 3 液体的表面张力 温度 苯，mN/m 氯苯，mN/m 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6由《化学化工物性数据手册》P299、P300 可知： 表 4 苯与氯苯的液相密度 温度(℃) 苯,kg/ m 3 氯苯,kg/ m 3 80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997由《化学化工物性数据手册》P303、P304 可知： 表 5 液体粘度 µ L 温度(℃) 苯（mP a .s） 氯苯 （mP a .s） 60 0.381 0.515 80 0.308 0.428 100 0.255 0.363 120 0.215 0.313 140 0.184 0.2744化工原理课程设计（一）塔的物料衡算 1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率xF =65 / 78 .114 = 0.728 65 / 78 .114 + 35 / 112 .55998. / 78.114 = 0.986 98 / 78.114 + 2 / 112.559 0.2 / 78 .114 xW = = 0.003 0.2 / 78 .114 + 99 .8 / 112 .559 2）平均分子量 xD =M F = 0.728 × 78.114 + (1 − 0.728) × 112.559 = 87.48Kg / Kmol M D = 0.986 × 78.114 + (1 − 0.986) × 112.559 = 78.60 Kg / KmolM W = 0.003 × 78.114 + (1 − 0.003) × 112.559 = 112.46 Kg / Kmol （二）全塔物料衡算 总物料衡算 易挥发组分物料衡算D '+W ' = 5200 0.98 D '+0..2W ' = 0.65 × 5200（1） （2）联立上式 （1） 、 解得：F '= 5200 kg h （2） 则F =F′ 5200 = = 59.44 Kmol / h M F 87.48D'= 3420.83 kg hD=W '= 1779.17 kg hD ′ 3420.83 = = 43.52 Kmol / h MD 78.60W=W ′ 1779.17 = = 15.82 Kmol / h MW 112.46（三）塔板数的确定 ⒈ 塔板数 N T 的计算 在本设计中，因苯—氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数 N T 。其计算方法 如下： （1）根据苯－氯苯的气液平衡数据作 x-y 图及 t -x-y 图（如上一页所示） 。通过气 液平衡关系计算，计算结果列于上表 2，通过表在 t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和 对角线，并标出 c 点（ x w 、 x w ） 点（ x F 、 x F ） 点（ x D 、 x D ）三点； 、e 、a （2）求最小回流比 Rmin 及操作回流比 R 。因气液混合进料（液：气 = 1：2）即 q = 1 3 ，1 xF q 0.728 x− = 3 − = −0.5 x + 1.092 ，在 x-y 图中对角线上 所以其 q 线方程为：q = 1 q −1 q −1 1 −1 −1 3 35化工原理课程设计自点 e 作出进料线（q 线） ，该线与平衡线的交点坐标为（ y q = 0.799, x q = 0.60 ） ，此即最 小 回 流 比 时 操 作 线 与 平 衡 线 的 交 点 坐 标 。 依 最 小 回 流 比 计 算 式 ：Rmin = xD − yq yq − xq = 0.986 − 0.799 = 0.94 0.799 − 0.60取操作回流比： R = 1.5Rmin = 1.5 × 0.94 = 1.41 精馏段操作线方程： y =R 1 1.41 0.986 x+ xD = x+ = 0.585 x + 0.410 R +1 R +1 1.41 + 1 1.41 + 1其截距为 0.41 b(0,0.410) ，连接点 b 和点 a 可以作出精馏段操作线方程，与 q 线交于点d ，连接点 d 、点 c 可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得： N T = 8 − 1 = 7 层（不包括再沸器） ，其中精馏段理论板 数为 3 层，提馏段为 4 层（不包括再沸器） ，第 4 层为加料板图如上一页所示 2. 全塔效率 ET 依式： ET = 0.17 − 0.616 lg µ m ，根据塔顶、塔底液相组成查 t -x-y 图，求得塔平均温 度为： 131 + 80 = 105.5 ℃，温度下进料液相平均粘度为： 2µ m = x F × µ 苯 + (1 − x F ) µ 氯苯 = 0.728 × 0.245 + (1 − 0.728) × 0.351 = 0.274mPa ⋅ .s则 ET = 0.17 − 0.616 lg µ m = 0.17 − 0.616 lg 0.274 = 0.516 ≈ 52% 3. 实际塔板数 N 3 4 = 5.8 ≈ （层） 6 提馏段： N 提 = = 7.7 ≈ （层） 8 0.52 0.52 故实际塔板数： N = 6 + 8 = 14 （层） 精馏段： N 精 =四、塔的工艺条件及物性数据计算1. 