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35% (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41000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 自选。

(3)回流比R=（1.1-3）Rmin。

(4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式 F1型浮阀塔 设备工作日：每年330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 6 1．设计方案的思考 6 2.设计方案的特点 6 3．工艺流程的确定 6 一．设备工艺条件的计算 8 1．设计方案的确定及工艺流程的说明 8 2．全塔的物料衡算 8 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 8 2.2 平均摩尔质量 8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 8 3．塔板数的确定 9 3.1理论塔板数的求取 9 3.2 确定操作的回流比R 10 3.3求理论塔板数 11 3.4 全塔效率 12 3.5 实际塔板数（近似取两段效率相同） 13 4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 13 4.1平均压强 13 4.2 平均温度 14 4.3平均分子量 14 4.4平均密度 15 4.5 液体的平均表面张力 16 4.6 液体的平均粘度 17 4.7 气液相体积流量 18 6 主要设备工艺尺寸设计 19 6.1 塔径 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 20 7.1 溢流装置 20 7.2 塔板布置 23 二 塔板流的体力学计算 25 1 塔板压降 25 2 液泛计算 27 3雾沫夹带的计算 28 4塔板负荷性能图 30 4.1 雾沫夹带上限线 30 4.2 液泛线 31 4.3 液相负荷上限线 32 4.4 气体负荷下限线（漏液线） 33 4.5 液相负荷下限线 33 三 板式塔的结构与附属设备 35 1 塔顶空间 35 2 塔底空间 36 3 人孔数目 36 4 塔高 36 浮阀塔总体设备结构简图：
37 5接管 38 5.1 进料管 38 5.2 回流管 38 5.3 塔顶蒸汽接管 39 5.4 釜液排出管 39 5.5 塔釜进气管 40 6法兰 40 7 筒体与封头 41 7.1 筒体 41 7.2 封头 41 7.3 裙座 41 8 附属设备设计 41 8.1 泵的计算及选型 41 8.2 冷凝器 42 8.3 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Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2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330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 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：
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/℃ 80 90 100 110 120 130 140 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 两相摩尔分率 x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 相对挥发度 5.135135 5 4.607509 4.4 4.143646 3.94993 3.815789 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x—y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 x y 精馏段 0.986 0.986 0.94344 0.986 0.94344 0.9677184 0.873063 0.9677184 0.873063 0.937488 0.762776 0.937488 0.762776 0.8901142 提镏段 0.62883 0.8901142 0.62883 0.7558743 0.400507 0.7558743 0.400507 0.4812013 0.171981 0.4812013 0.171981 0.2062848 0.053891 0.2062848 0.053891 0.0642218 0.013589 0.0642218 0.013589 0.0157384 0.003068 0.0157384 0.003068 0.0030813 x<0.00288 0.002473 0.010878 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0.07~1.4mPa·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℃ 20 40 60 80 100 120 140 苯 粘度mPa·s 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯 粘度mPa·s 0.75 0.56 0.44 0.35 0.28 0.24 0. 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，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 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σ 温度 80 85 110 115 120 131 σA 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 σB 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4 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，℃ 60 80 100 120 140 苯mPas 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯mPas 0.515 0.428 0.363 0.313 0.274 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0.02~0.025m，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0.02~0.025m，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9~14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9~14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3~5 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3~5 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 2.431 2.345 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 2.619 2.534 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 2.52 2.03 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 3.243 3.051 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3～5s。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3～5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（1.5～2.0）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10～15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留1～2m。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D≥1000mm的板式塔， 每隔6～8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Φ70×3 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Φ60×4 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Φ299×12 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Φ299×10 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 5010 7 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：Q235 7.2 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 4746-2002 7.3 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M30 8 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Φ68×3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λ 由 ∴λ=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IS50-32-125 8.2 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：G436Ⅱ-2.5-59.24 8.3 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() G600Ⅱ-2.5-164.6 DN mm PN MPa 换热面积 m2 600 2.5 164.6 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/℃ 84.29 1 平均温度tm/℃ 113.3 2 平均压力pm/kPa 107.4 2 平均压力pm/kPa 113.7 3 气相流量Vs/(m3/s) 1.742 3 气相流量Vs/(m3/s) 1.770 4 液相流量Ls/(m3/s) 0.00254 4 液相流量Ls/(m3/s) 0.00853 5 汽相平均密度（kg/m3） 2.87 5 汽相平均密度（kg/m3） 3.35 6 实际总塔板数 6 6 实际塔板数 14 7 塔径/m 1.6 7 塔径/m 1.6 8 板间距/m 0.45 8 板间距/m 0.45 9 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/m 1.28 11 堰长/m 1.28 12 堰高/m 0.0496 12 堰高/m 0.0364 13 板上液层高度/m 0.06 13 板上液层高度/m 0.06 14 堰上液层高度/m 0.0104 14 堰上液层高度/m 0.0236 15 降液管底隙高度/m 0.0268 15 降液管底隙高度/m 0.0266 16 安定区宽度/m 0.08 16 安定区宽度/m 0.08 17 边缘区宽度/m 0.05 17 边缘区宽度/m 0.05 18 开孔区面积/m2 1.10 18 开孔区面积/m2 1.10 19 阀孔直径/m 0.039 19 阀孔直径/m 0.039 20 阀孔数目 206 20 阀孔数目 206 21 孔中心距/m 0.075 21 孔中心距/m 0.065 22 开孔率/% 12.24 22 开孔率/% 12.24 23 空塔气速/(m/s) 0.9717 23 空塔气速/(m/s) 0.9567 24 阀孔气速/(m/s) 6.56 24 阀孔气速/(m/s) 7.19 26 单板压降/KPa 0.7 26 单板压降/KPa 0.7 27 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（%） 58.56 29 泛点率（%） 59.36 30 气相负荷上限/(m3/s) 2.38 30 气相负荷上限/(m3/s) 2.40 31 气相负荷下限/(m3/s) 0.80 31 气相负荷下限/(m3/s) 0.74 32 操作弹性 2.98 32 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，从而让自己少走弯路。

