化工原理课程设计苯氯苯筛板塔

1、沈阳化工大学化工原理课程设计说明书 专 业： 班 级： 学生姓名： 学生学号： 指导教师： 成 绩： 化工原理课程设计任务书专业 班级 设计人 一、设计题目分离 苯-氯苯 混合液（混合气）的 筛板 精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理 苯-氯苯 混合液（混合气）： 10.0 万吨（开工率300天/年）；原 料： 苯 含量为 40 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求： 塔顶 苯 含量不低于（不高于） 95 %；塔底 苯 含量不高于（不低于） 3.0 %。建厂地址： 沈阳三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：1、前言；2、流程的确定和说明（附流程简图）；3、生产条

2、件的确定和说明；4、精馏（吸收）塔的设计计算；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果列表；7、设计结果的讨论与说明；8、注明参考和使用的设计资料；9、结束语。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸）四、设计日期： 2013 年 03 月 04 日至 2013 年 05 月 31 日目 录前 言1第一章 流程的确定和说明3第二章 精馏塔设计计算5 2.1 操作条件与基础数据5 2.1.1 操作压力5 2.1.2 苯-氯苯基础数据5 2.1.3 操作条件62.2 全塔物料衡算6 2.2.1 基础计算6 2.2.2 物料衡算7 2.2.3 求最小回流

3、比及操作回流比7 2.2.4 操作温度计算8 2.2.5 相对挥发度的计算82.3 塔板数的计算9 2.3.1 理论塔板数的确定9 2.3.2 实际塔板数的计算102.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算11 2.4.1 操作压力计算11 2.4.2 平均摩尔质量计算12 2.4.3 平均密度的计算12 2.4.4 液相平均表面张力计算13 2.4.5 液相平均粘度的计算142.5热量衡算152.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算17 2.6.1 塔径的计算17 2.6.2 精馏塔有效高度的计算192.7 塔板主要工艺尺寸的计算19 2.7.1 溢流装置计算19 2.7.2踏板布置212.8筛板

4、的流体力学验算22 2.8.1塔板压降22 2.8.2液面落差24 2.8.3液沫夹带25 2.8.4漏液25 2.8.5液泛262.9塔板负荷性能图27 2.9.1漏液线27 2.9.2液沫夹带线28 2.9.3液相负荷下限线30 2.9.4液相负荷上限线30 2.9.5液泛线31 2.9.6操作线33第三章 精馏塔的结构附属设备353.1 精馏塔的附属设备35 3.1.1冷凝器35 3.1.3除沫器363.2各接管尺寸的确定37 3.2.1进料管37 3.2.2回流液管37 3.2.3塔底出料管37 3.2.4塔顶蒸汽管38 3.2.5法兰383.3塔高的设计38 3.3.1塔顶空间38

5、3.3.2塔底空间38 3.3.3人孔39 3.3.4裙座高度39 3.3.5封头39 3.3.6塔高39第四章 设计结果的自我总结和讨论404.1不同设计条件下设计结果比较404.2同组数据比较414.3设计结果的自我总结414.4结束语41附录43 前 言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97%，塔顶产品苯纯度不低于95%（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

6、液液两相之间进行紧密接触，达到传质及传热的目的。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

7、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：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。操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，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。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。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。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

8、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

9、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，只是漏液点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：结构简单、制造维修方便。生产能力大，比浮阀塔还高。塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。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。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。 第一章 流程的确定和说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝器进行精馏分离，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

10、此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。原料液由高位槽经过预热器预热后送入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液)，再沸器中原料液部分气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和

11、压力表）。测量物流各项参数。塔顶冷凝装置根据生产状况决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之，确定流程时要全面，合理地兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。流程简图如下：图1-1 流程简图原料流量，； 馏出液流量，；釜液流量，； 原料中易挥发组分的摩尔分数； 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；釜液中易挥发组分的摩尔分数。第二章 精馏塔设计计算2.1 操作条件与基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，对分离有利。但当压力太低时，

