化工基础原理课程教学设计之苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计.doc

.- 化工原理课程设计 设计题目： 苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计 设计人： 班级： 学号： 指导老师： 设计时间： 目 录 设计任务书 3 前言 4 第一章 工艺流程设计 5 第二章 塔设备的工艺计算 6 第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 15 第四章 塔板的流体力学验算 18 第五章 塔板负荷性能图 21 第六章 换热器的设计计算与选型 25 第七章 主要工艺管道的计算与选择 28 结束语 30 参考文献 32 附录 33 化工原理课程设计任务书 设计题目：苯—甲苯连续精馏塔（浮阀塔）的设计 一、工艺设计部分 （一）任务及操作条件 1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1.25倍。 2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。 3. 生产能力：每小时处理9.4吨。 4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压)，单板压降≯0.7KPa，采用表压0.6 MPa的饱和蒸汽加热。 （二）塔设备类型 浮阀塔。 （三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17.4℃） （四）设计内容 1. 设计方案的确定、流程选择及说明。 2. 塔及塔板的工艺计算 塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图；设计结果概要或设计一览表。 3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总）。 4. 自控系统设计（针对关键参数）。 5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。 6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。 二、按要求编制相应的设计说明书 设计说明书的装订顺序及要求如下： 1. 封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等） 2. 目录 3. 设计任务书 4. 前言（课程设计的目的及意义） 5. 工艺流程设计 6. 塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表） 7. 换热器的设计计算与选型（完成后应该有结果汇总表） 8. 主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表） 8. 结束语（主要是对自己设计结果的简单评价） 9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注） 10. 设计图纸 三、主要参考资料 [1] 化工原理；[2] 化工设备机械基础；[3] 化工原理课程设计；[4] 化工工艺设计手册 四、指导教师安排 杨明平；胡忠于；陈东初；黄念东 五、时间安排 第17周～第18周 前 言 化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关其他课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。 通过课程设计，我们可以完全的掌握整个连续精馏过程的每一个细节，并且能够综合运用所学的知识处理工业生产中的实际问题。为不久的将来把知识转化为生产力打下了坚实的基础。 本次课程设计主要是从以下四个方面进行的：工艺流程设计；塔设备的工艺计算；换热器的设计计算与选型；主要工艺管道的计算与选择。 课程设计还会有各种设计图纸和参考文献等。 特别感谢杨明平老师、胡忠于老师、陈东初老师、黄念东老师、周珊同学（生科院09微生物）。在他们的支持下我的课程设计才顺利完成。 第一章 工艺流程设计 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，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1.25倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的流程的组成包括原料贮槽、原料泵、甲苯贮槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液预热器、再沸器、原料加热器、全凝器、苯冷却器、精馏塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中间贮槽、苯贮槽、苯泵等附属设备。 第二章 塔设备的工艺计算 2.1 操作条件、基础数据及相关参数 2.1.1 操作条件 塔顶压力4KPA 进料热状态泡点进料 回流比为最小回流比的1.25倍 塔底加热蒸气压力 0.6Mpa（表压） 单板压降 ≯0.7kPa。 