1、化工原理课程设计说明书设计题目：苯-氯苯板式精馏塔工艺设计设 计 者: 日 期: 组 员： 指导老师： 设计成绩： 课程设计题目苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计一、设计题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.8%的氯苯 60000 吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯为 38%（以上均为质量%） 。二、操作条件1.塔顶压强 4kPa（表压） ；2.进料热状况，泡点进料；3.回流比，2R min；4.塔釜加热蒸汽压力 0.5MPa（表压） ；5.单板压降不大于 0.7kPa；6.年工作日 300 天，每天 24 小时连续运行。三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说
2、明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压 （mmHg）ip温度， （） 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip氯苯 148 205 293 400 543 719 7602.组分的液相密度 （kg/m 3）温度， （） 80 90 100 110 120 130苯 817 805
3、793 782 770 757氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 推荐：tA187.92 tA186.392氯苯 推荐：BB05741式中的 t 为温度，。3.组分的表面张力 （mN/m）温度， （） 80 85 110 115 120 131苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4双组分混合液体的表面张力 可按下式计算：m（ 为 A、B 组分的摩尔分率）ABAmx、4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3103kJ/kmol。纯组分的
4、汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度： ）38.01238.012trc C2.59ct5.其他物性数据可查化工原理附录。目 录一、前言 1二、产品与设计方案简介 2（一）产品性质、质量指标 2（二）设计方案简介 3（三）工艺流程及说明 3三、工艺计算及主体设备设计 4（一）全塔的物料衡算 41）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 42）平均摩尔质量 43）料液及塔顶底产品的摩尔流率 4（二）塔板数的确定 51）理论塔板数的求取 52）实际塔板数 7（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 71）平均压强 72）平均温度 73）平均分子量 74）平均密度 85）液体的平均表面
5、张力 86）液体的平均粘度 9（四）精馏段的汽液负荷计算 9（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 91）塔径 92）塔板工艺结构尺寸的设计与计算 .10（六）塔板上的流体力学验算 .121）气体通过筛板压降和的验算 .122）雾沫夹带量的验算 .143）漏液的验算 .144）液泛的验算 .14（七）塔板负荷性能图 .141）雾沫夹带线（1） 142）液泛线（2） 153）液相负荷上限线（3） 164）漏液线（气相负荷下限线） （4） .165）液相负荷下限线（5） 16（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表 .18（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 .19（十）主要符号说明 .20四、对设计
6、过程的评述和感受 .211苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书一、前言 课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养
7、提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于 98%（质量分数） 。高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工或炼油
8、厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波
9、动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。2（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较
10、完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大 2040%，塔板效率高 1015%，压力降低 3050%，而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达 2025mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为 38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为 2.55近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能
11、力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。二、产品与设计方案简介（一）产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度 1105g/cm 3。沸点1316。凝固点-45。折射率 15216(25)。闪点 294。燃点6378，折射率 15246，粘度(20)0799mPas，表面张力 332810 -3Nm溶解度参数 95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆
12、炸性混合物，爆炸极限 1. 3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的3影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LD 502910mgkg，空气中最高容许浓度50mgm 3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。质量指标：氯苯纯度不低于 99.8%，塔顶产品苯纯度不低于 98%，原料液中苯 38%。 （以上均为质量分数）（二）设计方案简介1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，
13、可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，
14、其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。4（三）工艺流程及说明首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底
15、一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。三、工艺计算及主体设备设计（一）全塔的物料衡算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 和 112.61kg/kmol。702.61./381.7/62Fx38%氯苯原料储存原料预热精馏再沸99.8%氯苯储存分配冷凝冷却98%苯储存冷却5986.01.2/.78/9Dx220W2）平均摩尔质量 kg/mol39.861.70.1.78FM572986D /l.22.0W3）料液及塔