12、对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏苯-氯苯系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。2.1.2 苯-氯苯基础数据表2-1 苯-氯苯的物理性质项目分子式相对分子质量沸点/临界温度/临界压力/苯78.1180.1288.56833氯苯112.56131.8359.24520表2-2 苯-氯苯液体粘度温度()6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.274表2-3 苯-氯苯纯组分饱和蒸汽压P（)温度()8090100110120130131.8苯760102513501760

13、225028402900氯苯148205293400543719760表2-4 苯-氯苯液相密度（kg/m3）温度（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表2-6苯-氯苯液体表面张力温度()8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4表2-5 苯-氯苯气液平衡组成与温度的关系温度（）液相气相801.0001.000900.6670.9131000.4420.7851100.2650.6131200.1270.3761300.

14、0190.072131.80.0000.0002.1.3 操作条件1.塔顶压强4KPa(表压)；2.回流比；3.塔底加热蒸汽压力 0.5MPa(表压)；4.单板压降 0.7KPa;5.冷却水温度202.2 全塔物料衡算2.2.1 基础计算已知：原料液 ，质量分数，原料液中单位时间质量 取 进料液、馏出液、塔釜液摩尔组成进料液摩尔组成= 馏出液摩尔组成=塔釜液摩尔组成= 平均摩尔质量 2.2.2 物料衡算进料液摩尔流量总物料衡算 易挥发组分物料衡算 联立 两式得 物料衡算图如图2-1所示 图2-1 物料衡算图2.2.3 求最小回流比及操作回流比因为q=1，所以=0.4898，由表2-3求即 得=

15、0.811所以得出=0.6242.2.4 操作温度计算根据表2-5，用内插法算得进料 塔顶 塔底 精馏段平均温度提馏段平均温度2.2.5 相对挥发度的计算 精馏段已知：液相组成： 气相组成： 精馏段相对挥发度 =精馏段相平衡方程为 提馏段已知：液相组成：气相组成：提馏段相对挥发度提馏段相平衡方程为 2.3 塔板数的计算2.3.1 理论塔板数的确定采用图解法计算理论塔板数精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 所以操作线方程为：而，所以q线方程为 图2-2 图解法计算理论塔板数由图2-2可知精馏塔内理论塔板数为9-1=8块（不包括再沸器），其中精馏段理论塔板数为3块，提馏段理论塔板数为5块逐板计

16、算法计算理论塔板数：已知精馏段相平衡方程为提馏段相平衡方程为由逐板计算法算得各层塔板上的气液组成，如表2-7所示 表2-7 各层踏板上的气液组成表yx10.9650.8520.9130.68630.8510.54340.7960.44850.7110.37360.5880.25670.3950.13680.1970.05690.0650.017精馏塔内理论塔板数为9-1=8块，其中精馏段3块，第4块为进料板2.3.2 实际塔板数的计算 全塔效率塔内平均温度板效率可由奥康奈尔公式其中：塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度； 塔顶和塔底平均温度下的液相粘度 精馏段已知该温度下的各组分粘度为：0.247

17、，0.353 板效率为：精馏段实际塔板数为块 取7块 提馏段已知板效率为：提馏段实际塔板数为块 取11块实际塔板数为块全塔效率加料板位置在第八块塔板2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1 操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力2.4.2 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由查表2-7，得 塔底平均摩尔质量计算 查表2-7，得 进料板平均摩尔质量计算由表2-7知， 精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量：2.4.3 平均密度的计算 气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相平均密度为提馏段气相平均密度为 液相平均

18、密度计算液相平均密度依下式计算：塔顶液相平均密度的计算：由，根据表2-4，由内插法得 ， 进料板液相平均密度计算：由，根据表2-4，由内插法得 ，进料板液相的质量分数计算 塔底液相平均密度的计算：由，根据表2-4，由内插法得 ， 精馏段液相平均密度为同理可得，提馏段液相平均密度为2.4.4 液相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已知，根据表2-6，由内插法算得 ， 进料板液相平均表面张力的计算已知，根据表2-6，由内插法算得， ， 塔底液相平均表面张力的计算已知，根据表2-6，由内插法算得， ， 精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为2.4.5