2.1.2 基础数据 进料中苯含量（质量分数） 25% 塔顶苯含量（质量分数） 95% 塔釜苯含量（质量分数） 2% 生产能力（吨/小时） 9.4 2.1.3相关物性参数 苯和甲苯的物理参数见下表[1]： 分子式 相对分子质量 沸点℃ 临界温度℃ 临界压力KPa 苯（A） C6H6 78.11g/mol 80.1 288.5 6833.4 甲苯（B） C7H8 92.13g/mol 110.6 318.57 4107.7 饱和蒸汽压：苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算[1]： A B C 苯 6.023 1206.35 220.34 甲苯 6.078 1343.94 219.58 苯、甲苯的相对密度见下表[1]： 温度（℃） 80 90 100 110 120 苯 815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯 810 800.2 790.3 780.3 770.0 液体表面张力见下表[1]： 温度（℃） 80 90 100 110 120 苯 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 苯甲苯液体粘度见下表[1]： mPa 80 90 100 110 120 苯 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 2.2 精馏塔的物料衡算 2.2.1 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol xF==0.281 xD==0.957 xW==0.024 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF= 0.28178.11+（1-0.281）92.13=88.19kg/kmol MD= 0.95778.11+（1-0.957）92.13=78.71 kg/kmol MW= 0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.79kg/kmol 2.2.3 物料衡算 生产能力 9400kg/h 塔顶产量 D==11.943kmol/h 总物料衡算 F=119.43+W 苯物料衡算 0.25F=0.9511.943+0.02W 联立解得 F =36.348 kmol/h W=24.045 kmol/h 2.3全塔效率ET 依据4-18[1] ET=0.17-0.616 根据塔顶、塔底液相组成查4-23[1],求得塔平均温度为95.15℃，该温度下料液相平均粘度为： m=0.281苯+（1-0.281）甲苯 =0.2810.267+0.7190.275=0.273mPa.s 故 ET=0.17-0.616=0.517≈52% 2.4 塔板数的确定 2.4.1 理论塔板层数NT的求取 苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 2.4.1.1.绘t-x-y图和x-y图 由手册[1]查的苯-甲苯物系的气液平衡数据 表一 [苯（101.3KPa）/%（mol）] 温度t℃ 液相中苯的摩尔分率x 气相中苯的摩尔分率y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.00 20.8 102.79 15.00 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 88.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0 由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。 图一 图二 2.4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.281,0.281）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 yq = 0.486 xq=0.281 故最小回流比为 Rmin===2.298 则操作回流比为 R= 1.25Rmin =1.252.298=2.873 2.4.1.3精馏塔气、液相负荷的确定 L=RD=2.873119.43=343.12kmol/h V=(R+1)D=（2.873+1）119.43=462.55 kmol/h L′=L+F=343.12+363.48=706.60kmol/h V′=V=462.55kmol/h 2.4.1.4.求操作线方程 精馏段操作线方程为 0.742x+0.247 提馏段操作线方程为 1.561x+0.013 2.4.1.5.图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=17（包括再沸器） 进料板位置 NF=8 2.4.2.实际塔板数的求取 精馏段实际板层数 N精=7/0.52=13.46≈14 提馏段实际板层数 N提=10/0.52=19.23≈20 2.5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 2.5.1操作压力计算 塔顶操作压力 PD=4+101.3=105.3kPa 每层塔板压降 ΔP=0.70 kPa 进料板压力 PF=105.3+0.7014=115.1kPa 精馏段平均压力 Pm=（105.3+115.1）/2=110.2 kPa 2.5.2. 