程设计(苯—甲苯分离板式精馏塔)

课程设计任务书
2009～2010学年第二学期
学生姓名：_石华端专业班级：_07级应用化学_
指导老师：_______ 工作部门：_______
一．课程设计题目
设计一台苯—甲苯分离板式精馏塔
二．设计要求
1、设计一座苯-甲苯连续精馏塔，具体工艺参数如下：
原料苯含量(m/m)：（25+0.5）%
原料处理量：2万t/a
产品要求（m/m）：x D = 0.98，x W=0.02
2、操作条件
塔顶压力：常压
进料热状况：泡点进料
回流比：自选
单板压降：≤0.7kPa
加热方式：间接蒸气加热
冷凝方式：全凝器，泡点回流
年操作时数：8000h
3、塔板类型
浮阀塔板（F1重阀）
三．课程设计内容
1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定
2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计
3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算
4、塔板的流体力学验算
5、塔板的负荷性能图的绘制
6、精馏塔接管尺寸计算
7、绘制带控制点的生产工艺流程图(A3 图纸)
8、绘制主体设备图(A2图纸)
四．进度安排
1.课程设计准备阶段：收集查阅资料，并借阅相关工程设计书；
2.设计分析讨论阶段：确定设计思路，正确选用设计参数，树立工程观点，
小组分工协作，较好完成设计任务；
3.计算设计阶段：物料衡算，热量衡算，主要设备工艺尺寸计算，塔盘工艺
尺寸计算及流体力学计算;
4.课程设计说明书编写阶段：整理文字资料计算数据，用简洁的文字和适当的图表表达自己的设计思想及设计成果。

1. 课程设计的目的
化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。

通过课程设计达到如下目的： 1．巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化；
2．培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力；
3．熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；
4．学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图；
5．训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；
6．通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力；
7．学会编写设计说明书。

⒉课程设计题目描述和要求
本设计的题目是苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：
生产能力：2万吨/年(料液)
原料组成： 25%苯，60%甲苯（摩尔分数，下同）
产品组成：馏出液98%苯，釜液2%苯
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：泡点
加热方式：间接蒸汽加热
回流比：R=（1.2～2）Rmin
3．课程设计报告内容
3.1 流程示意图
冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯
↑↓回流
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔
↑回流↓
再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯
3.2 流程和方案的说明及论证
3.2.1 流程的说明
首先，苯和甲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。

3.2.2 方案的说明和论证
浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点：
1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操
作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及
液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是
比筛板塔高 20%～30%。

浮阀塔盘的操作原理和发展:
浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。

为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。

蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。

随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。

3.2.3设计方案的确定
1.操作压力
精馏操作可在常压，加压，减压下进行。

应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。

例如对于热敏感物料，可采用减压操作。

本次设计苯和甲苯为一般物料因此，采用常压操作。

2.进料状况
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。

但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。

这样塔的操作比较容易控制。

不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计
和制造上也叫方便。

本次设计采用泡点进料，即q=1。

3.加热方式
精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。

便可以直接采用直接接加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。

塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。

但对有些物系。

当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。

4.冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。

如果要求的冷却温度较低。

可考虑使用冷却盐水来冷却。

5.热能利用
精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。

因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。

因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。

4.精馏塔的工艺计算
4.1精馏塔的物料衡算
4.1.1物料衡算：
1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量：ol 78.11kg/km =A
M
；甲苯的摩尔质量：ol 92.14kg/km =B
M
25.0=F X ；98.0=D X ；02
.0W
=X
.
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
原料液的平均摩尔质量：kg/kmol 63.88)25.01(14.9225.011.78=-⋅+⋅=F M
kg/kmol 39.78)98.01(14.9298.011.78=-⋅+⋅=D
M
kg/kmol
86.91)02.01(14.9202.011.78=-⋅+⋅=W M
（3）物料衡算
原料处理量：1
7
2.2863
.88800010
2F -⋅=⋅⋅=
h
kmol
总物料衡算：2.28=+W D
苯的物料衡算28.2×0.25＝0.98D ＋0.02W 联立解得：176.6-⋅=h kmol D ；144.21-⋅=h kmol W
4.1.2 相对挥发度的计算：
因此有：塔顶用t=80.10℃时，a
101.33kp
=A p ，a kp 0.04=B p .
54.2==
B
A D p p α.
塔底用t=101.63℃时，a kp 0.402=A p ，a kp 33.101=B p .
37.2==
B
A D p p α
平均相对挥发度46.2=⋅=W D ααα
4.2塔板数的确定
4.2.1理论板层数的求算 4.2.1.1逐板法求塔板数 (1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式：y
y y
y
y
y
x 46.146.2)1()1(-=
--=
--=
αααα.
(2)q 线方程
进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q ＝1），气液混合进料(0<q<1)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。

