苯氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计化工原理课程设计.doc

课程设计说明书课程设计名称 化工原理课程设计 课程设计题目 苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓 名 学 号 专 业 班 级 指导教师 提交日期 化工原理课程设计任务书(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设计任务(1)原料液中含氯苯42%(质量)。(2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2(质量)。(3)年产纯度为99.8的氯苯吨1200吨操作条件 (1)塔顶压强4KPa(表压)，单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态 :露点进料。 (3)回流比R=（1.1-3）Rmin。 (4)塔底加热蒸汽压强0.5 MPa(表压) 设备型式F1型浮阀塔设备工作日：每年300天，每天24小时连续运行。（三）设计内容1）设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。9) 辅助设备的设计与选型2设计图纸要求：1) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 （四）参考资料1 物性数据的计算与图表2 化工工艺设计手册3化工过程及设备设计4化学工程手册5化工原理苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。 目录前 言61设计方案的思考62.设计方案的特点63工艺流程的确定6一设备工艺条件的计算81设计方案的确定及工艺流程的说明82全塔的物料衡算82.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率82.2 平均摩尔质量82.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率83塔板数的确定93.1理论塔板数的求取93.2 确定操作的回流比R103.3求理论塔板数113.4 全塔效率123.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）134操作工艺条件及相关物性数据的计算134.1平均压强134.2 平均温度144.3平均分子量144.4平均密度154.5 液体的平均表面张力164.6 液体的平均粘度174.7 气液相体积流量186 主要设备工艺尺寸设计196.1 塔径197 塔板工艺结构尺寸的设计与计算207.1 溢流装置207.2 塔板布置23二 塔板流的体力学计算251 塔板压降252 液泛计算273雾沫夹带的计算284塔板负荷性能图304.1 雾沫夹带上限线304.2 液泛线314.3 液相负荷上限线324.4 气体负荷下限线（漏液线）334.5 液相负荷下限线33三 板式塔的结构与附属设备351 塔顶空间352 塔底空间363 人孔数目364 塔高36浮阀塔总体设备结构简图：375接管385.1 进料管385.2 回流管385.3 塔顶蒸汽接管395.4 釜液排出管395.5 塔釜进气管406法兰407 筒体与封头417.1 筒体417.2 封头417.3 裙座418 附属设备设计418.1 泵的计算及选型418.2 冷凝器428.3 再沸器43四 计算结果总汇44五 结束语45六 符号说明：45前 言1设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm、高度0.51.5m，每段塔节可设置12个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。2.设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3工艺流程的确定原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图一设备工艺条件的计算1设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1），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。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2全塔的物料衡算2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。2.2 平均摩尔质量2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有： ,全塔物料衡算： 釜液处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 3塔板数的确定3.1理论塔板数的求取1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下： 表3-1 相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.1351 54.60754.44.14363.94993.8157本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为：3.2 确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得曲线。 图3-1 苯氯苯混合液的xy图在图上，因，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485倍，即：求精馏塔的汽、液相负荷 3.3求理论塔板数精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下：表3-2 相关数据计算xy精馏段0.9860.9860.943440.9860.943440.96771840.8730630.96771840.8730630.9374880.7627760.9374880.7627760.8901142提镏段0.628830.89011420.628830.75587430.4005070.75587430.4005070.48120130.1719810.48120130.1719810.20628480.0538910.20628480.0538910.06422180.0135890.06422180.0135890.01573840.0030680.01573840.0030680.0030813x<0.002880.0024730.010878 图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数 块（包括再沸器）加料板位置 3.4 全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa·s的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。 查图一，由=0.986 =0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：=80.43 =138.48，全塔平均温度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5根据表3-4表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度mPa·s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPa·s0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。3.