2022年苯—氯苯精馏过程板式塔方案仅供参考.pdf

个人资料整理仅限学习使用化工原理课程设计说明书设计题目： 苯—氯苯精馏过程板式塔设计设 计 者：班级姓名日期：指导教师：设计成绩：日期：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用目 录设计任务书⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯3 设计计算书⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4 设计方案的确定⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4精馏塔物料衡算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯4 塔板数的确定⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算⋯⋯⋯8 塔体工艺尺寸计算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯13 塔板主要工艺尺寸⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯15 塔板流体力学验算⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯17 浮阀塔的结构⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯20 精馏塔接管尺寸⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯23 产品冷却器选型⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯25 对设计过程的评述和有关问题的讨论⋯⋯⋯⋯⋯25 附图：生产工艺流程图精馏塔设计流程图精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用设计任务书<一）题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯 21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2% ，原料液中含氯苯45%< 以上均为质量分数）。

<二）操作条件<1）塔顶压力 4kPa<表压）；<2）进料热状况泡点；<3）回流比 R=1.4Rmin；<4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa<表压）；<5）单板压降≤0.7 kPa ；<三）塔板类型浮阀塔板

C/oT80 90 100 110 120 130 131.8 kPa/oAp101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 kPa/oBp19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 oooBABppppx1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 xppyAo1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用图 1 图解法求最小回流比<2）由于泡点进料 q=1，在图上作直线 x=0.986交对角线于 a点，作直线x=0.638交平衡线于 q 点，连接 a、q 两点，过 q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得图 1 x — y 图yq=0.896，则最小回流比如下：35.0638.0896.0896.0986.0minR取操作回流比为49.035.04.14.1minRR<3）求精馏塔的气、液相负荷h/70.49kmolh/96.42kmol73.2423.18h/70.49kmol47.31) 149. 0() 1(h/23.18kmol47.3149. 0VVFLLDRVRDL0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 yxDxqxya精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用<4）求操作线方程精馏段操作线方程626.0283 .0986.070.4947.3170.4918.23xxxVDxVLyD提馏段操作线方程001.0693 .1003.070.4925.9370.4942.96xxxVWxVLyW<5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.638 带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为d，连接ad 两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c 点<0.003，0.003），连接 cd两点即得提馏段操作线。

自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线求解结果为：总理论板层数)(11 包括再沸器TN进料板位置4FN实际板层数的求解 <试差法）假设总板效率 ET=0.49 精馏段实际板层数4544.949.0/22精N提馏段实际板层数71-8.1149. 0/4提N<不包括再沸器）实际板层数为 26/0.49-1=52<不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：105.3KPa43 .101DP塔底压力：139.984Pa52667.03 .105wP已知塔底组成为精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1．操作压力的计算塔顶操作压力kPa33.10543.101DP每层塔板压降kPa7.0P进料板压力1.63kPa1197 .033.105FP精馏段平均压力108.48kPa2/ )33.1051.6311(1mP塔底操作压力1.43kPa12327 .033.105DP提馏段平均压力16.53kPa12/)21.43111.631(2mP2．操作温度的计算表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表A B C 温度范围

塔截面积2223.141.00.785m44TAD实际空塔气速s/m690.0785.0542.0u<2）提馏段m35.007.042.0087.051.324.9343600543.036000029.0s/m0029.024.934360085.10142.963600s/m543.051.3360027.9749.703600212132223222LTVLhhLmLmSVmVmShHVLMLLMVV查图得068.020Cm00.1672.014.3543. 044s/m67.012. 16 .06.0s/m12.151.351. 324.934068.0068.02040.20068.020222max2max2 . 02. 0220uVDuuuCCSm统 一 按 照 《 塔 板 结 构 参 数 系 列 化 标 准 <单 溢 流 型 ） 》 将 塔 径 圆 整 后 取D=1000mm塔截面积222m785.01414.34DAT精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用实际空塔气速s/m692.0785.0543.0u2．塔高的计算<1）精馏塔的有效高度精馏段m36. 342.0)19()1(THNZ精精提馏段m46. 54 .0) 114()1(THNZ提提在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为m2 .114.246.536. 338 .0提精有效ZZZ<2）全塔实际高度取进料板板间距为0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为m06.160.26.00.27. 08.038 .042. 0) 13123()1(21HHHHHnHnHnnnHBDPPFFTPF六、塔板主要工艺尺寸计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。