16、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：kg/h3.8t/a60WDF9.02.3. h8.kg/514/6Wh74.0kmol/2.583./138940l/1.6./.6F（二）塔板数的确定1）理论塔板数 的求取TN苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取 ，步骤如下：TN1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 yx依据 ， ，将所得计算结果列表如下：BABt ppx/ tApxy/温度， （） 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2
17、840 2900i氯苯 148 205 293 400 543 719 760x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0两相摩尔分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0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。yx2.确定操作的回流比 R将 1.表中数据作图得 曲线及 曲线。在 图上，因 ，查得yxtyx1q6，而 ， 。故有：935.0ey702.Fex986.Dx1935.86eDmyR考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际
18、操作的回流比为最小回流比的 2 倍，即：48.021.m3.求理论塔板数精馏段操作线： 69.03.1xRxyD提馏段操作线为过 和 两点的直线。028.,.1.,701.20.3.4.50.6.7.80.9120.4.60.81.YX 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解77080901001101201301400.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0苯-氯苯物系的温度组成图图解得 块（不含釜） 。其中，精馏段 块，提馏段 块，5.1.2TN 41TN5.72TN第 5 块为加料板位置。2）实际塔板数 p1.全塔效率 TE选用 公式计算。该式适
19、用于液相粘度为 0.071.4mPas 的mlog61.07.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。m塔的平均温度为 0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值） ，在此平均温度下查化工原理附录 11 得： ， 。sPa24.0AsPa34.0B270172.1 FBFAmxx5.log6log6.7.0mTE2.实际塔板数 （近似取两段效率相同）pN精馏段： 块，取 块7.52./4181pN提馏段： 块，取 块302p 42总塔板数 块。21pN8（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算1）平均压强 mp取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶
20、： kPa3.1054.D加料板： 9.87Fp平均压强 a12/m2）平均温度 t查温度组成图得：塔顶为 80，加料板为 89。5.842/90mt3）平均分子量 mM塔顶： ， （查相平衡图）6.1Dxy940.1xkg/mol59.7861.287890, V 04.,mLD加料板： ， （查相平衡图）35.Fy02.Fxkg/ol35.861.2935.17890, mVMm97,LD精馏段： kg/ol4.5, mV298/3.18.0,L4）平均密度 m1.液相平均密度 L,塔顶： 3kg/m0.8176.1392186.392, tALD 90540574,B 3kg/5.820
21、1.39.81 , mLDBLDAmLD a进料板： 3, /4.6216.392tF93, kg/m5.10298657.1420657.142tBLF 3, /7093.81 LFBLFAmLFa精馏段： 3, kg/m642/7.5.8202.汽相平均密度 mV,3, kg/890.25.42731.89mVRTMp5）液体的平均表面张力 m塔顶： ； （80）N/0.2,ADN/m.6,BD mN/14.2986.02014.82, ABAmx进料板： ； （89）/1.0,F/65,BF/49.2170.298.02, FABAmx精馏段： mN/31/4.1.26）液体的平均粘度
22、mL,塔顶：查化工原理附录 11，在 80下有： smPa 317.04.5.0986.315.0, DBAmLDx加料板： sPa3247.28, LF精馏段： m./31.0, m（四）精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 kol/h76.2103.84.DRV汽相体积流量 /s967213603,mVsM汽相体积流量 /h94/s9.13h液相回流摩尔流率 kmol/h7.0.182.RDL10液相体积流量 /sm02.684930.7.63, mLsM液相体积流量 /h.2/s02. 3h冷凝器的热负荷 kW45.170571VrQ（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径1.初选塔板间
23、距 及板上液层高度 ，则：m50THm70Lh48.7LTh2.按 Smith 法求取允许的空塔气速 （即泛点气速 ）maxuFu0187.89.26.105.5.0 VLs查 Smith 通用关联图得 0C负荷因子 0937.2.195.20 泛点气速：m/s604.18.2/.684037./max VLCu3.操作气速取 /s12.7.0ax4.精馏段的塔径 m508.12.43/9./4uVDs圆整取 ，此时的操作气速 。m160/s9u2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长） 1 wl取 m
24、12.67.0.Dlw11堰上溢流强度 ，满足hm/130hm/701.2./9.7/ 3 whlL筛板塔的堰上溢流强度要求。出口堰高 2 woLwh对平直堰 3/20284.whlLE由 及 ，查化工原理 P111图 5-5 得7/Dlw 96.51./90.7/.5. hl，于是：01.E（满足要求）m02./.12843/ owh0594607oL降液管的宽度 和降液管的面积 3 dWfA由 ，查化原下 P112图 5-7 得 ，即：./Dlw 09./,1./TfdAD， ， 。m240d 2m0.785.02AT 280f液体在降液管内的停留时间（满足要求）s5.4./1./ sTf
25、LH降液管的底隙高度 4 oh液体通过降液管底隙的流速一般为 0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：m/s08.ou（ 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求）m0246.8.12owslLhoh2.塔板布置边缘区宽度 与安定区宽度 1 cWs边缘区宽度 ：一般为 5075mm， D 2m 时， 可达 100mm。cW安定区宽度 ：规定 m 时 mm； m 时 mm；s5.17s5.10s本设计取 mm， mm。60c0s12开孔区面积 2 aA2m304.1 740.6sin.018476.0.76sin12212 RxxRa式中： m./ sdWDxm7406.