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块4操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底： 精馏段平均压强提镏段平均压强4.2 平均温度利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,加料板 ，塔底温度 ，精馏段平均温度 提镏段平均温度 4.3平均分子量精馏段： 液相组成：，气相组成：，所以 提镏段：液相组成：，气相组成：，所以 4.4平均密度4.4.1 液相平均密度 表4-1 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：氯苯 ： 推荐：式中的t为温度，塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：提镏段：4.4.2汽相平均密度精馏段：提镏段：4.5 液体的平均表面张力表5-1 组分的表面张力温度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液体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，用内插法得， , 进料板液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 塔底液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 精馏段液相平均表面张力为提镏段液相平均表面张力为4.6 液体的平均粘度 表三 不同温度下苯氯苯的粘度 温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示4.6.1 塔顶液相平均粘度，4.6.2 进料板液相平均粘度，4.6.3 塔底液相平均粘度， ，,4.7 气液相体积流量精馏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量提镏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量6 主要设备工艺尺寸设计6.1 塔径精馏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 精馏段的塔径 按标准塔径圆整取提镏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为精馏段的塔径按标准塔径圆整取7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算7.1 溢流装置因塔径为1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长（出口堰长）取精馏段堰上溢流强度,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度,满足强度要求。7.1.2出口堰高对平直堰精馏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理)提镏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理)7.1.3 降液管的宽度和降液管的面积由，查化工原理课程设计P112图5-7得，即：，。 液体在降液管内的停留时间精馏段：（满足要求）提镏段：（满足要求）7.1.4 降液管的底隙高度精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理提镏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理选用凹形受液盘，深度7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分块本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分为4块。7.2.2 边缘区宽度确定 取 7.2.3 开孔区面积计算 其中： 故 7.2.4 浮阀数计算及其排列精馏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在914的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在914的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列二 塔板流的体力学计算1 塔板压降精馏段（1）计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即（2） 计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式（3）计算液体表面张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为 提镏段：(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为2 液泛计算式精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：则 为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计可见，所夹带气体可以释出。提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：，则为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计可见，所夹带气体可以释出。3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积精馏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及提镏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。4塔板负荷性能图4.1 雾沫夹带上限线对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有精馏段：整理后得即 即为负荷性能图中的线(y1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 提镏段：整理后得即 即为负荷性能图中的线(y1) 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 4.2 液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。提镏段：；代入上式整理后便可得与的关系，即 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.2433.051 2.792 2.455 1.983 1.221 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。4.3 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得精馏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。提镏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。4.4 气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量精馏段：,即负荷性能图中的线(y4)。提镏段：,即负荷性能图中的线(y4)。4.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 、代入的值则可求出和精馏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).提镏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(y5).精馏段负荷性能图如下：在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1可知，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,气相负荷下限，所以可得提馏段负荷性能图如下：在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-2可知，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,气相负荷下限所以可得三 板式塔的结构与附属设备1 塔顶空间塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为（1.52.0）HT。