操作压强 Pm塔顶压强 PD = 4 +101.3 = 4 + 77.31 = 81.31kPa ，取每层板的压降为 0.7kPa，则进料板的 760 580压强为： PF = 6 × 0.7 + 81.3 = 85.51kPa ，塔底压强为： PW = PF + 8 × 0.7 = 91.11kPa ，故精馏段 平 均 操 作 压 强 为 ： Pm（精） =Pm（提） =85.51 + 91.11 = 88.31kPa 281.31 + 85.51 = 83.41kPa ， 提 馏 段 平 均 操 作 压 强 为 ： 22. 温度 t m根据操作压强，由下式试差计算操作温度： P = PA0 x A + PB0 x B ，经试差得到塔顶：6化工原理课程设计t D = 74.5 0 C ，进料板温度 t F = 82.5 0 C ，塔底： tW = 129.5 0 C ，则精馏段的平均温度：t m，精 =82.5 + 129.5 74.5 + 82.5 = 106 0 C 。 = 78.5 0 C ，提馏段的平均温度： t m ,提 = 2 23. 平均分子量 M m 塔顶： x D = y1 = 0.986 ， x1 = 0.997M VDm = 0.986 × 78.114 + (1 − 0.986) × 112.559 = 78.60 Kg / Kmol M LDm = 0.997 × 78.114 + (1 − 0.997) × 112.559 = 78.22 Kg / Kmol进料板：y F = 0.93 ， x F = 0.728M VFm = 0.930 × 78.114 + (1 − 0.930 ) × 112.559 = 80.53Kg / Kmol M LFm = 0.728 × 78.114 + (1 − 0.728) × 112.559 = 87.49 Kg / Kmol塔底：x w = 0.003 , y w = 0.11 M VWm = 0.11 × 78.114 + (1 − 0.11) × 112.559 = 108.77 Kg / Kmol M LWm = 0.003 × 78.114 + (1 − 0.003) × 112.559 = 112.46 Kg / Kmol则精馏段平均分子量： 78.60 + 80.53 78.22 + 87.49 M Vm（精） = = 82.85kg / kmol = 79.57 kg / kmol ， M Lm (精） = 2 2 提精馏段平均分子量： 108.77 + 80.53 87.49 + 112.46 M Vm（提） = = 94.65kg / kmol ， M Lm (提） = = 99.98kg / kmol 2 2 4. 平均密度 ρ m 1）液相密度 ρ Lm 根据主要基础数据表 4，由内插法得：塔顶：ρ LA = 823.6 Kg / m 3 ，ρ LB = 1045.1Kg / m 3 ， 塔底： ρ LA = 757.7 Kg / m 3 ， ρ LB = 985.6 Kg / m 3 ，由1 =1ρ Lm=ρ LAaA+ρ LBaB（ a 为质量分率）故塔顶：ρ LmD1 =0.98 0.02 + ，即 ρ LmD = 814.8 Kg / m 3 ； 823.6 1045.1塔底：ρ LmW0.002 0.998 + ，即 ρ LmW = 985.01Kg / m 3 ； 757.7 985.67化工原理课程设计进料板，由加料板液相组成 x A = 0.728aA = 0.728 × 78.114 = 0.65 0.728 × 78.114 + 1 − 0.728） 112.559 （ ×1ρ LmF=0.65 1 − 0.65 + ，故 ρ LmF = 879.5 Kg / m 3 813.5 1036.25故精馏段平均液相密度： ρ Lm（精） =814.8 + 879.5 = 847.15 Kg / m 3 2 985.01 + 879.5 提馏段平均液相密度： ρ Lm (提） = = 932.26kg/m 3 22） 气相密度 ρ mVρ mv（提） = ρ mv（精） =PM M V m（提） RT PM M V m（精） RT=88.31 × 79.57 = 2.27 Kg / m 3 8.314 × (78.5 + 273.1) 83.41 × 94.65 = 2.65Kg / m 3 8.314 × (106 + 273.1)=5. 液体表面张力 σ mσ m = ∑ xiσii =1n根 据 主 要 基 础 数 据 表 3 ， 由 内 插 法 得 ： σ A顶 = 21.86 , σ B顶 = 26.54 ，σ A进 = 20.90 , σ B进 = 25.9 ， σ A底 = 15.44 ， σ B底 = 20.56 。 σ m ,顶 = 0.986 × 21.86 + 0.014 × 26.54 = 21.63mN / m σ m ,进 = 0.728 × 20.90 + 0.272 × 25.90 = 22.26mN / m σ m ,底 = 0.003 × 15.44 + 0.997 × 20.56 = 20.54mN / m则精馏段平均表面张力： σ m ( 精） =21.63 + 22.26 = 21.95mN / m 2 20.56 + 22.26 提馏段平均表面张力： σ m（提） = = 21.41mN / m 26. 液体粘度 µ Lmµ lm = ∑ xiµii =1n根 据 主 要 基 础 数 据 表 3 ， 由 内 插 法 得 ： µ A顶 = 0.330 , µ B顶 = 0.450 ，8化工原理课程设计µ A进 = 0.286 , µ B进 = 0.40 ，µ A底 = 0.20 , µ B底 = 0.294 。