苯-氯苯板式精（留塔工艺设计设计说明书苯-氯苯分离过程板式精储塔设计一、设计题目试设计一座苯一氯苯连续精储塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶储出液中含氯苯不高于2%o原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）o二、操作条件1 .塔顶压强4kPa（表压）；2 .进料热状况，泡点进料；3 .回流比，2Rmin；4 .塔釜加热蒸汽压力0.5MPa（表压）；5 .单板压降不大于0.7kPa；6 .年工作日300天，每天24小时连续运行三、设计内容1 .设计方案的确定及工艺流程的说明；2 .塔的工艺计算；3 .塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4 .塔内流体力学性能的设计计算；5 .塔板负荷性能图的绘制；6 .塔的工艺计算结果汇总一览表；7 .生产工艺流程图及精储塔工艺条件图的绘制；8 .对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压Pi（mmH）g 温度,(℃)8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度P(kg/m3)温度，(℃)8090100110120130p苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯Pa9121.187t推荐：Pa912.131.1886t氯苯Pb11271.lilt推荐：Pb1124.41.0657t式中的t为温度，℃。
3 .组分的表面张力mN/m）xA、XB为A、B组分的摩尔分率）温度，（℃）80851101151201310苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力m可按下式计算：4 .氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3X103kJ/kmolo纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：-9吃3】氯苯的临界温度：tc359.2C）o85.其他物性数据可查化工原理附录目录、乙一一、刖百二、产品与设计方案简介2（—）产品性质、质量指标2（二）设计方案简介3（三）工艺流程及说明三、工艺计算及主体设备设计全塔的物料衡算1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率42）平均摩尔质量53）料液及塔顶底产品的摩尔流率5（二）塔板数的确定51）理论塔板数的求取52）实际塔板数7（三）塔的精僧段操作工艺条件及相关物性数据的计算.・・・・81）平均压强82）平均温度83）平均分子量84）平均密度85）液体的平均表面张力96）液体的平均粘度9（四）精偏段的汽液负荷计算9（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算10（六）（七）1）塔径 2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算塔板上的流体力学验算121）气体通过筛板压降和的验算塔板负荷性能图2）雾沫夹带量的验算.・・3）漏液的验算 4）液泛的验算 151010121414141）雾沫夹带线（1）152）液泛线（2）163）液相负荷上限线（3）164）漏液线（气相负荷下限线）（4）165）液相负荷下限线（5）17（A）精储塔的设计计算结果汇总一览表19（九）精储塔的附属设备与接管尺寸的计算20四、（十）主要符号说明对设计过程的评述和感受2122苯-氯苯分离过程板式精网塔设计计算书一、刖百课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。
通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践本设计采用连续精储分离苯-氯苯二元混合物的方法连续精储塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精储塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精储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99.8%,塔顶产品苯纯度不低于98%（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）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际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：精像、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：（1）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2）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 (3)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僧操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度4)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5)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20-40%,塔板效率高10-15%,压力降低30-50%,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20-25mm),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3-8mm,按正三角形排列.空间距与孔径的比为2.5-5.近年来有大孔径(10—25mm)筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小筛板塔的特点如下：(1)结构简单、制造维修方便2)生产能力大，比浮阀塔还高3)塔板压力降较低，适宜于真空蒸储4)塔板效率较高，但比浮阀塔稍低6)(5)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二、产品与设计方案简介(一)产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体密度1.105g/cm3o沸占八、、131.6℃o凝固点-45℃o折射率1.5216(25℃)闪点29.4℃燃点637.8℃,折射率1.5246,粘度（20℃）0.799mPa•s,表面张力33.28X10-3N/m.溶解度参数6=9.5。
溶于乙醇、乙酸、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1.3%-7.1%（vol）溶于大多数有机溶剂，不溶于水常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物有毒.在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官对皮肤和粘膜有刺激性.对神经系统有麻醉性，LD5o291Omg/kg,空气中最高容许浓度50mg/m%遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险质量指标：氯苯纯度不低于99.8%,塔顶产品苯纯度不低于98%,原料液中苯38%o（以上均为质量分数）（二）设计方案简介1 .精储方式：本设计采用连续精储方式原料液连续加入精馈塔中，并连续收集产物和排出残液其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精福2 .操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离3 .塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