19、液相平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算：塔顶液相平均粘度的计算已知，根据表2-2，由内插法算得，解出 进料板液相平均粘度的计算已知，根据表2-2，由内插法算得，解出塔底液相平均粘度的计算已知，根据表2-2，由内插法算得，解出精馏段液相平均粘度为提馏段液相平均粘度为2.5热量衡算冷凝器的热负荷式中塔顶上升蒸汽的焓： 塔顶馏出液的焓。又式中苯的蒸发潜热： 氯苯的蒸发潜热查资料得在81.1时，所以冷却水消耗量式中冷却水消耗量， 冷却介质在平均温度下的比热， ，冷却介质在冷凝器进出口处的温度，。而此温度下冷却水的比热容所以再沸器热负荷的计算：表2-8 苯-氯苯比热容温度/苯氯苯表2-9 苯-氯苯在不

20、同温度下混合物的比热容（单位：）塔顶塔釜进料精馏段提馏段苯1.8812.0951.9521.9172.004氯苯1.3051.5551.4751.4501.502塔顶流出液的比热容：塔釜馏出液的比热容：为简化计算，现以进料焓，即97.97时的焓值为基准。已知：对全塔进行热量衡算：其中所以由于塔釜热损失为10，则所以式中 ； ； ； 表2-10热量衡算结果表符号数值02.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.6.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 由，式中由计算，其中，由图2-3查取 图2-3 史密斯关联图图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则查图2-3得，依式校正到物系表面张力21.6取安全

21、系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为提馏段的气、液相体积流率为 由，式中由计算，其中，由图2-3查取图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则查图2-3得，依式校正到物系表面张力取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为故塔径取 表2-11 筛板塔的塔板间距与塔径的关系塔径塔板间距300500200300500800300500800160035045016002000450600200024006008002.4800注：摘自化工原理课程设计P75表5-1塔截面积为精馏段实际空塔气速为提馏段实际空塔气速为2.6.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上

22、方开一人孔，提馏段中开一人孔，其高度为0.6m，故精馏塔的有效高度为2.7 塔板主要工艺尺寸的计算2.7.1 溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要的影响。根据经验并结合其他影响因素，因塔径，可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长取 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度近似取，则精馏段提馏段取板上清液层高度，故精馏段提馏段 弓形降液管宽度和截面积由，查图2-4，得，图2-4 弓形降液管的参数故用下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段提馏段故降液管设计合理。 降液管底隙高度精馏段降液管底隙高度的计算提

23、馏段降液管底隙高度的计算故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。2.7.2踏板布置 踏板的分块因，故塔板用分块式，查表2-9，塔板分为4块。 表2-12 塔板分块数塔径/mm塔板分块数80012003140016004180020005220024006 边缘区宽度确定取安定区宽度为，边缘区宽度为 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算故 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目开孔率为精馏段气体通过筛孔的气速为提馏段气体通过筛孔的气速为2.8筛板的流体力学验算2.8.1塔板压降 干板阻力计算干板阻力由，查图2-5 图2-5

24、 干筛孔的流量系数由图知，故精馏段液柱提馏段液柱 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力精馏段查图2-6图2-6 充气系数关联图由图知，所以液柱提馏段查图2-6，由图知，所以液柱 液体表面张力阻力的计算精馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）提馏段：液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）2.8.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.8.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算精馏段故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。提馏段故故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2.8.4漏液精

25、馏段：对筛板塔，漏液点气速可由下式计算实际孔速稳定系数为提馏段：对筛板塔，漏液点气速可由下式计算实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.8.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式关系即，苯-氯苯物系属一般物系，取，则精馏段：而板上不设进口堰，可由下式计算提馏段：而板上不设进口堰，可由下式计算故在本设计中不会发生液泛现象。2.9塔板负荷性能图2.9.1漏液线精馏段：由，得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。表2-13 精馏段漏液线计算数值0.00060.5850.00100.5920.00150.5990.0030.6160.0050.635由此表