1．溢流装置的计算<1）堰长：m66.00 .166.066. 0DlW<2）堰高：由OWLWhhh，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用精馏段：m00626. 066.036000006.0100084.2100084.2323211WhOWlLEh取m07.0Lh，则m06374.000626.007. 011OWLWhhh提馏段：m0018.066.036000029.0100084.2100084.2323222WhOWlLEhm052. 0018.007.022OWLWhhh<3）降液管面积当66.0DlW时，查表得2m057.0785. 00722.00722. 0m124. 00. 1124. 0124. 0fTfddAAAWDW，，塔的相对操作面积为%7.85%1000715.021<4）液体在降液管里停留的时间精馏段s5s380006.0360040. 0057. 03600360011hTfLHA提馏段s5s86.70029. 0360040.0057. 03600360022hTfLHA故降液管设计合理<5）降液管底隙高度0h003600ulLhWh精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取s/m180.0s/m075.00201uu精馏段m012.0075.066.036000006.03600360001101ulLhWh精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用提馏段m024.0180.066.036000029.03600360002202ulLhWh2．塔板布置的计算选用 F1型浮阀，阀孔直径39mm，阀片直径 48mm，阀片厚度 2mm，最大开度 8.5mm，静止开度 2.5mm，阀质量为 32~34g。

<1）阀孔临界速度精馏段s/m86.590.28.728 .72548. 0548. 0110VKpu提馏段s/m27.551.38 .728 .72548. 0548. 0220VKpu上下两段相应的阀孔动能因子为：873.951. 327.5979.990.286.52200211001VKpVKpuFuF均属正常操作范围取边缘区宽度Wc﹦0.055m,安定区宽度mWs065.0，开孔区面积RxRxRxAa1222sin180221222504.0445.0311.0sin445.0180311.0445.0311.02m其中，mWDRC445.0055.020.12，311.0065.0124.020.12sdWWDx<2）提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc﹦0.030m,安定区宽度mWs055.0，开孔区面积精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用RxRxRxAa1222sin180221222552.0470.0321.0sin470.0180321.0470.0321.02m其中，mWDRC470.0030.020.12，321.0055.0124.020.12sdWWDx（3）浮阀数n与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mm 阀孔气速VFu00，其中取F0=10 浮阀数目4/200duVn开孔率Dn220d精馏段smu/87.590.210078039.0039.087.5542.04n%86.111.1039.0039.078提留段smu/34.551.31008614.3039.0039.034.5543.04n%94.1211039.0039.086浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m ，则排间距t为精馏段mmmntAta2.860862.0075.078504.0提留段mmmntAta6 .860856.0075.086552.0精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t=80mm=0.08m重新计算孔速及阀数精馏段8408.0075.0504.0t tAnasmdV/53.514.3039.0039.0844542.04/nu20041.990.253.5F0%78.1211039.0039.084提留段9208.0075.0552.0t tAnasmdV/94.414.3039.0039.0924543.04/nu20025. 951. 394.4F0%99.1311039.0039.092由此可知，阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验算1．塔板压降hhhhlcp<1）干板阻力精馏段s/m860.590. 2/1.73/1.73825. 1825.1110Vcu液柱则m029. 051.85553.5190.19,175.01175.00111001Lccuhuu提馏段s/m27.551. 3/1 .73/1.73825. 1825. 1220Vcu液柱则m026. 024.93494.4190 .19,175.02175. 00222002Lccuhuu精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用<2）板上充气液层阻力取充气系数5 . 00，则液柱m035. 007.05.00Llhh<3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。

因此，上下两段塔板压降如下精馏段每层压降液柱m064. 0035.0029. 011lcphhhPa700Pa12.53781.951.855064. 0111ghpLpp提馏段每层压降液柱m061. 0035.0026.022lcphhhPa700Pa06.55981.924.934061.0222ghpLpp上下两段单板压降均符合设计任务要求2．液泛为 了 防 止 液 泛 现 象 的 发 生 ， 要 求 控 制 降 液 管 中 清 液 层 高 度)(WTdhHH，而dLpdhhhH<1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段液柱m064. 01ph提馏段液柱m061. 02ph<2）液体通过降液管的压头损失精馏段液柱m00088.0012.066.00006.0153.0153.0220111hlLhWSd提馏段液柱m0051.0024.066.00029.0153.0153.0220222hlLhWSd<3）板上液层高度精馏段和提馏段皆为m07.0Lh因此，5.0取，降液管中清液层高度如下：精馏段m1349.000088.0070. 0064. 01111dLpdhhhH精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用112419. 0)06374. 042.0(5.0)(dWTHhH可见，精馏段符合防止液泛的要求。