µ L顶 = 0.980 × 0.330 + (1 − 0.986) × 0.45 = 0.331mPa ⋅ s µ L进 = 0.728 × 0.287 + (1 − 0.728) × 0.40 = 0.317mPa ⋅ s µ L底 = 0.003 × 0.20 + (1 − 0.003) × 0.294 = 0.294mPa ⋅ s故精馏段平均液相粘度 µ Lm ( 精） =0.331 + 0.317 = 0.324mpas 2 0.301 + 0.317 提馏段平均液相粘度 µ Lm（提） = = 0.306mPa ⋅ s 2五、气液负荷计算精馏段：V = (R + 1)D = (1.41 + 1) × 43.52 = 104.88Kmol / hVS = V × M Vm (精） 3600 ρ vm（精） = 104.88 × 79.57 = 1.02m 3 / s 3600 × 2.27L = RD = 1.41 × 43.52 = 61.36 Kmol / h Ls = LM Lm（精） 3600 ρ Lm（精） = 61.36 × 82.85 = 0.0017 m 3 / s 3600 × 847.15Lh = 0.0017 × 3600 = 6.12m 3 / h提馏段：L ′ = L + qF = 61.36 + 1 × 59.44 = 81.17 Kmol / h 3 V ′ = V + (q − 1) F = 104.88 + ( 1 − 1) × 59.44 = 65.25 Kmol / h 3 VS′ = ′ LS = V ′ × M Vm ( 提） 3600 ρ vm（提） L ′M Lm（提） 3600 ρ Lm（提） = 65.25 × 94.65 = 0.65m 3 / s 3600 × 2.65 81.17 × 99.98 = 0.0024m 3 / s 3600 × 932.26=L' h = 0.0024 × 3600 = 8.71m 3 / h六、塔和塔板主要工艺尺寸计算1. 塔径 D 塔板间距 HT 的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。9化工原理课程设计表 6 板间距与塔径关系 塔径 DT，m 板间距 HT， mm 0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600根 据 上 表 ， 初 选 板 间 距 H T = 0.40m ， 取 板 上 液 层 高 度 hL = 0.06m ， 故L H T − hL = 0.40 − 0.06 = 0.34m ；精馏段： S V S ρ Lm（精） 2 0.0017 847.15 2 = × = 0.032 ρ 1.02 2.27 vm（精） 1 1查《化工原理》---天津出版社（下册） P160 图 3—5 史密斯关联图，可得 C 20 = 0.075σ 依式 C = C 20 20 0. 2σ 校正物系表面张力为 21.95mN / m 时 C = C 20 20 0. 2 21.95 = 0.075 × 20 0.2= 0.0764µ max = Cρ L − ρV 847.15 − 2.27 = 0.0764 × = 1.474m / s ρV 2.27可取安全系数为 0.7（安全系数 0.6—0.8） ，则 µ = 0.7 µ max = 0.7 × 1.474 = 1.03m / s 故D =4VS = 4 × 1.02 = 1.12m 。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.911m/s。 π × 1.03 ρ Lm ( 提） 2 0.0024 932.26 2 = × = 0.0736 ρ 0.65 2.65 vm（提）1 1πµ L' 提馏段： S V ' S查《化工原理》---天津出版社（下册） P160 图 3—5 史密斯关联图，可得 C 20 = 0.068 ；依σ 式 C = C 20 20 0. 2σ 校正物系表面张力为 21.41mN / m 时 C = C 20 20 0. 2 21.41 = 0.068 × 20 0.2= 0.069µ max = Cρ L − ρV 932.26 − 2.65 = 0.069 × = 1.29m / s ρV 2.65可取安全系数为 0.7（安全系数 0.6—0.8） ，则 µ = 0.7 µ max = 0.7 × 1.29 = 0.903m / s 故D =4VS ' = 4 × 0.65 = 0.957 m 。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.799m/s。 π × 0.903πµ2. 溢流装置10化工原理课程设计选用单溢流、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： 单溢流取 lW = （0.6-0.8） 取堰长 l w 为 0.65D， lW = 0.65 × 1.2 = 0.78m D， 即 1)溢流堰长 l w ： 2)出口堰高 hW ： hW = hL − hOW 由 lW / D = 0.78 / 1.2 = 0.65 ，精馏段： Lh / lW′ 提馏段： Lh / lW2. 5 2. 