26、8cR3.开孔数 和开孔率n取筛孔的孔径 ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 ，且取5od 3。故孔心距 。0.3/odt 13t每层塔板的开孔数 （孔）671304.15808223aAtn每层塔板的开孔率 （ 应在 515%，故满足要求）.397./.2odt每层塔板的开孔面积 2m13.04.1.0aA气体通过筛孔的孔速 /s5/9/osoVu4.精馏段的塔高 1Z8.35.081TpHNZ（六）塔板上的流体力学验算1）气体通过筛板压降 和 的验算phlcph1.气体通过干板的压降 c m0621.849015.051. 22 LVocCuh式中孔流系数 由 查 P115 图 5-10
27、 得出， 。673/d 8.0oC132.气体通过板上液层的压降 lhm04.7.50Lowlh式中充气系数 的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速 ，对单流型塔板有：aum/s093.18.02fTsaAVu动能因子 852VauF查化原 P115 图 5-11 得 （一般可近似取 ） 。576.03.气体克服液体表面张力产生的压降 hm0258196.4323oLgdh4.气体通过筛板的压降（单板压降） 和ph104.25.04.02. hhlcp（不满足工.7kPa86Pa18964 pLg艺要求，需重新调整参数） 。现对塔板结构参数作重新调整如下：取 mm， mm。50cW75s开孔
28、区面积 aA2m38.1 750.1sin.0185.07.50sin2212 RxxRa式中： m4./ sdWDxm750.0cR开孔数 和开孔率n14取筛孔的孔径 ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 ，且取m5od m3。故孔心距 。0.3/odt 13t每层塔板的开孔数 （孔）71382.150082323aAtn每层塔板的开孔率 （ 应在 515%，故满足要求）.397./.2odt每层塔板的开孔面积 2m140.8.10.aA气体通过筛孔的孔速 /s/9/osoVu气体通过筛板压降 和 的重新验算ph0396.84.2.051.051.2 LVocCh气体通过筛板的压降（单板压降
29、） 和phm016.25396.hhlcp（满足工艺要.7kPa8Pa608184 pLg求）2）雾沫夹带量 的验算ve气 （ 满 足 要 求 ）液气液 /kg1.0/kg082. 07.52.0931267.517.5 2.33.36 fTaVhHue式中： ，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。Lfh.3）漏液的验算漏液点的气速 omu/s78.6 890.2/6405.7.13056.04/VLomhC筛板的稳定性系数 （不会产生过量液漏）.128.4omuK4）液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 wTdhH15dLpdhH m098.246.0153.153.02
30、 owsdlh98.7.86.d35.50wThH成立，故不会产生液泛。d通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选 及 ，进行优化设计。TLh（七）塔板负荷性能图1）雾沫夹带线（1）（1）2.365107.5LTav hHue式中： ssfTsa VVAu5467.08.23/2 3/23/2547.19.01.60.0824.59.2SswsowLf LLlEhh 将已知数据代入式（1） 1.0547.19.05632. 2.3/36 sv LVe（1-1）/2.1874ssLV在操作范围内，任取几个 值，依式（1-1）算出对应的 值列于下表
31、：s sV/sm3,L0.000955 0.005 0.01 0.015 0.01814.496 4.144 3.835 3.575 3.429依据表中数据作出雾沫夹带线（1）162）液泛线（2）（2）dowpwThhH3/2 3/23/2618.0 1.60.084.04s ssoLLlEh 2220156. 6.84903.51.5.ss LVosLVoc ACCuh3/23/2.38. 1.05.7ssowl LLh02503591.3526.01. /2sslcp LVhh 22 .4153.0 ssowsdlL23/23/6.0168.00594594 ssL（2-2）3/22.6.