则xF=xq (3)最小回流比
25
.0==F p x x ；p
p
p y y x 46.146.2-=
由以上两式可得：
451
.0=p y ；632.2min =--=
p
p p D x y y x R
由于3)0.2~1.1(R min ==R (4)精馏段操作线方程
精馏段液相质量流量：120.28L R D kmol h -=⨯=⋅ 精馏段气相质量流量：V=127.04V L D kmol h -=+=⋅ 精馏段操作方程：0.750.24y x =+
提馏段液相质量流程：120.2828.248.48L L q F km ol h -'=+⨯=+=⋅ 提段气相质量流程：1(1)27.04V V q F km ol h -'=+-=⋅
27.04 1.2621.44
V R W
''=
==
提馏段操作线方程：1 1.790.01W x R y x x R R '+=
+
=-'
'
.
由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点的横坐标为
0.24f x =
(5)理论塔板数的确定
先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：
110.980.9522D y x x ==−−−→=相平衡
；
220.95410.8943y x =−−→=； 330.91090.8057y x =−−→=； 440.84430.6879y x =−−→=； 550.75590.5573y x =−−→=； 660.65800.4388y x =−−→=； 770.56910.3493y x =−−→=； 880.50200.2907y x =−−→=； 990.45800.2557y x =−−→=； 10100.44180.2434y x =−−→=；
11110.42250.22930.24f y x x =−−→=<=.
以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得：
12120.40040.2135y x =−−→=； 13130.37210.1942y x =−−→=； 14140.33750.1716y x =−−→=； 15150.29710.1466y x =−−→=；
16160.25250.1207y x =−−→=； 17170.20610.0955y x =−−→=； 18180.16090.0723y x =−−→=； 19190.11940.0522y x =−−→=； 20200.08350.0367y x =−−→=；
21210.05390.01980.02W y x x =−−→=<=.
故理论板为21块，精馏板为10块，第11块为进料板. 4.2.1.2逐板法求塔板数
由此算得于逐板法得一致. 4.2.2 精馏塔塔效率的计算
在t=95.4℃时，此时查得苯和甲苯黏度：0.268μ=苯，0.295μ=甲苯 则：0.2680.250.2950.750.2875L μ=⨯+⨯=
(80.1110.6)/295.4
T =+=℃时,此时的相对挥发度为：158.66 2.64
64.37
A B
p p α=
=
=
则：0.2875 2.640.759L αμ=⨯=
查奥康内尔精馏塔全塔板效率图得：00.525E =.
4.3 塔的工艺条件及物性数据计算
4.3.1 混合液的平均摩尔质量计算 进料板苯的摩尔分数
在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为（94℃）： y=0.649 x=0.428
VFm M =0.649*78+(1-0.649)*92=82.914kg/kmol LFm
M
=0.428*78+(1-0.428)*92=86.008kg/mol
塔底摩尔分数（110.63℃）： x=0.024 y=0.024
Kmol kg M VWm /664.9192*)024.01(78*024.0=-+= kmol
kg M
LWm
/664.9192*)024.01(78*024.0=-+=
平均摩尔质量：
Vm M =(82.914+91.664)/2=87.289kg/kmol
Lm
M
=(86.008+91.664)/2=88.836kg/kmol
4.3.2平均密度计算 进料板平均密度：
t=94℃时，ρ苯=7893kg/m 3, ρ甲苯=7893kg/m , ω苯=0.39 参考《化工原理》P 361某些有机液体的相对密度图（下同） LFm ρ=
798
61.0798
39.01+=7983kg/m
塔底平均密度：
t=110.63℃, ρ苯=7803kg/m ,ρ甲苯=7753kg/m , ω苯=0.02
3
/1.775775
98.0780
02.01
m
Kmol m
m
LW LW
=+
=
ρρ
故Lm ρ=(775.1+798)/2=786.55kg/m 3
m
E =102.315
_
ρvm =
m
Vm
m RT M P *=
)
15.273315.102(*314.8287.87*33.101+=2.83kg/m 3
4.3.3 液体的平均张力
t=110.63℃时, 苯σ=17.21mN m -⋅,甲苯σ=17.81mN m -⋅
t=94℃时，苯σ=19.8甲苯σ，甲苯σ =19.91mN m -⋅ ，由《化工原理》第三版P 379查得
t=101.63℃时，Lw σ=0.024*17.2+（1-0.024）*17.8=17.78591mN m -⋅ t=94℃时，LF σ=0.428*19.8+（1-0.428）*19.9=19.85721mN m -⋅ 提馏段平均张力：_
σ=
2
7856
.178572.19+=18.821mN m -⋅
4.3.4 提馏段气液相的体积流量 L h =
Lm
Lm