取除沫器到第一块板的距离为。故取塔顶空间为：2 塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留1015min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留12m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：取3 人孔数目人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求， 对于D1000mm的板式塔， 每隔68块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本塔中共20块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。每个孔直径为，厚，高52mm。在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开个人孔，直径为 ，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此4 塔高板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段板间距，m； Np实际塔板数； S 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） H1封头高度；m H2裙座高度；m 塔体总高度：浮阀塔总体设备结构简图：5接管5.1 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：, ,则体积流量 取管内流速则管径查无隙钢管标准，取进料管规格70×3 则管内径d=64mm进料管实际流速5.2 回流管采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，塔顶液相平均摩尔质量则液体流量取管内流速，则回流管直径查无隙钢管标准，取回流管规格60×4 则管内直径d=52mm回流管内实际流速5.3 塔顶蒸汽接管塔顶汽相平均摩尔质量 塔顶汽相平均密度则蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则查无隙钢管标准，取回流管规格299×12 则实际管径d=275mm塔顶蒸汽接管实际流速5.4 釜液排出管塔底 ，塔顶汽相平均摩尔质量 平均密度体积流量：取管内流速则查无隙钢管标准，取回流管规格则实际管径d=33mm塔顶蒸汽接管实际流速5.5 塔釜进气管，塔顶汽相平均摩尔质量 塔釜蒸汽密度则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格299×10 则实际管径d=280mm塔顶蒸汽接管实际流速6法兰由于常压操作，设计压力为0.4MPa，故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：进料管接管法兰：PN0.6DN70 HG 5010回流管接管法兰：PN0.6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500 HG 50107 筒体与封头7.1 筒体 精馏段D=1600mm，取壁厚， 材质：Q235提馏段D=1600mm，取壁厚， 材质：Q2357.2 封头 封头采用椭圆形封头。塔顶：由公称直径DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3选用封头 DN1600×8，JB/T 4746-2002塔釜：由公称直径DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3选用封头 DN1600×8，JB/T 4746-20027.3 裙座由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直径取M308 附属设备设计8.1 泵的计算及选型进料温度 已知进料量 取管内流速，则则管径故可采用故可采用68×3的离心泵。则内径d=62mm，得：取绝对粗糙度为：； 则相对粗糙度为：摩擦系数 由 =0.0107进料口位置高度：h=（14-1）×0.45+2.1+0.4+3=11.35m扬程：可选择泵为IS50-32-1258.2 冷凝器塔顶温度tD=80.43 冷凝水t1=20 t2=30 则由tD=80.43 查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数则传热面积冷凝水流量选型：G436-2.5-59.248.3 再沸器塔底温度tw=138.48 用t0=150的蒸汽，釜液出口温度t1=142则 由tw=138.48 查液体比汽化热共线图得则取传热系数 则传热面积加热蒸汽的质量流量选用热虹吸式再沸器() G600-2.5-164.6DN mmPN MPa换热面积 m26002.5164.6四 计算结果总汇序号精馏段项目数值序号提馏段项目数值1平均温度tm/84.291平均温度tm/113.32平均压力pm/kPa107.42平均压力pm/kPa113.73气相流量Vs/(m3/s)1.7423气相流量Vs/(m3/s)1.7704液相流量Ls/(m3/s)0.002544液相流量Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度（kg/m3）2.875汽相平均密度（kg/m3）3.356实际总塔板数66实际塔板数147塔径/m1.67塔径/m1.68板间距/m0.458板间距/m0.459溢流形式单溢流9溢流形式单溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰长/m1.2811堰长/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液层高度/m0.0613板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.010414堰上液层高度/m0.023615降液管底隙高度/m0.026815降液管底隙高度/m0.026616安定区宽度/m0.0816安定区宽度/m0.0817边缘区宽度/m0.0517边缘区宽度/m0.0518开孔区面积/m21.1018开孔区面积/m21.1019阀孔直径/m0.03919阀孔直径/m0.03920阀孔数目20620阀孔数目20621孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.06522开孔率/%12.2422开孔率/%12.2423空塔气速/(m/s)0.971723空塔气速/(m/s)0.956724阀孔气速/(m/s)6.5624阀孔气速/(m/s)7.1926单板压降/KPa0.726单板压降/KPa0.727负荷上限雾沫夹带控制27负荷上限雾沫夹带控制28负荷下限漏液控制28负荷下限漏液控制29泛点率（%）58.5629泛点率（%）59.3630气相负荷上限/(m3/s)2.3830气相负荷上限/(m3/s)2.4031气相负荷下限/(m3/s)0.8031气相负荷下限/(m3/s)0.7432操作弹性2.9832操作弹性3.24五 结束语对于设计过程我们通过查阅各种文献得到数据，公式最后汇总，通过给出的设计任务书进行计算，使我们的自学能力，汇总能力都得到了提高。在这之中，我觉得难处主要有三点：一是查找资料。找资料其实不难，关键是如何去辨别找到的资料是否有用，有时会找到两套不同的数据，然后就得自己去辨别了。比如查找苯和氯苯的安托因常数，就找到了两组不同的数据，只能自己将数据代入计算看哪一个合理，所以很是麻烦。二是计算。计算是个很磨练人耐心的事情，稍一不小心就会算错，而且有可能当时还不知道，到头来发现不对就得改好多东西，所以说这确实要有耐心。不能太粗心，做错了也得认真的改过来，不发脾气争取不再出错。三是画图。因为以前没有学习过CAD制图，所以在制作塔设备图大家都去学习CAD的基本作图知识，在大家的一起交流合作下才成功把图做好。 课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，