操作温度计算 由图二得出 塔顶温度 tD=81.10 C 进料板温度 tF=97.56 C 精馏段平均温度 tm=（81.10+97.56）/2=89.32 C 2.5.3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.957，查图二得 x1=0.90 MVDm=0.95778.11+（1-0.957）92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.9078.11+（1-0.90）92.13=79.51 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图二解理论板，得 MVFm=0.428278.11+（1-0.4282）92.13=86.13 kg/kmol MLFm=0.266578.11+（1-0.2665）92.13=88.25kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MVm=（78.71+86.13）/2=82.42 kg/kmol MLm=（79.51+88.25）/2=83.88 kg/kmol 2.5.4.平均密度计算 2.5.4.1. 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 Vm= kg/m3 2.5.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1/ Lm= 塔顶液相平均密度的计算 有tD=81.10 C，查手册[1]得 A=812 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm= kg/m3 进料板液相平均密度计算 有tF=97.46 C，查手册[1]得 A=789kg/m3 B=797kg/m3 进料板液相的质量分率 αA= LFm= kg/m3 精馏段液相平均密度为 Lm=（883.55+794.91）/2=839.23kg/m3 2.5.5 液体平均表面张力计算 液相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 有tD=81.10 C，查手册[1]得 A=21.10 mN/m B=21.30 mN/m LDm=0.95721.10+0.04321.30=21.11 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 有tF=97.46 C，查手册[1]得 A=19.10 mN/m B=19.60 mN/m LFm=0.32319.10+0.67719.60=19.44 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 Lm= （21.11+19.44）/2=20.28 mN/m 2.5.6.液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=81.10C，查[1]得 A=0.302 B=0.304 =0.9570.302+0.0430.304=0.302 mPa•s 进料板液相平均粘度的计算 由tF=97.46C，查手册[1]得 A=0.26 B=0.29 =0.26650.26+0.72250.29=0.280 mPa•s 精馏段液相平均粘度为 m=（0.302+0.280）/2=0.291 mPa•s 2.6 精馏段气液负荷计算 V=(R+1)D=(2.873+1) 11.943=46.255 kmol/h 精馏段的气、液相体积流率为 m3/s m3/s Lh=3.4.2 m3/s 第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 3.1 塔径D 参考表4-1[1]初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度hl=0.06m。故 HT-hl=0.40-0.06=0.34m ==0.0441 查图4-5[1]得C20=0.072，依是4-23校正到物系表面张力为20.4mN/m时的C，即 C=0.2==0.072（）0.2=0.0723 umax==0.0723=1.232m/s 取安全系数为0.70，则 u= 0.7umax=0.701.232=0.862m/s 故 D===0.731m 按标准塔径圆整后为[2] 2-171 页D=0.8m 塔截面积为 AT=m2 实际空塔气速为 u==0.733m/s 3.2 溢流装置 采用但溢流、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。 3.2.1.溢流堰lw 区堰长lw为0.66D，即 Lw=0.66 0.8=0.528m 3.2.2.出口堰高hw Hw=hl-how 由lw/D=0.528/0.8=0.66, Lh/lw2.5=3.42/0.5282.5=17.1m,查图4-9[1]，知E为1.05，依式4-25[1]，即 How=E()2/3 = 1.05 ()2/3=0.013m 故 hw=0.06-0.013=0.047m 3.2.3.降液管的宽度Wd与降液管的面积Af 由lw/D=0.66查图4-11[1]，得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722 故 Wd=0.124D=0.125 0.8=0.1m Af=0.0722D2=0.07220.7580.82=0.035m2 由式4-29[1]计算液体在降液管中停留时间以检测降液管面积，即LS ==14.74(＞5S符合要求) 3.2.4.