32、13ssLV在操作范围内，任取几个 值，依式（2-2）算出对应的 值列于下表：s sV/sm3,L0.000955 0.005 0.01 0.015 0.0181V3.584 3.363 3.044 2.591 2.217依据表中数据作出液泛线（2）3）液相负荷上限线（3）（3-3）/sm019.58.03max, fTsAHL4）漏液线（气相负荷下限线） （4） 3/26.9.sowL Lh漏液点气速17 890.2/6405.618.0594.1306.804. 3/2som Lu，整理得：osAVin,（4-4）.71.53/22mi, ssL在操作范围内，任取几个 值，依式（4-4）算
33、出对应的 值列于下表：s sV/s,3L0.000955 0.005 0.01 0.015 0.0181V0.927 0.986 1.035 1.074 1.095依据表中数据作出漏液线（4）5）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度 m， 。06.owh0.1E06.12.36.284.30284. 3/3/2in, ssow LlLEh（5-5）/15.93min, sL操作气液比 6.9082.9.sLV020.4.60.8.10.2.140.6.180.2.51.20.53.40.5Ls(m3/) Vs(m3/)液相体积流量 气 相 体 积 流 量操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气
34、相最大负荷 与气相允许最小负荷 之max,s min,s18比，即：操作弹性= 74.392.0min,axsV19（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表计 算 结 果项 目 符 号 单 位精馏段 提馏段平均压强 Pm kPa 108.1平均温度 tm 84.5气相 sVm3/s 1.999平均流量液相 Lm3/s 0.00220实际塔板数 1pN块 8板间距 THm 0.55塔段的有效高度 Z m 3.85塔径 D m 1.6空塔气速 u m/s 0.995塔板液流型式 单流型溢流管型式 弓形堰长 wlm 1.12堰高 hm 0.0594溢流堰宽度 dWm 0.2
35、24溢流装置底隙高度 om 0.0246板上清液层高度 Lm 0.070孔径 mm 5孔间距 tmm 15孔数 n 个 7113开孔面积 A0 m2 0.140筛孔气速 oum/s 14.28塔板压降 pkPa 0.681液体在降液管中的停留时间 S 45.25降液管内清液层高度 dHm 0.153雾沫夹带 Vekg 液/kg 气 0.00822负荷上限 max,sL雾沫夹带控制负荷下限 in漏液控制气相最大负荷 a,sm3/s 3.44气相最小负荷 im3/s 0.92操作弹性 3.7420（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算1）料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的
36、热负荷 Q ，然后估算预热器的换热面积 A ，最后按换热器的设计计算程序执行。2）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为 1771.45 循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。3）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故 。即再沸器的热负荷与塔顶全凝VFqV1器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的 510%） 。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同。4）精馏塔的管口直径1.塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。2.回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范
37、围为 0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取 12.5 m/s。3.加料管径料液由高位槽自流，流速可取 0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。4.料液排出管径塔釜液出塔的流速可取 0.51.0m/s。5.饱和蒸汽管径蒸汽流速：2950 kPa：80 m/s。21（十）主要符号说明项目 符 号 项目 符 号平均压强 Pm 每层塔板压降 aP平均温度 tm 安定区宽度 sW气相 Vs 边缘区宽度 c平均流量 液相 Ls 液相摩尔分数 x实际塔板数 N 气相摩尔分数 y板间距 HT 空隙率 塔的有效高度 Z 筛板厚度 塔径 D 表面张力 空塔气速 u 密度 堰长 lw 开孔
38、率 堰高 hw 最大值 max（下标）弓形降液管宽度 Wd 最小值 min（下标）溢流装置弓形降液管底隙高度 ho 气相 V（下标）板上清夜层高度 hL 液相 L（下标）孔径 do 理论板层数 TN孔间距 t 塔顶空间高度 DH孔数 n 塔底空间高度 B开孔面积 A0 裙座高度 2筛孔气速 uo 总板效率 TE塔板压降 hp 气相最大负荷 Vs，max液体在降液管中停留时间 气相最小负荷 Vs，min降液管内清液层高度 Hd 雾沫夹带 ve22四、对设计过程的评述和感受通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自
39、己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。这次课程设计我投入了不少时间和精力，我觉得这是完全值得的。我独立思考，勇于创新的能力得到了进一步的加强。由于时间和经验等方面的原因，该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。今后会进一步学习来加深了解。
