化工原理课程设计苯与氯苯的分离

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1、1化工原理课程设计化工原理课程设计苯苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计氯苯分离过程板式精馏塔设计学院医药化工学院专业化学工程与工艺班级姓名学号指导教师年月日2目目录录(一)设计题目.4(二)操作条件.4(三)塔板类型.4(四)工作日.4(五)设计内容.41、设计说明书的内容.42、设计图纸要求：.5(六)基础数据.51.组分的饱和蒸汽压i ip p（mmHg）.53.组分的表面张力（mN/m）.54.氯苯的汽化潜热.65主要符号说明.6一设计方案的确定及工艺流程的说明.7二 全塔的物料衡算.81 精馏塔的物料衡算；.8（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.8（二）平均摩尔质量.8（三）料液及塔顶底

2、产品的摩尔流率.9三塔板数的确定.9（一）理论塔板数T TN N的求取.91.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y yx x.92.确定操作的回流比 R.103.求理论塔板数.10（二）实际塔板数p pN N.12四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算.12（一）平均压强m mp p.12（二）平均温度m mt t.12（三）平均分子量mM.13（四）平均密度m.131.液相平均密度mL,.132.汽相平均密度mV,.14（五）液体的平均表面张力m m.143（六）液体的平均粘度mL,.14五、精馏段的汽液负荷计算.15六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算.15（一）塔径

3、.15（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算.161.溢流装置.162.塔板布置.173.开孔数n和开孔率.174.精馏塔有效高度的计算.17七、塔板上的流体力学验算.18（一）气体通过筛板压降ph和pp的验算.181气体通过干板的压降ch.182气体通过板上液层的压降lh.183.气体克服液体表面张力产生的压降h.184.气体通过筛板的压降（单板压降）ph和pp.19（二）雾沫夹带量ve的验算.19（三）漏液的验算.19（四）液泛的验算.19八、塔板负荷性能图.20（一）雾沫夹带线（1）.20（二）液泛线（2）.20(三).液相负荷上限线（3）.21（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）.21（五

4、）液相负荷下限线（5）.22九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表.23十、精馏塔接管尺寸计算.241、接管直径.242、塔顶蒸汽出口管径.243、回流液管径 DR.245、釜液排除管径 dW.246、饱和水蒸气管.24十一、苯氯苯精馏生产工艺流程图.25十二、对设计过程的评述和有关问题的讨论.25参考文献.264课程设计课程设计题题目目苯苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计氯苯分离过程板式精馏塔设计(一一)设计题目设计题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为_98%_的氯苯_13500_吨/年，塔顶馏出液中含氯苯不得高于_2%，原料液中含苯_65_（以上均为质量分数）。(二二)操作条件操作条件1

5、)塔顶压力 4kPa（表压）2)进料热状态 泡点进料3)回流比 2Rmin4)塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）5)单板压降 0.7kPa。(三三)塔板类型塔板类型筛孔板(四四)工作日工作日每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行。(五五)设计内容设计内容1、设计说明书的内容、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；56)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：、设计图纸要求：1)绘制生

6、产工艺流程图（A2 号图纸）；2)绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）。(六六)基础数据基础数据1.组分的饱和蒸汽压组分的饱和蒸汽压i ip p（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8i ip p苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯t tA A187.1912 推荐：t tA A1886.113.912氯苯t

7、tB B111.11127推荐：t tB B0657.14.1124式中的 t 为温度，。3.组分的表面张力组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.46双组分混合液体的表面张力m m可按下式计算：A AB BB BA AB BA Am mx xx x（B BA Ax xx x、为 A、B 组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012t tt tt

8、 tt tr rr rc cc c（氯苯的临界温度：C2.359c ct t）5.其他物性数据可查化工原理附录。5主要符号说明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平均流量气相Vs边缘区宽度cW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密度溢流装置堰长lw开孔率堰高hw最大值max（下标）弓形降液管宽度Wd最小值min（下标）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DH7孔数n塔底空间高度BH开孔面积A0裙座高度2

9、H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ve一设计方案的确定及工艺流程的说明一设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图：65%苯原 料 储原料预热精馏再沸98%氯 苯储存分配冷凝冷却98%苯储存冷却8二二 全塔的物料衡算全塔的物料衡算1 1 精馏塔的物料衡算；精