提馏段m136.00051.007.0061.02222dLpdhhhH22236.0)052. 042.0(5.0)(dWTHhH可见，提馏段符合防止液泛的要求3．液沫夹带(1> 精馏段液沫夹带量ve的验算fTsaAAVu2 .36107.5fTavhHue气液气液kgkgkgkg/1.0/0094. 007.05. 242.07445. 01027.21107. 52 .336故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带2> 提馏段液沫夹带量ve的验算气液气液kgkgkgkghHuefTav/1.0/0085.007.05.242.07458.01040.20107.5107.52. 3362 .36故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带4．漏液的验算(1> 精馏段漏液的验算VFu00取 F0=5，则smsm/53.5/94.290.25u0故在设计负荷下不会产生过量漏液2> 提馏段漏液的验算smsm/94.4/67.251.35u0精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用故在设计负荷下不会产生过量漏液。

八、塔板负荷性能图计算<一）精馏段塔板负荷性能图1、漏液线VFu00取 F0=5，又4/200duVn故smnVds/295.094.284039.04u432020min）（据此做出与液体流量无关的水平漏液线<1）2．液沫夹带线2. 36107 .5fTavhHue其中，SSfTSaVVAAVu746. 0057.0785.0 。

3．液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度mhow006. 0作为液相负荷下限条件，取0.1E则3/2min,)3600(100084.2wSowlLEh32min,66. 036000. 1100084.2006. 0SL整理上式得smLs/00056.03min,依此值在 VS—LS图中作线即为液相负荷下限线<3）4．液相负荷上限线s/m006.0442.0057.04)(3maxTfSHAL依此值在 VS—LS图中作线即为液相负荷上限线<4）5．液泛线令)(WTdhHH由owLLcpdLpdhhhhhhhhhhhhHW;;;11联立整理得3222dLscLbaVss式中029.0)51.85590.2()772.0100.0(051.0)()(051.022LvoocAa140. 006374.0) 160.05 .0(42.05. 0) 1(WThHb2439)012.066.0(153.0)/(153.022oWhlc40.1)66.03600)(60.01 (1084.2)3600)(1 (1084.2323323wlEd故322240.1243914.0029.0sssLLV精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用在操作范围内任取几个SL，计算出SV的值列于表中。

smLs/,30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 smVs/,34.79 4.01 3.07 1.81 依此值在 VS—LS图中作线即为液泛线 <5）将以上 5 条线标绘于SSLV图中，即为精馏段负荷性能图5 条线包围区域为精馏段塔板操作区，A 为操作点， OA 为操作线 OA 线与<2）线的交点相应相负荷为max,SV，OA 线与气相负荷下限线<1）的交点相应气相负荷为min,sV图见坐标纸可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制读图，精馏段的操作弹性442.068.1min,max,SSVV二、提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线<1）2. 36107 .5fTavhHue式中SSfTSaVVAAVu374.1057.0785.0 。

2、液泛线 <2）由)(wTddLpdhHHhhhH和得dowwpwThhhhhH，近似取1E.0，mlw66.03232332388.066.036000.11084.236001084.2sSwSowLLlLEhhhhhlCp22200'200032. 024.93451. 3100.0772.0051. 0051.0051.0SSLvSLvcVVACVCh3/23/2206424.0038.088.0052.073. 0SowwlLLhhhmh0018.0<已算出），故0398.06424.0032.00018.06424.0038.0032.03/22322SSSSpLVLVh222079.609024.066.0153.0153.0SSwSdLLhlLh将TH﹦m42.0，5. 0,052.0mhW及以上各式代入得23/23/2279.60988.0052.06424.00398.0032.0052.042.05.0SSSSLLLV精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用整理得23/220.1905658.4751.4SSSLLV在操作范围内任取几个SL 值，依上式计算Vs值列于下表中LS，m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 VS, m3/s 2.04 1.97 1.83 1.68 依表中数据在VS—LS图中作出液泛线<2）。