5=6.12 = 11.390m ； 0.78 2.5=8.71 = 16.21m 0.78 2.5查《化工原理》---天津出版社（下册） P163 图 3—8 液流收缩系数计算可知：Ｅ为 1.030,2由 how2.84 Lh = E 1000 l w 3 2.84 Lh 得，精馏段：hOW = E 1000 lW 2 3 2.84 6.12 3 = × 1.030 × = 0.0116m 1000 0.78 2故 hw = 0.06 − 0.0116 = 0.0484m ；查《化工原理》---天津出版社（下册） P163 图 3—8 液流 收缩系数计算可知：Ｅ为 1.03,因此可得，′ 提馏段： hOW ′ 2.84 Lh = E ′ l 1000 W2 3 2.84 8.71 3 = × 1.03 × = 0.0146m 1000 0.78 2′ 故 hw = 0.06 − 0.0146 = 0.0454m3)降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 A f ： 由 l w / D = 0.65 查（ 《化工原理》 P164 图 3—10 弓形降液管的宽度与面积）得： ：Wd / D = 0.125 ， A f / AT = 0.072故 Wd = 0.125 D = 0.125 × 1.2 = 0.15m ， A f = 0.072 × 用式 τ =Af + HT Lsπ4D 2 = 0.072 ×π4× 1.2 2 = 0.0814m 2 ，利计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即τ =Af HT Ls=0.0814 × 0.40 = 19.153 s（＞5s，符合要求） 0.0017' 4)降液管底隙高度 ho ：取液体通过降液管底隙的流速 µ o = 0.08m / s则降液管底隙高度为：精馏段 ho =Ls 0.0017 = = 0.0272m ' l w × µ o 0.78 × 0.08 ′ Ls 0.0024 = = 0.0385m ' l w × µ o 0.78 × 0.0811′ 提馏段 ho =化工原理课程设计3. 塔板布置及 1)取边缘区宽度 WC = 0.035m ,安定区宽度 Ws = 0.065m πR 2 x Aa = 2 x R 2 − x 2 + sin −1 计算开空区面积，其中： 2)由式： R 180 R= x= 1 .2 D − WC = − 0.035 = 0.565m 2 2，D 1 .2 − (Wd + Ws ) = − (0.15 + 0.065) = 0.385m ； 所以 2 2π 0.385 2 Aa = 2 0.385 0.565 2 − 0.385 2 + × 0.565 2 sin −1 = 0.790m 180 0.565 4.塔的精馏段有效高度 4.塔的精馏段有效高度 Z 精馏段： Z = (6 − 1) × 0.4 = 5 × 0.4 = 2m 提馏段： Z = (8 − 1) × 0.4 = 7 × 0.4 = 2.8m （二）1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度 hPh p = hc + hl + hσ1) 干板压降相当的液柱高度 hc ：uoc (精 ) = 1.825 73.1ρV= 1.82573.1 = 23.766m / s 2.27，所以hc (精) = 19.9u0 0.175ρLρV= 19.9 × = 1.8256.60.175 = 0.033m 847.15uoc (提 ) = 1.82573.173.1 = 20.64m / s 2.65，所以hc (提 ) = 19.9u0 0.175ρL= 19.9 ×6.10.175 = 0.0293m 932.262)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl ： 本设备分离苯合甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 ε o ＝0.5，所以hl = ε o hL = 0.5 × 0.06 = 0.03m 。3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ ：12化工原理课程设计精馏段 hσ =4σ 4 × 21.95 × 10 −3 = = 0.0021m ， ρ L gd0 847.15 × 9.81× 0.0050故 hp = 0.033 + 0.03 + 0.0021 = 0.0651m 则单板压强： ∆PP = hp ρ L g = 0.0651× 847.15 × 9.81 = 541Pa 3 = = 0.00187 m ， ρ L gd0 932.26 × 9.81× 0.020故 hp = 0.0293 + 0.03 + 0.00187 = 0.061m 则单板压强 ： ∆PP = hP ρ L g = 0.061× 932.26 × 9.81 = 557.8 Pa Vs 泛点率 =ρ L − ρVρV+ 1.36 Ls Z L × 100% 或 泛点率 =Vsρ L − ρVρVKCF Ab0.78 KCF Ab×100%Z L = D − 2Wd = 1.2 − 2 × 0.15 = 0.9mAb = AT − 2 Af =π4×1.2 2 − 2 × 0.0814 = 0.968m 2查泛点负荷系数图得 CF = 0.122 取物性系数 K = 1.0 。则1.02+ 1.36 × 0.0050 × 1.35 847.15 − 2.27 × 100% = 52.4% 1.0 × 0.108 × 0.968 2.27精馏段： 泛点率 =2.27 847.15 − 2.27 ×100% = 64.7% 及 泛点率 = 0.78 × 1.0 × 0.108 × 0.968 1.02两者均小于 80%，故可知雾沫夹带量能够满足 eV 0.65+ 1.36 × 0.0024 × 0.9 932.26 − 2.65 × 100% = 36% 1.0 × 0.108 × 0.968 2.65提馏段： 泛点率 =及 泛点率 =932.26 − 2.65 × 100% = 42.5% 0.78 × 1.0 × 0.108 × 0.9680.652.65两者均小于 80%，故可知雾沫夹带量能够满足 eV 13化工原理课程设计会发生过量雾沫夹带。 (一)精馏段 一 精馏段 雾沫夹带线（ 1. 雾沫夹带线（1）Vs 泛点率 =ρ L − ρVρV+ 1.36 Ls Z L × 100%KCF Ab按泛点率为 80%计算如下VS+ 1.36 LS × 0.9 847.15 − 2.27 = 0.80 1.0 × 0.108 × 0.9682.27整理得0.0518VS + 1.224 LS = 0.0836 表（1）LS (m 3 / s ) VS (m 3 / s )1× 10−3 2 × 10−3（1）1.591．56依表中数据在 VS—LS 图中作出雾沫夹带线。 液泛线（ 2. 液泛线（2） 由式 φ HT + hw = hp + hL + hd = hp + hl + h 0 + hL + hd 确定液泛线，() Ls ρ u2 2.84 3600 Ls + (1 + ε 0 ) hW + E φ ( H T + hW ) = 5.34 V 0 + 0.153 lW h0 1000 lW ρL 2g 223 因物系 一定，塔板结构尺寸一定，则 H T 、 hW 、 h0 、 lW 、 ρV 、 ρ L 、ε 0 及 φ 等均为定值，而 u0 与 Vs又有如下关系，即 u0 =π4Vs d N2 0式中 N 与 d 0 亦为定值， 因此可将上式简化成 Vs 与 Ls 的如下关系式 Vs2 = 1.20 − 2984 L2 − 11.3L2 3 （其中，取 φ = 0.3 ） s s 在操作范围内取 4 个 L S 值，依上式计算值列于附表中： 附表（ 附表（2）LS m 3 / s VS m 3 / s()0.6 × 10 −41.5 × 10 −33.0 × 10 −34.5 × 10 −3()1.201．040.940.832依表中数据作出液泛线。14化工原理课程设计液相负荷上限线（ 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 LS ,max =H T ⋅ Afτ=0.4 × 0.0814 = 0.00814m3 / s 4液相负荷上限线为 VS—LS 图中与气相流量 V s 无关的垂线。 漏液线（ 4. 漏液线（4）Vs ,min =π4d 02 Nu0 =π4× (0.005) 2 × 129 × 6.6 = 0.017 m3 / s漏液线为 VS—LS 图中与气相流量 Ls 无关的平行线。 液相负荷下限线（ ： 5. 液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度 how = 0.006m 为液相负荷下限条件，取 E ≈ 1.0 则how 2.84 3600 LS , min 2 / 3 2.84 3600 LS ,min 3 = E( ) ； 即 0.006 = ×1 lw 1000 1000 0.78 2整理上式得 Ls ,min = 6.65 × 10−4 m3 / s 在 VS—LS 图作线（5） ，即为液相负荷下限线。 将以上 5 条线标绘于图（ VS − LS 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。上限为雾沫夹带控制 VS ,max ，下限为液泛 控制 Vs ,min 。如下图所示15化工原理课程设计（二）提馏段 雾沫夹带线（ 1. 雾沫夹带线（1）Vs 泛点率 =ρ L − ρVρV+ 1.36 Ls Z L × 100%KCF Ab按泛点率为 80%计算如下VS+ 1.36 LS × 0.9 932.26 − 2.65 = 0.80 1.0 × 0.108 × 0.9682.65整理得0.0534VS + 1.224 LS = 0.084表（4）LS (m 3 / s ) VS (m 3 / s )1× 10−3 2 × 10−31.551.52依表中数据在 VS—LS 图中作出雾沫夹带线。 液泛线（ 2. 液泛线（2） 由式 φ HT + hw = hp + hL + hd = hp + hl + h 0 + hL + hd 确定液泛线，2 L ρV u0 2.84 3600 Ls + 0.153 s + (1 + ε 0 ) hW + E φ ( H T + hW ) = 5.34 1000 lW ρL 2g lW h0 2 23() 因物系 一定，塔板结构尺寸一定，则 H T 、 hW 、 h0 、 lW 、 ρV 、 ρ L 、ε 0 及 φ 等均为定值，而 u0 与 Vs又有如下关系，即u0 =π4Vs d N2 0式中 N 与 d 0 亦为定值，因此可将上式简化成 Vs 与 Ls 的如下 关系式Vs2 = 1.61 − 4006 L2 − 18.7 L2 3 （其中，取 φ = 0.3 ） s s在操作范围内取 4 个 L S 值，依上式计算值列于附表中： 表（5）′ L S (m 3 / s )0.6 × 10 −4 1.5 × 10 −33.0 × 10 −34.5 × 10 −3VS′ (m 3 / s )1.581.361.191.0216化工原理课程设计依表中数据在 VS—LS 图中作出液泛线。 液相负荷上限线（ 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 由下式 LS ,max =H T ⋅ Afτ=0.4 × 0.0814 = 0.00814m3 / s 4液相负荷上限线，为 VS—LS 图中与气相流量 V s′ 无关的垂线。 