降液管底隙高度ho 取液体通过降液管底隙的流速u0=0.08m/s，依式4-30[1]计算降液管底隙高度ho,即 则 =0.020m hW-h0=0.047-0.020=0.027m 3.3 塔板的布置 因D=0.8=0.80m，所以采用分块式。 3.3.1.边缘区宽度确定 取0.065m，Wc=0.035m。 3.3.2.开孔区面积计算 开孔区面积Aa按4-31[1]计算， 其中 x=-(0.10+0.065)=0.235m r=-0.035=0.365m 则 Aa=0.308m2 3.4 筛孔数n与开孔率 苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=3.0 d0=3.05.0=15.0mm 依式4-33[1]筛孔数目n为 n===1581.1个 依式4-32[1]计算塔板上开孔区的开孔率为φ，即 φ=0.907（）2=0.907=10.1%（在5%-15%范围内） 每层塔板上的开孔面积Ao为 Ao=φAa=0.1010.308=0.0311m2 气体通过阀孔的气速为 u0==m/s 3.5 塔有效高度Z（精馏段） Z=（14-1）0.4=3.6m 第四章 浮阀的流体力学验算 4.1浮阀塔的布置 选用十字架型圆盘浮阀，阀径为φ50mm。阀重30-32克。塔板上孔径为φ40mm,最大开度8mm。 4.1.1.开孔速度 由公式[Wo]kp=()0.51求阀孔的临界速度。 精馏段[Wo]kp=()0.51=6.92m/s 提留段[Wo]kp=()0.51=6.61m/s 上下两段相应的阀孔动能因数为： Fo=6.29=11.33 Fo1=6.61=11.32 均属于正常操作范围。 4.1.2.开孔率 由公式φ＝100%求得： 精馏段φ＝100%=13.3% 提留段φ＝100%=11.9% 考虑到塔板加工方面起见，上下两段的开孔率均采用φ＝13% 4.1.3.阀孔总面积 由公式Ao=ATφ%求得： Ao=2.1213%=0.275m2 4.1.4.浮阀总数 由公式No=Ao/(0.785(do)2)求得： No=0.275/(0.785(0.04)2)=218.9 4.1.5.塔板上布置浮阀的有效操作面积 已知Wd=0.204 取WF=0.070；Wc=0.05; 由公式可求： x=D/2-(Wd+WF)=1.7/2-(0.204+0.070)=0.576m =D/2-Wc=1.7/2-0.050=0.80m 由公式A=2[x]可得塔板上布置浮阀的有效操作面积为： A=2[0.576]=1.53m 塔板有效操作面积为： =100%=72.2% 4.1.6.浮阀的排列 浮阀采用等腰三角形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间间距t1=75mm，由公式t=求得： t==0.093 取t=90mm 4.2 雾沫夹带量ev的验算 液沫夹带量由4-41[1]计算 hf=2.5hL=2.50.06=0.15 则 kg液/kg气<0.1 kg液/kg气 所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 4.3 漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速u0，min由下式算得 =6.7m/s 实际孔速u0=11.83m/s>u0，min 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。 4.4 液泛验算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 板上不设计进口堰，hd可由4-45[1]算得 m液柱 Hd可由4-44[1]算得 Hd=hp+ hL+ hd Hd = 0.073+0.060+0.00124=0.112m液柱 苯—甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.4+0.047）=0.223m 则本设计中不会发生液泛现象。 根据以上塔板的各项流体力学验算。可以认为精馏段塔径及工艺尺寸是合适的。 第五章 塔板负荷性能图 5.1 雾沫夹带线 依据式4-41[1] 以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 由 ua== hf=2.5hL=2.5（hOW +hW） hW=0.047m lw=0.528m hOW= 故 hf=0.118+5.5Ls2/3 =0.1 整理得 （1） 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如附表1。 附表1 Ls，m3/s 0.00003 0.00006 0.0005 0.001 Vs，m3/s 1.11 1.05 0.97 0.26 由上表可作出液沫夹带线（1），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示。 5.2 液泛线 联立式4-44[1]及式4-46[1]得 近似取 由式4-34[1]， 由式4-35[1] 由式4-37[1]等得 由式4-45[1]， 将为0.3m，， 等代入4-44[1]及式4-46[1]的联立式得： （2） 在操作范围内取若干个值，，依（2）式计算值，，列于附表2，依表中数据做液泛线 附表2 Ls，m3/s 0.00003 0.00006 0.0005 0.001 Vs，m3/s 1.421 1.316 1.145 0.927 由上表数据可以作出液泛线（2），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示：. 