3、液相负荷上限线<3）取液体在降液管中停留时间为4 秒，由下式smAHLfTS/00599.04057. 042.03max液相负荷上限线<3）在 VS—LS图中为与气相流量sV无关的垂线4、漏液线 <气相负荷下限线）<4）VFu00取 F0=5，又4/200duVn故smnVds/293.067.292039.04u432020min）（据此做出与液体流量无关的水平漏液线<1）5、液相负荷下限线<5）取平堰、堰上液层高度mhow006.0作为液相负荷下限条件，取0 .1E则3/2min,)3600(100084. 2wSowlLEh32min,66. 036000. 1100084.2006. 0SL整理上式得smLs/1063.534min,依此值在 VS—LS图中作线即为液相负荷下限线<5）将以上5 条线标绘于SSLV图中，即为提馏段负荷性能图5 条线包围区域为提馏段塔板操作区，P 为操作点， OP 为操作线 OP 线与 <2）线的交点相应相负荷为max,SV，OP 线与气相负荷下限线<4）的交点相应气相负荷为min, sV图见坐标纸可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。

精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用读图，提馏段的操作弹性38. 342.042.1min,max,SSVV九、精馏塔接管尺寸计算1．塔顶蒸气出口管s/m551.033.1053600)15.2732.83(314.849.7036003DDSpVRTV选择蒸气速度s/m18u，则m197.01814.3551.044uVdS按照 GB8163 —87，选择热轧无缝钢管mm5.6245核算s/m69.11245.014.3551.04422dVuS，在之间，可用s/m20~102．塔顶回流液管s/m001.081.823360018.805 .3536003LDmLDmSLML选择回流液流速s/m4.0u，则m043.04. 014.30006. 044uLdS按照 GB8163 —87，选择冷轧无缝钢管mm245核算s/m377.0045.014.30006.04422dLuS，在之间，可用s/m5 .0~2 .03．进料管s/m0021.028.894360017.9124.7336003LFmLFmSFMF选择进料液流速s/m0.2u，则m037.00. 214.30021.044uFdS按照 GB8163 —87，选择冷轧无缝钢管mm242核算s/m52.1042.014.30021.04422dFuS，在之间，可用。

s/m5.2~5 .1精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 27 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用4．塔釜出料管s/m0031.020.974360053.11242.9636003LWmLWmSMLL选择塔釜出料液流速s/m8.0u，则m071.08. 014.30034. 044uLdS按照 GB8163 —87，选择冷轧无缝钢管mm283核算s/m57.0083.014.300309.04422dLuS，在之间，可用s/m0.1~5 .05．加热蒸气进口管15.126.1278350oKK选择蒸气速度s/m15u，则s/m573.053.1163600)15.273137(314.849.7036003wwpRTVVSm22.01514.3747. 044uVdS按照 GB8163 —87，选择热轧无缝钢管mm12245核算s/m3.12245.014.3747.04422dVuS，在之间，可用s/m20~12十 产品冷却器选型① 基本物性数据的查取 : ② 塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度Dt=83.2℃设水的进口温度为25t1℃根据设计经验，选择冷却水的温升为8℃，则水的出口温度为33825t2℃水的定性温度2923325℃查得苯在定性温度下的物性数据密度：812.943/mkg精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 28 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用饱和蒸汽气化热： r=393.9kJ/kg 查得水在定性温度下的物性数据密度：995.53/ mkg定压比热容：pC4.174kJ/(kg ·℃）导热系数： k=0.618W/(2m·℃> 黏度：=0.80×310Pa·s ②热负荷计算 : Q M·D·r=78.11 ×47.31×393.9×310/3600=4.04 ×510W 冷却水耗量 : 11.1225-3310174.41004.4t-t3512pc）（）（CQWCkg/s ③确定流体的流径该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.计算平均温度 : 暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯 T 83.2 -----83.2 冷却水 t 33 ---- 25 _______________________________________ △t 50.2 58.2 10.542.502.58ln2.50-2 .58ttlnt-tt1212m‘℃④计算 R和 P: 0t-t1221TTR，P137.0tt-t1112T查表得：1t，因, 8 .0t选单壳程可行。

10.54t'mmtt℃⑤选择换热器型号由于两流体温差≈ 50℃, 壳选用固定管板式换热器的系列标准 25mm1.2410.543101004. 4tKQS安全系数：%1 .89%1000.230.235.43，传热面积的裕度可满足工艺要求。