M
L ρ'
=
55.786886
.88*382.230=26.02m 3/h
V h =
Vm
Vm
M V ρ'
=83
.2289
.87*548.163=5044.5m 3/h
4.4 塔体工艺尺寸计算
4.4.1 精馏段塔径计算
由F LV 及（H T -h l ）查Smith 图（《化工单元过程及课程设计》P 161） 气流动参数 F LV =
V
L VV VL H
h q q ρρ=
83
.255.7865
.504402.26=0.086
取塔盘清夜层高度 h L =0.07m H T =0.45m 液滴沉降高度 H T -h L =0.45m-0.07m=0.38m 当σ=18.82时的负荷因子C 20等于0.028 由工艺条件得：C=C 20（20
σ
)0.2=0.081
液乏气速 u f =c
V
V
L ρρρ-=0.081*83
.283
.255.786-=1.35m/s
取泛点率为0.75，故空塔气速u=0.75f u =0.75*1.35=1.013m/s 气相通过的塔截面积 A=013
.1*36005.5044=
u
q s VV =1.38m 2
取7.0/=D l w
π/])(
1)(
[sin
2
1
D
l D
l D
l A A w
w w T
d --
=-=0.0877
由T
d
A A 计算D ： 2
513.10877
.0138.11m A A A A T
d T =-=
-
=
D=m
A T
388.14=π
故取 D=1.4m
2
254.14
m
D A T ==
π
2
405.1)1(m
A A A A T
d
T =-
=
s
m
A q u s VV 997.0405
.1*36005.5044/==
=
设计点的泛点率=739
.035
.1997
.0==f
u u
4.4.2 精馏塔高度计算
(1)精馏段有效高度计算：
Z 精=(N 精-1)*HT=10*0.35=3.5m (2)提馏段有效高度计算：
Z 提=(N 提-1)*HT=(17-1)*0.45=7.2m 如进料板上面开一人孔，其高度为0.6m (3)精馏塔的有效高度为：
Z 有=Z 精+Z 提+0.8=3.5+7.2+0.6=11.3m .(4) 精馏塔的实际高度为：
塔两端空间，上封头留1.5m. 下封头留1.5m. Z 实= Z 有+1.5*2=11.3+3=14.3m 4.4.3 溢流装置的计算
由《化工单元过程及设备课程设计》P 166流液收缩图： 降管液的尺寸：2135.0405.154.1m A A A T d =-=-= 降液管宽度： m D l D bd w 2001.02/)](1[=-= 选取h b =0.04m 溢流堰尺寸： m D
l D l w
w 98.07.0*4.1)(
===
堰上液头高how, 取E=1 m
l q E how w
VLh
025.03
2)(
10*84.23==-
堰高： m how h h l w 045.0025.007.0=-=-= 溢流强度：)]*/([55.2698
.002
.263
h m m l q u w
VLh
L ===
降液管底隙流体速度：s m h l q u b
w VLs b /184.004
.0*98.0*360002.26==
=
4.5 塔板负荷性能
4.5.1 浮阀计算及其排列
（1）浮阀数 选取F 1型浮阀，阀孔直径d 0=0.039m 根据表5—4选择单流型 初取F 0=11 , 则 s m V F u /54.683
.211/00===ρ
浮阀数： 180
54
.6*039.0*36004*5.50444
2
20
==
=
ππ
u d q n VVs
（2）排列方式 取塔板上液体进，出口安定区宽度m bs bs 075.0'== 取边缘区宽度bc=0.05m m
bd bs D x 425.0)2001.0075.0(2
4.1)(2=+-=
+-=
m
bc D
r 65.005.02/4.12
=-=-=
2122202.1)](sin [2m r
x
r x r X A a =+-=-
2
0022
0)(907.060sin 4t
d t d n
A A a
==
π
m
d A A t a
0809.0*)/(
907.000
==
根据估算提供孔心距进行布孔，按t=75mm 进行布孔，实排阀数n=163 阀孔气速 s m d
n
q u VVs
/2.7)
4
(2
0==
π 动能因子 11.1283.2*2.70==F 塔板开孔率 126
.054.1/4
*
163/2
00===d A A T π
ψ
4.6 塔板的流体性能的校核
4.6.1泡沫夹带量校核
为控制液沫夹带量e V 过大，应使泛点F 1≤0.8~0.82 浮阀塔板泛点率计算如下：
b
F L
VLs V
V Ws
A KC Z q L q F 36.11+-=
ρρρ
由塔板上气相密度3/83.2m kg V =ρ及板间距H T =0.45m 查图5—26（泛点荷
因数）得系数G F =0.128,根据表5—11（物性系数）所提供的数据，取k=1 塔板液流道长Z L =D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m) 液流面积 )(27.1135.0*254.122m A A A d T b =-=-=
故得：8.0578.027
.1*128.00
.1*3600
02.26*
36.183.255.78683.2)
3600/5.5044(_
<=+-=
H
故不会产生过量的液沫夹带 4.6.2塔板阻力计算
由《化工单元过程及设备课程设计》P 171泛点负荷因数图： （1）干板阻力0h 临界孔速 20
.795.5)
73(
0825
.110=<==u u V
c ρ
阀孔0u 大于其临界孔阀气速0c u ,故应在浮阀全开状态计算干板阻力。