5.3 液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为4秒，，由式4-29[1] 0.0035m2/s （3） 液相负荷上限线（3）在---坐标图上为与气体流量无关的垂直线。如下图三所示： （四） 漏液线(气相负荷下限线)（4） 由 前面已算出为0.0311 代入上式整理得： （4） 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个值，，依（4）式计算相应的值，列于附表3， 附表3 Ls，m3/s 0.0001 0.0005 0.001 0.005 Vs，m3/s 0.3379 0.3409 0.3479 0.3621 依据附表3中的数据做气相负荷下限线（4），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示： （五）液相负荷下限线（5） 取平堰，堰上液层高度作为液相负荷下限条件 依式4-45 [1] 取 则 整理上式得 （5） 依此值在----图上做线（5）即为液相负荷下限线。如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示： 第六章 换热器的设计计算与选型 6.1 原料预热器的计算 6.1.1 含25%的苯和75%的甲苯混合物在进料前经过初步的预热，加热介质用塔釜留出产品的余热加热，混合物料通入管程，塔釜产品通过壳程。 6.1.2 混合物料的初始温度为湘潭市地区平均气温17.4℃，出口温度为40℃，故混合物料的定性温度tm=（17.4+40）/2=28.7℃， 塔釜产品的初始温即为塔釜温度，根据试差法计算得塔釜温度为82.1℃.其出口温度为40℃，则产品的定性温度为Tm=（81.1+40）/2=60.05℃. 两流体的温差为Tm-tm=60.05-28.7=31.35℃＜50℃ 因此，选用固定板式列管换热器。 6.1.3 计算热负荷Q按照管内釜残液计算，即 Q=Whcph(T1-T2)==1.034106W 6.1.4.计算平均温度，并确定壳程数。 逆流温度 Δtm’=(Δt1-Δt2)/==30.8℃ Δtm’=30.8℃ R===1.82 P===0.355 由R和P插图2-13（a）得φΔt=1，所以 Δtm=φΔtΔtm’=130.8=30.8℃ 又φΔt=＞0.8，故可选用单壳程的列管换热器。 6.1.5.初选换热器规格 根据管内为有机液体，管外为水，K值范围为280-850W/(m2.℃),初选Ko=500 W/(m2.℃)。故初选固定管板式换热器规格尺寸如下[3]： 公称面积 12.2m2 公称直径 325mm 管程 2 管子总根数 32 中心排管数 14 管程流通面积 0.0050m2 列管长度 3000mm 管子直径 φ252.5mm 管子排列方法 正方形旋转45 So=ndo(L-0.1)=3.143200202.999=6.03m2 6.2.塔釜再沸器 塔釜采用0.6mpa(表压)饱和水蒸汽加热，温度T=164.8℃而t2=120，t1=tw=97.6 则Δt1=T-t1= 67.2℃ .Δt2=T-t2=44.8℃ Δtm==55.31℃ 由于塔釜几乎为甲苯，则可用纯甲苯含计算釜残液的含。 即：Ivm-Ilm=r甲苯=36392.13=33443.20kJ/kmol 而被加热量qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s 故加热量Qw=qmr=33443.20.0164=549.5kJ/s 由于Δt=t2-t1=22.4℃温度差很小，可选用固定管板式换热器[3]， 传热面积A=Qw/KΔtm=459.51000/(50055.31)=11.62m2 可选用换热器规格如下： 公称面积 12.2m2 公称直径 400mm 管程 4 管子总根数 146 中心排管数 14 管程流通面积 0.0065m2 列管长度 1500mm 管子直径 φ253mm 管子排列方法 正三角形 6.3.塔顶全凝器 塔顶温度tD=81.1℃,冷凝水温度t1=17.4℃，t2=30.4℃ 所以Δt1=tD-t1=81.1-17.4=63.7℃ Δt2=tD-t2=81.1-30.4=50.7℃ Δtm==57.04℃ 由于tD=81.1℃，查液体比汽化热共线图[1]可得r苯=392kJ/kg 即r苯=30619.12kJ/kmol 塔顶被冷凝量qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s 则冷凝热为QD=qmr苯=30619.120.0128=393.24kJ/s 取传热系数K=500w/cm2k. 则传热面积A=QD/KΔtm=393.241000/(50057.04)=13.8m2 由于Δt=t2-t1=13℃温度差较小，可选用固定管板式换热器[3]。 可选用规格如下： 公称面积 14.0m2 公称直径 400mm 管程 2 管子总根数 94 中心排管数 11 流通面积 0.0148m2 列管长度 2000mm 管子直径 φ252.5mm 管子排列方法 正三角形 第七章 主要工艺管道的计算与选择 7.1 塔顶蒸气出口管的直径dV 塔顶蒸汽流量V===0.2823m3/S 取管内蒸汽流速u=15m/s 则管径 m =155mm 故选取回流管规格[3]外径厚度φ 1685mm，则管内径d=158mm. 所以塔顶蒸汽接管内实际流量u==14.405m/s 7.2.