漏液线（ 4. 漏液线（4）Vs ,min =π4d 02 Nu0 =π4× (0.005) 2 × 89 × 6.1 = 0.011m3 / s漏液线为 VS—LS 图中与气相流量 Ls 无关的平行线。 液相负荷下限线 限线（ ： 5. 液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度 how = 0.006m 为液相负荷下限条件，取 E ≈ 1.0 则how2.84 3600 LS ,min 3 2.84 3600 LS , min 2 / 3 = E( ) ； 即 0.006 = ×1 lw 1000 0.78 10002整理上式得 Ls ,min = 6.65 × 10−4 m3 / s 在 VS—LS 图作线（5） ，即为液相负荷下限线。 将以上 5 条线标绘于图（ VS − LS 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。上限为液相负荷上限控制 VS ,max ，下限为 液泛控制 Vs ,min 。如下图所示17化工原理课程设计九、设计结果一览表项目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 气相 液相 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u 单位 kPa ℃ m3/s m /s 块 m m m m/s3计算数据 精馏段 83.41 78.5 1.02 0.0017 6 0.4 2.0 1.2 0.911 单流型 弓形 提留段 88.31 106 0.65 0.0024 8 0.4 2.8 1.2 0.799 单流型 弓形 0.78 0.0454 0.15 0.0385 0.06 5.0 20.0 2262 0.044 20.64 0.0061 4 0.129 0.0021 液泛控制 漏液控制 1.1 0.3 3.67实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢 流 装 置 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性lw hw Wd ho hL do t n A0 uo hP τ Hd eVm m m m m mm mm 孔 m2 m/s kPa s m kg 液/kg 气0.78 0.04841 0.15 0.0272 0.06 5.0 15.0 4098 0.079 23.76 0.0651 4 0.123 0.011 雾沫夹带控制 漏液控制VS·max VS·minm /s m /s331.59 0.55 2.9718化工原理课程设计十、设计评述及讨论本次课程设计比换热器的设计难度要大，主要是计算复杂、计算量大、考虑的细节较 多，但始终要把握计算的是一个设备。通过本次设计，使我认识到作为化工工艺专业的学 生，不仅要学好《化工原理》《化工计算》等专业课程，还要对设备等相关内容的课程要 、 掌握好，并且要联系实际把理论与实践很好的结合起来，只有这样才能学以致用。在整个 设计过程中要考虑很多问题，尤其是工艺尺寸的计算及流体力学验算的有关内容，要考虑 周到合理，否则会有“小毛病出大问题”的败笔出现。这就要求我考虑问题要全面详细， 要多学各方面的知识并能充分利用，用知识更好地去解决问题。由于本次设计是工程方面 的，因此在准确度上就没有纯理论的高，存在误差是在所难免的。如计算过程中数字的四 舍五入逐渐积累了较大的计算误差等，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差 可以大大地减小；计算出的筛孔数与实际排列的筛孔数存在误差，这就要求我在下面的计 算中应该用实际排出的孔数计算， 以减小误差。 在精馏段和提留段的计算上有一定的差别， 这就要求我综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。 总之， 在本次设计中我学到了很多知识， 同时使我认识到理论于实践的结合有多重要， 也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联 系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。十、重要经验关联式1.全塔效率： 1.全塔效率： 全塔效率 的经验式： 2.Hunt 的经验式： 3.漏液点气速： 3.漏液点气速： 漏液点气速 ET = 0.17 − 0.616 lg µ m3.25.7 × 10 −6 µ a ev = H − h′ σ f T µ ow = 4.43C 0 0.0056 + 0.13(hL − hσ ) ρ L / ρ v十一、 十一、参考文献[1] [2] [3] 化工原理 （下册）姚玉英主编 天津科学技术出版社 1992 石油化工基础数据手册 化学化工物性数据手册 化工工业出版社 青岛化工学院 全国图算学培训中心 组织编写19目录化工原理课程设计任务书 ........................................................................... 错误！未定义书签。 一、设计概述 ................................................................................................................................. 