)
(051.081
.9*220
.7*
55
.78683.2*
34.5234
.52
2
0m g
u h L V ===ρρ
（2）塔板清液层阻力1h
035.007.0*5.05.0===L l h h (m) (3)克服表面张力所造成阻力 σh )
(10
*46.2039
.0*81.9*55.78682
.18*10
*410
*44
3
3
m gd h L ---==
=
ρσ
σ
由以上三阻力之和求得塔板阻力f h :
)(0862.0000246.0035.0051.00m h h h h l f =++=++=σ 4.6.3降液管液面校对
流体流过降液管底隙的阻力： )(0052.0)(
10*18.12
8m h l q h b
w VLh d ==-
浮阀塔板上液面落差∆较小可以忽略，则降液管内清液层高度： )(1614.00052.00862.0025.0045.0m h h how h H d f w d =+++=+++= 取降液管中泡沫层相对密度6.0=φ，则可求降液管中泡沫层高度：
269
.0'==φ
d
d H H
而'495.0045.045.0d w T H h H >=+=+，故不会发生降液管液泛。

4.6.4液体在降液管内停留时间校核
应保证液体在降液管内的停留时间大于3S ～5S ，才能保证液体所夹带的气 体的释放。

)(5)(4.802.26/45.0*135.0*3600/s s q H A VLs T d >===τ 故所夹带气体可以释出 4.6.5严重漏液校核
当阀孔的动能因子F 0=5的相应孔流气速： )
/(97.283
.255
'0s m V
u ==
=
ρ
稳定系数 0
.2~5.142.297
.220.7'
0>==
=
u u K 故不会发生严重漏液
4.6.6塔板负荷性能图
由《化工单元过程及设备课程设计》P 187塔板负荷性能图： （1）过量液沫夹带线关系式
根据前面液沫夹带的校核选择F 1=0.8 则有 )1*128.0*27.1/()36.183
.255.78683.2(8.0VLs Ws q q +-=
h
m q h m q h
m q q VVh LVh VVh LVh /5.6678/50/2/7803
3
3
====时，当时，当
由此两点作过量液夹带线（a)
(2)液相下限线关系式
对于平直堰，其堰上液头高度how 必须大于0.006m 。