10、馏塔的物料衡算；1.组分的饱和蒸汽压i ip p（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8i ip p苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯t tA A187.1912推荐：t tA A1886.113.912氯苯t tB B111.11127推荐：t tB B0657.14.1124式中的t t为温度，。（一）料

11、液及塔顶底产品含苯的摩尔分率一）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/kmolxF=65/78.1165 78.11+35 112.61=0.728986.061.112/211.78/9811.78/98D Dx xxw=2/78.112 78.11+98/112.61=0.0285（二）平均摩尔质量（二）平均摩尔质量MF78.110.728(10.728)112.6187.49kg/kmolMD=78.110.986+(1-0.986)112.61=78.59 kg/kmolMw=78.110.0285+(1-0.02

12、85)112.61=111.6 kg/kmol9（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率（三）料液及塔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：W=135001000/(30024112.61)=16.65kmol/h,全塔物料衡:F=D+W0.728F=0.986D+0.0285W联合两式解得：D=46.215kmol/hF=62.865 kmol/h三塔板数的确定三塔板数的确定（一）理论塔板数（一）理论塔板数T TN N的求取的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取T TN N，步骤如下：1.根据苯根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露

13、点方程求取氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y yx x依据 B BA AB Bt tp pp pp pp px x/，t tA Ap px xp py y/，将所得计算结果列表如下：表 3-1相关数据计算温度，（）8090100110120130131.8i ip p苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x x10.6770.4420.2650.1270.0190y y10.9130.7850.6140.3760.0710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

14、压力偏离常压很小，所以其对y yx x平衡关系的影响完全可以忽略。102.确定操作的回流比确定操作的回流比 R将表 3-1 中数据作图得y yx x曲线。图 3-1 苯氯苯混合液的 xy 图在y yx x图上，因 q=1，查得935.0e ey y，而 x xe=x xF=0.728，986.0D Dx x。故有：Rm=xDyeyexe=0.9860.9350.9350.728=0.246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 倍，即：R=2Rm=20.246=0.492求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.49246.22=22.74kmol/hV=(R+1)D

15、=(0.492+1)46.22=68.95 kmol/hL=L+F=22.74+62.87=85.61kmol/hV=V=68.95 kmol/h3.求理论塔板数求理论塔板数精馏段操作线：y=R/(R+1)?+?D/(R+1)=0.33x+0.6611提馏段操作线:y=LVx WVxw=1.24x-0.00688图 3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图 3-2苯-氯苯物系的温度组成图图解得NT=9-1=8块（不含釜）。其中，精馏段NT2=4块，提馏段NT2=4块，第 4 块为加料板位置。12（二）实际塔板数（二）实际塔板数p pN N选用m mT TE Elog616.017.0公式

16、计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPas 的烃类物系，式中的m m为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。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：smPa 34.0B BsmPa 24.0A A，m=AxF+B(1-xF)=0.240.728+0.34(1-0.728)=0.2672ET T=0.17-0.616log=0.17-0.616logm=0.17-0.616log0.2672=0.52m=0.17-0.616log0.2672=0.522.实际塔板数p pN N（近似取两段效率相同）精馏段：Np

17、1=4/0.52=7.69块，取Np1=8块提馏段：Np2=4/0.52=7.69块，取Np2=8块总塔板数：Np=Np1+Np2=16块四四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）（一）平均压强平均压强m mp p取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶：kPa3.10543.101Dp加料板：kPa9.11087.03.105Fp平均压强kPa1.1082/9.1103.105mp（二）平均温度（二）平均温度m mt t查温度组成图得：塔顶温度tD80，加料板tF88。842/8880mt13（三）平均分子量（三）平均分子量mM塔顶：98

18、6.01Dxy，940.01x（查相平衡图）kg/kmol59.7861.112986.0111.78986.0,mVDMkg/kmol18.8061.112940.0111.78940.0,mLDM加料板：935.0Fy，xF=0.728（查相平衡图）kg/kmol35.8061.112935.0111.78935.0,mVFMkg/kmol49.8761.112728.0111.78728.0,mLDM精馏段：kg/kmol47.7935.8059.78,mVMkg/kmol84.832/49.8718.80,mLM（四）平均密度四）平均密度m1.液相平均密度液相平均密度mL,表 4-1组