在此，特别感谢化工原理教研室的陈鸿雁老师以及我的小组成员们，通过与他/她们的交流使得设计工作得以圆满完成。在此我向他/她们表示衷心的感谢！ 六 符号说明：
Aa——塔板开孔区面积，m2 Af——降液管截面积，m2 A0——阀孔总面积，m2 At——塔截面积，m2 c0——流量系数，无因次 C——计算umax时的负荷系数，m/s d ——填料直径，m d0——筛孔直径，m D ——塔径，m DL——液体扩散系数，m2/s DV——气体扩散系数，m2/s ev——液沫夹带量，kg(液)/kg(气) E——液流收缩系数，无因次 ET——总板效率，无因次 F——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) F0——阀孔气相动能因子， g——重力加速度，9.8m/s2 h——填料层分段高度，m h1——进口堰与降液管间的水平距离，m hc——与干板压降相当的液柱高度，m液柱 hd——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m hf——塔板上鼓泡层高度，m hl——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱 hL——板上清液层高度，m hmax——允许的最大填料层高度，m h0——降液管的低隙高度，m hOW——堰上液层高度，m hW——出口堰高度，m h’W——进口堰高度，m hδ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱 H——板式塔高度，m HB——塔底空间高度，m Hd——降液管内清液层高度，m HD——塔顶空间高度，m HF——进料板处塔板间距，m HOG——气相总传质单元高度，m HP——人孔处塔板间距，m HT——塔板间距，m H1——封头高度， H2——裙座高度， lW——堰长，m Lh——液体体积流量，m3/h Ls——液体体积流量，m3/h Lw——润湿速率，m3/（m•h） m——相平衡常数，无因次 n——阀孔数目 NT——理论板层数 P——操作压力，Pa △P——压力降，Pa △PP——气体通过每层筛板的压降，Pa r——鼓泡区半径，m u——空塔气速，m/s uF——泛点气速，m/s u0——气体通过阀孔的速度，m/s u0，min——漏液点气速，m/s u’0——液体通过降液管底隙的速度，m/s Vh——气体体积流量，m3/h Vs——气体体积流量，m3/h wL——液体质量流量，㎏/h wV——气体质量流量，㎏/h Wc——边缘无效区宽度，m Wd——弓形降液管宽度，m x——液相摩尔分数 X——液相摩尔比 y——气相摩尔分数 Y——气体摩尔比 Z——填料层高度 ，m β——充气系数，无因次；

ε——空隙率，无因次 θ——液体在降液管内停留时间，s μ——粘度，Pa•s ρ——密度，kg/m3 σ——表面张力，N/m φ——开孔率或孔流系数，无因次 Φ——填料因子，l/m ψ——液体密度校正系数，无因次 下标 max——最大的 min——最小的 L——液相 V——气相