1 二、设计方案的确定及流程说明 ................................................................................................. 3 （一） 装置流程的确定 ............................................................................................................ 3 （二）流程图 ............................................................................................................................. 3 （三）操作条件 ......................................................................................................................... 3 三、塔的工艺计算 ......................................................................................................................... 3 （一）塔的物料衡算 ................................................................................................................. 5 （二）全塔物料衡算 ................................................................................................................. 5 （三）塔板数的确定 ................................................................................................................. 5 四、塔的工艺条件及物性数据计算 ............................................................................................. 6 五、气液负荷计算 ......................................................................................................................... 9 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 ................................................................................................. 9 七、筛板流体力学验算 ............................................................................................................... 12 八、塔板负荷性能图 ................................................................................... 错误！未定义书签。 (一)精馏段 ............................................................................................... 错误！未定义书签。 （二）提馏段 ........................................................................................... 错误！未定义书签。 九、设计结果一览表 ................................................................................................................... 18 十、设计评述及讨论 ................................................................................................................... 19 十一、 十一、重要经验关联式 ............................................................................................................... 19 十二、 十二、参考文献 ........................................................................................................................... 19化工原理课程设计指导老师： 指导老师： 郭 祖 鹏 老 师 姓 专 班 时 名： 鲁 生 英业： 0 6 盐 湖 系 级 ： 化 工 （4 ） 班 间：2009 年 06 月 02 日21