19、分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯：t tA A187.1912 推荐：t tA A1886.113.912氯苯：t tB B111.11127推荐：t tB B0657.14.1124塔顶：3kg/m0.817801886.113.9121886.113.912,tALD3kg/m1.1039800657.14.11240657.14.1124,tBLD3kg/m5.8201.103902.00.81798.01,mLDBLDBALDA

20、mLDaa14进料板：3kg/m5.807881886.113.9121886.113.912,tALF3kg/m6.1030880657.14.11240657.14.1124,tBLF3kg/m7.8736.103035.05.80765.01,mLFBLFBALFAmLFaa精馏段：3kg/m1.8472/7.8735.820,mL2.汽相平均密度汽相平均密度mV,3kg/m894.284273314.847.791.108,mmVmmVRTMp（五）液体的平均表面张力（五）液体的平均表面张力m m表 4-2组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.22

21、0.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力m m可按下式计算：塔顶：mN/m08.21,AD；mN/m02.26,BD（80）mN/m14.21986.002.26014.008.2102.2608.21,DABBABAmDxx进料板：mN/m20.20,AF；mN/m34.25,BF（88）mN/m38.21728.034.25272.020.2034.2520.20,FABBABAmFxx精馏段：mN/m26.212/38.2114.21m（六）液体的平均粘度（六）液体的平均粘度mL,塔顶：查化工原理附录 11，在 8

22、0下有：15smPa 317.0014.0445.0986.0315.0,DBBDAAmLDxx加料板：smPa 315.0272.041.0728.028.0,mLF精馏段：smPa 316.02/315.0317.0,mL五、精馏段的汽液负荷计算五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率:V=(R+1)D=(0.492+1)46.22=68.95 kmol/h汽相体积流量 Vs=VMv,m/(3600v,m)=68.9579.47/(3600 2.894)=0.526m3/s汽相体积流量:Vh=0.526m3/s=1893.39 m3/h液相回流摩尔流率:L=RD=0.49246.22=22.7

23、4kmol/h液相体积流量 Ls=LML,m3600L,m=22.7483.843600847.1=0.000625m3/s=2.25 m3/h冷凝器的热负荷:Q=Vr=(68.9578.59)310/3600=466.62 kW六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径（一）塔径1.初选塔板间距HT=350mm及板上液层高度mm60Lh，则：HT-hL=0.035-0.06=0.29mm2.按 Smith 法求取允许的空塔气速maxu（即泛点气速Fu）LsVsLV0.5=0.0006250.526847.12.8940.5=0.0203查 Smith 通用

24、关联图得 C20=0.0575负荷因子 C=C20(/20)0.2=0.0575(21.26/20)0.2=0.0582泛点气速：umax=C(L V)/V=0.0582(847.1 2.894)/2.894=0.9943.操作气速取u=0.7umax=0.696m/s4.精馏段的塔径16D=4Vsu=4 0.526/3.14 0.696=0.963m圆整取 D=1000mm,此时的操作气速 u=0.670m/s（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置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。（1）溢流堰长（出口堰长）

25、wl=0.65D=0.651.0=0.65m堰上溢流强度 Lh/lw=2.25/0.65=3.462m3/(m h)0.006m（满足要求）hw=hL-how=0.06-0.0151=0.0449m（3）降液管的宽度dW和降液管的面积fA由 lw/D=0.65，查 化 原 下 P147图 11-16 得 Wd/D=0.124 Af/AT=0.072，即：Wd=0.124,AT=0.785D2=0.785,Af=0.0565液体在降液管内的停留时间=AfHT/Ls=0.05650.350.000625=29.85s?5（满足要求）（4）降液管的底隙高度oh液体通过降液管底隙的流速一般为 0.07

26、0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速m/s08.0ou，则有：17ho=Lsuolw=0.0006250.080.65=0.0120m2.塔板布置塔板布置（1）边缘区宽度cW与安定区宽度sW边缘区宽度cW：一般为 5075mm，D 2m 时，cW可达 100mm。安定区宽度sW：规定5.1Dm 时75sWmm；5.1Dm 时100sWmm；本设计取 Wc=35mm，Ws=65mm。Aa=2 x R2 X2+/180R2sin1xR=2 0.102=0.532m2式中：x=D/2-(Wd-Ws)=0.5-0.124-0.065=0.311R=D/2-Wc=0.5-0.035=0.4653.