取how=0.006m ，即可以确定液相流量的下限线 006
.0)
(
10*84.23
/23==-w
VLh l q E how
取E=1.0，代人l w =0.98
)/(00.398.0*07.307.33h m l q w VLh === 该线为垂直VLh q 轴的直线，记为（b) (3)严重漏液线关系式：
因动能因子F 0<5时，会发生严重漏液，故取F 0=5,计算相应气体流 量VVh q ：
97
.2/5/
36000000====V V VVh F u u A q ρρ
)/(87.2080)/
5*4(3600)4
(36003
2
002
0h m d n
u d n
q V VVh ===ρπ
π
该线为平行VLh q 轴的直线，为漏液线，也称为气相下限线，记（c)
(4)液相上限线关系式：
s 5=τ降液的最大流量为：
h m H A H A q T d T d VLh /74.4345.0*135.0*7207205/36003==== 该线为平行VVh q 轴的直线，记为（d)
(5)降液管液泛关系式：
根据降液管液泛的条件，得以下将液管液泛工况下的关系： 285.0)025.045.0(*06.0)(=+=+=how H H T d φ 或)(how H h h how h T d f w +=+++φ 即2
5
3
2
3
27)(10
*17.1)(10*32.4)(10*53.52295.0VLh VLh VVh q q q ---++=
)/(3
h m q VLh 10 20 30 40 50 60
)
/(3h m q VVh
6133.7 590.75 566.2 538.3 506.06 468.1
操作弹性 56.387.2080/7410)/()(min max ==VVh VVh q q 适宜裕度=h
h
h
VV VV VV q q q /])[(min -=46.9%
4.7换热器的计算 4.7.1原料预热器：
1
1
.1
1
.65.175.1----⋅⋅=⋅⋅=K
kg
kJ C K
kg
kJ C h p h p 甲苯苯
44.0=F x h kg Q h m /10417)24*320/(1000*80000.= 1.694.165.1*56.075.1*44.0-⋅⋅=+=K kg kJ C c p 设加热原料温度由10℃加热到104℃
则 h kJ t C Q c p h m /10*66.194*694.1*104176..==∆⋅⋅=φ 4.7.2塔顶冷凝器： R 苯=390kJ/kg s
kJ r q mh /93.14439390*3600
548
.163*815==⋅=苯φ
4.7.3塔底再沸器： kg kJ r /360=甲苯 s
kJ r q mb /6.12676360*3600
548
.163*1.775==
⋅=φ
4.7.4贮罐的体积计算：
由《化工单元过程及设备课程设计》查得在0.11MP a 下，塔顶采量 D=7394kmol/h 3/810m kg =ρ
故h kg D r q VVh /22182)1(=+= 3/810m kg L =ρ 设冷凝液停留20min ，补充系数7.0=φ
则313)7.0*810*60/(20*22182)/(m q V L VLh ==⋅=φρτ 贮罐容积估算结果表
4.7.5进料罐线管径
选择原液流速： u=0.5m/s
管线直径： m u V d L
0961.05.0*14.3*798*360010417
*44==
=ρπ
选取6*133φ管材，其内径为0.121m
其实际流速为： u=10471/(3600*798*0.785*0.09162)=0.5m/s
位号 名称
停留时间 容积/m 3 V-101 原料中间罐 20min 13 V-102 回流罐 10min 7 V-103 塔顶产品罐 24h 937 V-104 塔底产品罐 24h
937
5.设计结果汇总表表一设备一览表
表二提留段塔板设计结果汇总表
6.课程设计心得体会
本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的浮阀式连续精馏塔设备。

通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出一套较为完善的浮阀式连续精馏塔设备。

其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

课程设计需要我们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，更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义。

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都由教材和老师安排。

因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们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，确定设计方案。

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，课程设计让我们学到了很多东西。

在这次课程设计中，给我们印象最深的是，这期间由于我们对设计的流程和具体要求理解地不够深入，在设计的初期，我们曾因为没有清晰的设计思路，而无法开始，后来在计算的过程中，由于组员的疏忽，计算上出现了错误，特别是第二次，设计已完成过半，发现前面的基础数据出现了问题，看着几天的劳动成果就这样被自己否定，我们没有气馁，没有相互抱怨，而是在一起冷静分析思考错误，认真总结经验教训，重新制定了设计方案，在接下来的设计中，我们采用了两组同时进行计算的办法，发现问题之后，可以马上解决，避免了同样错误的再次出现。

本次课程设计中，大家相互配合，齐心协力，克服重重困难，坚持不懈的工作，终于完成了本次课程设计!
7.主要参考文献
[1].王志魁 .化工原理[M]. 第三版.北京：化学工业出版社，2004。