回流管的直径dR 回流流量L=59.15kmol/h。塔顶液相平均摩尔质量M=88.19kg/kmol，平均=2.88kg/m3。则液体流量Vl=(LM)/=(59.1588.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503 取管内流速2.0m/s 则管径 0.566m=566mm 故选取回流管规格[3]外径厚度φ60015mm.则管内直径d=570mm 回流管内实际流量u=(4v)/(d2)=1.972m/s 7.3.进料管的直径dF采用直管进料 F=36.34kg/h平均密度pF=788.5kg/m3.平均摩尔质量MF=88.19kg/mol，则体积流量V=FMF/pF=0.00113m3/s 取管内流速为u=0.6m/s 则管径 =49mm 故可选取进料管规格[3]φ573.5，则管内径d=50mm. 进管实际流速u=(4V)/(d2) =0.576m/s 7.4.塔底出料管的直径dW 塔釜w=24.45kmpl/h,m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol 故体积流量V==(24.4591.91)/776.8=2.89m3/h=0.00080m3/s 取管内流速u=0.5m/s 则d===0.0447m=45mm 可取排出管规格[3]φ543，则管内径d=48mm, 接管内实际流速u==0.442m/s 7.5.塔顶产品的出口管径 D=11.943kmol/h。m=810.3kg/m3,平均摩尔质量M=78.71kg/kmol 故塔顶产品体积流量V===1.16m3/h=0.00032m3/s 取管内流速u=1.5m/s 则d===0.0164m=16.4mm 故可取产品出口管规格[3]外径厚度φ180.5.则：实际管径d=17mm 塔顶产品实际出口流速u==1.412m/s 结束语 在为期将近两个礼拜的时间，我终于在老师的引导下，自行图书馆借书、上网搜寻资料，最终完成了此次课程设计。本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计的一套苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计。 通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题的那一刻起我就想着要尽最大努力把完全靠自己把它做全做好。 万事开头难，出了最小回流我从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。 接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我们发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了行进步骤。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。 这次历时近两周的的课程设计把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。 每做一件事情都是十分不容易的，如果要做好更是不容易。表面上来看一件事情，不少人会觉得我们的课程设计很简单，特别是用电子稿的会更简单。我想说的是，用电子档的十分的不容易，里面有好多的公式编辑，在word里面找到一个符号都是十分的不容易的。用电子稿的时候，你不能够很方便的看到自己前面编写的设计，有时候我们不一定就能够记住我们自己前面编辑好和算好了的数据，后面要用到的时候，我们必须自己翻到前面去看，而且这次的设计，里面有好多的数据，好多的计算，我不得不一下子就要找到前面的数据。这样的工作让人枯燥、窒息。在这次设计中我学会了忍受，学会了从总体考虑问题，学会了其他的种种。虽然我做的不是最优秀的，但我是认真的在做。 本来写到这里就结束了我的体会的。但是后来我经过多次的和老师同学的讨论之后，自己又更改了部分的内容之后，又有了许多的感受，特别是和杨明平老师、胡忠于老师、周珊同学（生科院09微生物专业）的交流后，有了更多的体会。在这里再一次的感谢杨明平老师、胡忠于老师对我的耐心知道。感谢和我一起讨论与交流的同学。 要做好一件事情的确不容易，特别是要做好一件事情，做到很完美的时候更是不容易。杨老师在我的这次课程设计中给予了我很大的帮助。不过我只能够惭愧的说，我的课程设计还没有达到杨老师的要求，现在我没有多少时间来修改了，因为我发现我以前上课没有好好的听课，所以现在做课程设计的时候好多东西自己不知道用，有的知道要用到它，但是自己不能够把握住他。这次让我再一次相信了厚积薄发的道理。希望这次的课程设计不仅给予我学业上的提高，同时也给予我认识路上的经验。 参考文献 [1]《化工原理课程设计》 [2]《化工工艺设计手册》 [3]《化工原理》 [4]《化工设备机械基础》 附录 附录一：塔设备的工艺计算结果汇总表 项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提留段 各段平均压强 Pm kPa 110.2 略 各段平均温度 tm ℃ 89.32 平均流量 气相 Vs m3/s 0.368 液相 Ls m3/s 0.00095 实际塔板数 N 块 14 板间距 HT M 0.4 塔的有效高度 Z M 3.6 塔径 D M 0.8 空塔气速 m/s 0.733 塔板液流形式 单流型 溢流装置 溢流管形式 弓形 堰长 Lw m 0.528 堰高 Hw m 0.047 溢流堰宽度