采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：17210.545.431004.4t5m00SQK W/(2m·℃> 验算：15.180. 1172310'oKK，符合实际标准十一、设计结果一览表物料衡算结果序号工程符号单位数值备注1 塔顶摩尔分数Dx10.986 2 塔顶平均摩尔质量DMkg/kmol78.60 80.87 气相液相3 塔顶流量Dkmol/h45.07 4 进料摩尔分数Fx10.638 5 进料液平均摩尔质量FMkg/kmol82.07 91.17 气相液相6 进料流量Fkmol/h73.24 7 塔釜摩尔分数Wx10.003 8 塔釜平均摩尔质量WMkmol/h112.46 气相精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 30 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用112.53 液相9 塔釜产品流量W25.93 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号工程符号单位精馏段提馏段备注1 每层塔板压降pkPa0.7 48.0TE2 平均压力mpkPa108.48 116.53 3 平均温度mtCo88.8 115.7 4 平均粘度msmPa0.286 0.235 5 液相平均摩尔质量LmMkg/kmol86.02 101.85 6 气相平均摩尔质量VmMkg/kmol80.34 97.27 7 液相平均密度Lm3kg/m855.51 934.24 8 气相平均密度Vm3kg/m2.9 3.51 9 平均表面张力LmmN/m21.27 20.24 浮阀塔板工艺设计结果序号工程符号单位数值备注1 堰长Wlm0.792 精馏段和提 馏 段 塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。

2 堰高Whm0.064 0.052 3 弓形降液管界面积fAm0.057 4 弓形降液管宽度dWm0.124 5 降液管底隙高度0hm0.012 0.024 6 横排孔心距tm0.075 7 排间距tm0.080 8 浮阀数0N1 84 92 9 开孔率%12.78 13.99 接管尺寸计算结果序号工程规格材料精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 31 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用1 塔顶蒸气出口管5.6245热轧无缝钢管2 塔顶回流液管0.245冷拔无缝钢管3 进料管0 .242冷拔无缝钢管4 塔釜出料管0.283冷拔无缝钢管5 加热蒸气进口管0 .12245热轧无缝钢管十二、对设计过程的评述1. 浮阀塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低2. 作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理3. 由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，故计算结果可能近似或雷同4. 精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。

5. 本设计为常规练习设计，还有很多不足之处，望老师多多批评指正符号说明fA——降液管面积，2m；TA——塔截面积，2m；C—计算maxV时负荷系数，量纲为一；20C——液体表面张力为mmN /20时的负荷因子，量纲为一；D——塔顶馏出液流量，hkmol /；D——塔径，m；0d——筛孔直径，mm；E——液流收缩系数，量纲为一；F——进料流量，hkmol /；g——重力加速度，2/ sm；H——塔高，m或mm；Th——板间距，m；ch—与干板压强相当的液相高度th—与气相穿过板上液层高度压强降相当的液柱高度，m；Lh——板上液层高度，m；0h——降液管底隙高度，m；owh——堰上液层高度，m；ph—与单板压强降相当液层高度，m；wh——溢流堰高度，m；h——与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度，m；L——塔内下降液体的流量，hkmol /；精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 32 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用hL——液体流量，hm /3；sL——塔内下降液体流量，sm /3；wl——溢流堰长度，m；N——塔板数；N——实际塔板数；TN——理论塔板数；n——筛孔数，个；P——操作压强，Pa或kPa；P——压强降，Pa或kPa；q——进料热状况参数；R——回流比；t——筛板中心距，mm；u——空塔气速，sm/；'0u——降液管底隙处液体流速，sm/；au—按开孔流通面积计算气速，sm/；0u——筛板气速，sm/；owu——漏液点气速，sm/；V——塔内上升蒸气流量，hkmol /；sV——塔内上升蒸气流量，sm /3；W—釜残液 <塔底产品）流量，sm /3；cW——无效区边缘宽度，m；dW——弓形降液管宽度，m；sW——安定区宽度，m；x——液相中易挥发组分的摩尔分数；y——气相中易挥发组分的摩尔分数；Z——塔有效高度，m；n——塔板序号；精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 33 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用——相对挥发度，量纲为一；——筛孔流量系数的修正系数——筛板厚度，mm；0——板上液层充气系数，量纲为一；A——易挥发组分；B——难挥发组分；D——馏出液；F——原料液；h——小时；L——液相密度，3/ mKg；V——气相密度，3/ mKg；—液体表面张力，mN /或mmN /；——时间，s；——开孔率；——液体密度校正系数；i——组分序号；L——液相；m——平均；min——最小；max——最大；参考资料1. 《化工流体流动与传热》，化学工业出版社，柴诚敬、张国亮，2004年2. 《化工传质与分离过程》，化学工业出版社，贾绍义、柴诚敬，2005年3. 《化工原理课程设计》，天津大学出版社，贾绍义、柴诚敬，2002年4．《化工原理 <下）》，天津大学出版社，夏清、陈常贵，2005年5．《石油化工基础数据手册》，化学工业出版社，卢焕章，1982年精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 34 页，共 34 页。