26、数据即可做出漏液线1。提馏段：由，得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。表2-14 提馏段漏液线计算数值0.00060.5070.00100.5140.00150.5220.0030.5390.0050.558由此表数据即可做出漏液线1。2.9.2液沫夹带线精馏段：当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制。以为限，求关系如下由，得出：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。表2-15 精馏段液沫夹带线计算数值0.00061.8630.00101.8200.00151.7730.0031.6560.00

27、51.528由此表数据即可作出液沫夹带线2。提馏段：当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制。以为限，求关系如下由，得出：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。表2-16 提馏段液沫夹带线计算数值0.00062.9290.00102.8860.00152.8390.0032.7230.0052.596由此表数据即可作出液沫夹带线2。2.9.3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体符合标准。精馏段：取，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

28、3。同理得，提馏段液相负荷下限线为2.9.4液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层踏板，造成气相返混，降低踏板效率。精馏段：以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得，据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。提馏段：以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得，据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。2.9.5液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，为使液体能由上层塔板顺利的流入下层塔板，降液管

29、内须维持一定的液层高度。精馏段：令，联立得忽略，将与，与的关系式带入上式，并整理得式中，将有关数据带入，得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表： 表2-17 精馏段液泛线计算数值0.00101.8310.00151.8000.00251.7440.00401.6670.00601.566由此表数据即可做出液泛线5。提馏段：令，联立得忽略，将与，与的关系式带入上式，并整理得式中，将有关数据带入，得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表： 表2-18 提馏段液泛线计算数值0.00101.8400.00151.8120.00251.7610.00401.68

30、80.00601.588由此表数据即可做出液泛线5。2.9.6操作线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图精馏段：图2-7 精馏段负荷性能图在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图查得，故操作弹性为提馏段：图2-8提馏段负荷性能图在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA，即做出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得，故操作弹性为第三章 精馏塔的结构附属设备3.1 精馏塔的附属设备精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器，产品冷却器，再沸器，原料预热器等。3.1.1冷凝器本次设计冷凝器选用管壳

31、式冷凝器。对于精馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器。因本设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取冷凝器传热系数沈阳地区夏季最高平均水温为20，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取。对于逆流操作 80.7881.94 2035所以 所以冷凝器冷凝面积查有关数据如下 表3-1 冷凝器尺寸公称直径管程数管数管长换热面积公称压力450137300030.364冷却水消耗量式中冷却水消耗量， 冷却介质在平均温度下的比热

32、， ，冷却介质在冷凝器进出口处的温度，。而此温度下冷却水的比热容所以3.1.2再沸器选用160饱和水蒸气加热，传热系数取进料温度，水蒸气温度逆流操作：，其中再沸器换热面积： 表3-4 再沸器尺寸公称直径管程数管数管长换热面积公称压力600234250035253.1.3除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 系数除沫器直径：选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网；丝

33、网尺寸：圆丝。（摘自塔设备设计P453表8-3）3.2各接管尺寸的确定3.2.1进料管进料体积流量取适宜的输送速度圆整后规格。3.2.2回流液管冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应的提高，对于重力回流，一般取速度为，本设计取。回流液体积流量圆整后规格。3.2.3塔底出料管塔底流出液体的速度一般可取，本设计取。釜残液的体积流量圆整后规格。3.2.4塔顶蒸汽管操作压力为常压，蒸汽速度一般为，本设计取。圆整后规格塔体结构3.2.5法兰由于为常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰。塔顶蒸汽出料法兰： 480 回流管接管法兰： 50 进料管接管法兰： 60