27、开孔数开孔数n和开孔率和开孔率取筛孔的孔径mm5od，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度mm3，且取0.3/odt。故孔心距mm1553t。每层塔板的开孔数n=1.1554Aa/t2=0.29111541000/152=2731孔每层塔板的开孔率101.03907.0/907.022odt（应在 515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积 Ao=Aa=0.1010.532=0.0531 m2气体通过筛孔的孔速 uo=Vs/Ao=0.526/0.0294=9.90m/s4.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算精馏段的塔高1ZZl=(Np1-1)HT=7 0.35=2.45m提馏段有效高度为Zl

28、=(Np1-1)HT=7 0.35=2.45m18在进料板上方开一人孔，其高度为 600mm故精馏塔的高度为Z=Z1+Z2+0.6=2.45+2.45+0.6=5.5m七、塔板上的流体力学验算七、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降（一）气体通过筛板压降ph和和pp的验算的验算lcphhhh1气体通过干板的压降气体通过干板的压降chhc=0.051u0c02VL=0.051(9.90/0.8)22.894847.1=0.0267m 液柱式中孔流系数oC由67.13/5/do查图 11-10 得出，8.0oC2气体通过板上液层的压降气体通过板上液层的压降lhhl=hw+how=hL=0.6

29、 0.06=0.036m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au，对单流型塔板有：ua=VS/(AT-Af)=0.526/(0.785-0.0565)=0.721m/s动能因子 Fo=uaV=0.721 2.894=1.225查图 5-11 得=0.63.气体克服液体表面张力产生的压降气体克服液体表面张力产生的压降hm00205.0005.081.91.8471026.21443oLgdh194.气体通过筛板的压降（单板压降）气体通过筛板的压降（单板压降）ph和和pphp=hc+hl+h=0.0267+0.036+0.00205=0.06475mpp=Lghp=847.1 9.

30、81 0.06475=0.5381?0.7筛板的(满足工艺要求)（二）雾沫夹带量（二）雾沫夹带量ve的验算的验算ev=5.7106uaHThf3.2=5.71060.7210.352.50.063.2=0.0162kg液/kg气?0.1液/kg 气（满足要求）式中：Lfhh5.2，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。（三）漏液的验算（三）漏液的验算漏液点的气速omum/s191.6894.2/1.84700205.006.013.00056.0772.04.4/13.00056.04.4VLLoomhhCu筛板的稳定性系数 K=uouom=9.906.191=1.599?1.5（不会产生过量液

31、漏）（四）液泛的验算（四）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wTdhHHdLpdhhhHhd=0.153Lslwho=0.1530.0006250.650.01112=0.00679mHd=0.06475+0.06+0.00679=0.13154m HT+hw=0.5 0.35+0.0449=0.1973wTdhHH成立，故不会产生液泛通过流体力学验算，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20设计，还需重选TH及Lh，进行优化设计。八、塔板负荷性能图八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（一）雾沫夹带线（1）2.3fL6107.5hHueTav(1)式中

32、：ua=VS/(AT-Af)=VS/(0.785-0.0565)=1.37 VShf=2.5hL=2.5(hw+how)=2.5 0.0449+0.00284E3600Lslw2/3=2.5 0.0449+0.00284E3600Lslw2/3=0.112+2.22Ls2/35.7 10621.26 1031.37Vs0.35 0.112 2.22Ls2/33.2=0.1Vs=1.11-10.31Ls2/3在操作范围内，任取几个sL值，依式（1-1）算出对应的sV值列于下表/sm3,sL0.00010.00050.0010.00150.006/sm3,sV1.0881.0451.0070.97

33、50.770依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（二）液泛线（2）OWWLLllcpdpwThhhhhhhhhhhhhH;H H Ldd；由令0.联立得hhhhhdcOW11-HWT21忽略h，将整理得的关系式代入上式。并与，与，与scsdOWVhLhhsL3/222sssLdLcbVaa=0.051Aoc02VL=0.0510.0531 0.77222.894847.1=0.104b=HT+1 hw=0.5 0.35+0.5 0.6 1 0.0449=0.1701c=0.153/(lwh0)2=0.153/(0.65 0.0111)2=2939d=2.84 103E(1+)(3600

34、lw)2/3=2.842.84 103 1 1+0.6(36000.65)2/3=1.424VS2=1.635-26336.5ls2 13.69ls2/3在操作范围内，任取几个sL值，依式（2-2）算出对应的sV值列于下表：/sm3,sL0.00010.00050.0010.00150.006/sm3,sV1.6051.5421.4721.3960.235依据表中数据作出液泛线（2）(三三).液相负荷上限线（液相负荷上限线（3）以留时间的下限，得：作为液体在降液管中停s5Ls,max=HTAf5=0.35 0.05655=0.003956（四）漏液线（气相负荷下限线（四）漏液线（气相负荷下限线

35、）（4）WhOWOWLsVLLlLEhhhhAVuhhCu100084.2/13.00056.04.4W0min,min,00min,0得omosuAVmin,，整理得：Vs,max2=0.0889+1.1ls2/322在操作范围内，任取几个s sL L值，依式（4-4）算出对应的s sV V值列于下表：/sm,3sL0.00010.00050.0010.00150.006/sm,3sV0.090.0960.09990.1030.125依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度006.0owhm，0.1Ehow=0.00284E3600Ls,m

36、inlw2/3=0.002843600Ls,min0.652/3=0.006Ls,min=5.54310-4m3/s操作气液比 Vs/Ls=0.526/0.000625=841.6在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得Vs,max=1.35m3/sVs,min=0.1m3/s故操作弹性为Vs,maxVs,min=13.523九九、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精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压强PmkPa108.1平均温度tm84.0平均流量气

37、相sVm3/s0.526液相sLm3/s0.000625实际塔板数1pN块8板间距THm0.35塔段的有效高度Zm2.45塔径Dm1.0空塔气速um/s0.670塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长wlm0.65堰高whm0.0449溢流堰宽度dWm0.124底隙高度ohm0.0120板上清液层高度Lhm0.060孔径odmm5孔间距tmm15孔数n个2731开孔面积A0m20.0531筛孔气速oum/s9.90塔板压降ppkPa0.538液体在降液管中的停留时间S29.85降液管内清液层高度dHm0.00679雾沫夹带Vekg 液/kg 气0.0162负荷上限max,sL雾沫夹带控制

38、负荷下限min,sL漏液控制气相最大负荷max,sVm3/s1.35气相最小负荷min,sVm3/s0.1操作弹性13.524十、精馏塔接管尺寸计算十、精馏塔接管尺寸计算1、接管直径、接管直径各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：4SVdu式中：VS流体体积流量，m3/s；u流体流速，m/s；d管子直径，m。2、塔顶蒸汽出口管径、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。3、回流液管径、回流液管径 DR冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为 0.20.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取

39、1.52.5m/s。4、进料管径 dF料液由高位槽进塔时，料液流速取 0.40.8m/s。由泵输送时，流速取为 1.52.5 m/s。5、釜液排除管径、釜液排除管径 dW釜液流出的速度一般取 0.51.0m/s。6、饱和水蒸气管、饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在 295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为 2040m/s；表压在785 kPa 以下时，流速取为 4060m/s；表压在 2950 kPa 以上时，流速取为 80m/s。7 加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开25孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，

40、管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为510mm，孔距为孔径的510倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.21.5 倍，管内蒸气速度为 2025m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在 0.6m 以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。十一十一、苯氯苯精馏苯氯苯精馏生产工艺流程图生产工艺流程图十二十二、对设计过程的评述和有关问题的讨论对设计过程的评述和有关问题的讨论本次课程设计为化工原理课程设计，要求通过给定的生产操作条件自行设计一套苯氯苯物系的精馏分离的板式塔设备，并对所设计的塔设备进行合理的优化和改进。通过两周的努力，反

41、复计算和优化，终于设计出一套比较完善的筛孔式板式塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。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26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。参考文献参考文献1 王明辉.化工单元过程课程设计M.北京：化学工业出版社，20022 天津大学化工原理教研室编.化工原理课程设计M.天津：天津科学技术出版社，19943 刘雪暖，汤景凝.化工原理课程设计M.营口：石油大学出版社，20014 魏崇光，郑晓梅.化工工程制图M.北京：化学工业出版社，19945贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，200227