34、塔釜出料管接口法兰： 45 注：摘自化工工艺设计手册P637表5-3843.3塔高的设计3.3.1塔顶空间塔的顶部空间高度是指第一层塔盘到塔顶封头的直线距离。取除沫器到第一块板的距离为,塔顶部空间高度为。3.3.2塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下因素决定：塔底储液空间依储存液量停留（易结焦物料可缩短停留时间）而定；再沸器的安装方式及安装高度；塔底液面至最下层塔板之间要留有的间距。所以，3.3.3人孔对于的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔层塔板设一人孔。人孔直径一般为，其伸出塔体的筒体长为，人孔中心距操作平台。设人孔处的板间距应等于或大于。本设计中每六层塔板设一人孔，人

35、孔直径取600，其伸出塔体的筒体长取。3.3.4裙座高度塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。高度取。3.3.5封头封头高度3.3.6塔高板式塔的塔高可按下式计算：式中 塔高，； 实际塔板数； 进料板数； 进料板处板间距，； 人孔数； 塔底空间高度，； 设人孔处的板间距，； 塔顶空间高度，； 封头高度，； 裙座高度，。其中：，所以第四章 设计结果的自我总结和讨论4.1不同设计条件下设计结果比较表4-1 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表序号项目精馏段提馏段1平均温度，891132平均压力，107.8114.1

36、3气相流量，0.8950.8444液相流量0.00130.005935实际塔板数186有效段高度7.57塔径，1.48板间距,0.350.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长,0.9812堰高,0.05190.03813板上液层高度,0.060.0614堰上液层高度,0.00810.02215降液管底隙高度,0.02116安定区宽度,0.08517边缘区宽度,0.0618开孔区面积,0.9619筛孔直径,0.00520筛孔数目492821孔中心距,0.01522开孔率,10.123空塔气速,0.720.62324筛孔气速,9.258.2725稳定系数1.5041.51226每层塔板压降

37、,0.550.62327负荷上限液泛控制液泛控制28负荷下限液沫夹带控制漏液控制29液沫夹带0.10.130气相符合上限，1.711.2531气象负荷下限，1.660.52532操作弹性1.032.3833实际塔高/m11.884.2同组数据比较表4-2 同组数据比较姓名塔高/塔径/左瑾瑜10.01.3195%40%3.0%811.881.4刘泽清10.01.4195%40%3.0%812.41.4徐祥斌10.01.6195%40%3.0%811.21.4张丽10.01.7195%40%3.0%711.631.4张建福10.01.8195%40%3.0%711.631.44.3设计结果的自我总

38、结本设计设计了一套年产产纯度为97%的氯苯10万吨的的苯氯苯混合料液分离过程板式精馏塔工艺。为了满足生产工艺的要求，对精馏塔进行物料衡算、对塔的工艺条件及物性数据和塔体、塔板工艺尺寸进行了计算，还绘制了工艺流程图, 并对塔的主要接管的尺寸进行了计算。本次设计总体比较合理，各项设计结果均符合设计要求。由于该塔操作温度下苯氯苯的一些物性参数均非化工手册中未能查到的确切数据，给计算到来了一定的误差。本设计过程中理论板梯级图以及精馏塔筛板负荷性能图均为电脑绘图，误差较小，计算较为精确。通过这次课程设计，本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔的物料衡算，工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅，而且巩固了以学的

39、化工原理及相关课程知识。 4.4结束语课程设计使我们对化工原理课程所学知识有了更深的理解，让我们认识到了理论知识对工作实践的重要的知道意义，学会理论联系实际。课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计，而不是像以往课程那样一切又教材和教师安排。因此，课程设计给了我们更大的发挥空间。让我们发挥主观能动性独立的查资料，找数据，设计实验方案，并将理论知识应用到实践中去。同时，这次课程设计也让我们认识到了工业上计算机的广泛用途。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间必须紧密合作，相互配合，才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案。总之，这次课程设计既是对我们课程知识的考核，又是对我们思考问题、解决问题能力的考核，更是对我们人格品德的考验，课程设计让我们受益匪浅；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。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