4 .加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精福塔内5 .由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热6 .再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐三）工艺流程及说明II冷凝冷却冷却98%苯储存99.8%氯苯储存首先，苯和氯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储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，气相混合物在精储塔中上升，而液相混合物在精镭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储塔中，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僧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三、工艺计算及主体设备设计一）全塔的物料衡算1）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和112.61kg/kmol0. 70262/ 78. 11 38 /62/78.11112.61xl98/^ll72/112.gi9860.2/78.11、0.2/78.1199.8/112.61—2）平均摩尔质量Mf78.110.70210.702112.6188.39kg/kmolMd78.110.98610.986112.6178.59kg/kmolMw78.110.0028810.00288112.61112.5kg/kmol3）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：W60000t/a8333.3kg/h,全塔物料衡算：0.38F0.02D0.998WF 22638. 88kg/hD 14305. 55kg/hW 8333. 33kg/h22638. 88 /88. 391430. 55 / 78. 59256.12kmol/h182.03kmol/h8333. 33/11 2.5 74. 07kmol/ h（二）塔板数的确定1）理论塔板数Nt的求苯一氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M・T法）求取Nt,步骤如下:1.据，利用泡点方程和露点方程求取根据苯一氯苯的相平衡数X y依据XPtPB/PAPB,yPax/pt,将所得计算结果列表如下:温度，（℃）8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率X10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710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,因为操作压力偏离常压很小，所以其对Xy平衡关系的影响完全可以忽略。
2 .确定操作的回流比R将1.表中数据作图得xy曲线及txy曲线在xy图上，因q1,查得ye0.935，而Xexf0e702，xd0>986故有: 皿=dye0.9860.935皿yeXe0.9350.702考虑到精微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:R2Rm20.2190.4383 .求理论塔板数精微段操作线：y ' XR 1 R 10. 30x 0. 69提储段操作线为过0.00288,0.00288和0.702,0.901两点的直线苯一氯苯物系精储分离理论塔板数的图解140130120.、100.700.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0苯一氯苯物系的温度组成图图解得Nt12.51n.5块（不含釜）其中，精储段NT14块，提储段Nt27.5块，第5块为加料板位置2）实际塔板数NP1 .全塔效率ET选用Et0.170.616logUm公式计算该式适用于液相粘度为0.07~L4mPa•s的煌类物系，式中的Um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：Ua0.24mPas,UB0.34mPas。
mAXFB1XF0.240.7020.3410.7020.270Et0.170.616logm0.170.616log0.2700.522 .实际塔板数NP（近似取两段效率相同）精播段：Npi4/0.527.7块，取Npi8块提福段：Np27/0.5213.5块，取NP214块140总塔板数NPNpiNp222块三）塔的精微段操作工艺条件及相关物性数据的计算1）平均压强Pm取每层塔板压降为0.7kPa计算塔顶：pd101.34105.3kPa加料板：DF105.30.78110.9kPa平均压强pm105.3110.9/2108.lkPa2）平均温度均查温度组成图得：塔顶为80℃,加料板为89rOtm8089/284.5℃3）平均分子量Mm塔顶：％XD0.986,X10.940（查相平衡图）MvD,m0.98678.1110.986112.6178.59kg/kmolMLD,mO.94078.1110.940112.6180.18kg/kmol力口料板：yF°.935,xf0.702（查相平衡图）MvF,mO.93578.1110.935112.6180.35kg/kmolMLD,mO.70278.1110.702112.6188.39kg/kmol精微段：Mv,m78.5980.3579.47kg/kmolML,m80.1888.39/284.29kg/kmol4）平均密度Pm1.液相平均密度PL,m塔顶：3Pld,aiji.i««btyiz.oUoil.UKg/DTPLD,B1124.41.0657t1124.41.0657801039.IkgM1aAaB0.980.023A，Pld,m820.5kg/m3八co1rzn1non1进料板:lf,a912.131.1886t912.131.188689 LF,B1124.41.0657t1124.41.0657891029.55kg/m，Pv,m精储口108.179.472.890kg/m^R%8.31427384.51aAaB0.620.383lf,m878.7kg/m2.汽相平均密度P V,m5)液体的平均表面张力Om 塔顶：O da 21. 08mN/m ；a aA BD，m Q 0A rB B s A d进料板：f,a 20. 21mN/m ；(qagb !F ,m = 1 ' B SA F AXB精微段：m 21. 14 21.49 /6)液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录n,在80℃下有：U LD,m u axa d U b xb d 0. 315 0. 986 0. 445 0. 014 0. 317 mPa s加料板：lf ,m 0. 28 0. 702 0. 41 0. 298 0. 390mPa s精储段：L,m 0. 317 0. 319 / 2 0. 318mPa s。
db 26. 02mN/m ( 80℃)21.08 26. 0221.08 0.014 26.02F,B 25. 26mN/m ( 89℃)20.21 25.2620.21 0.298 25.262 21. 32mN/m21. 14mN/m21.49mN/mL,m820.5878.7/2849.6kg/m,四）精储段的汽液负荷计算汽相摩尔流率VR1D1.438182.03261.76kmol/h汽相体积流量VMv,m261.7679.473Vs1.999m相体积流量h1.999m=/s7196.4m>/h液相回流摩尔流率LRD0.438182.0379.73kmol/h“l,m79.7384.293液相体积流量Ls0.00220m，/s，3600L,m3600849.6液相体积流量Lh0.00220m/s7.920m/h冷凝器的热负荷QVr261.7678.59310/36001771.45kW（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径1 .初选塔板间距HT550mm及板上液层高度hL70mm,贝1HThl0.550.070.48m2,按Smith法求取允许的空塔气速Umax（即泛点气速UF）0.5HQ/1Q公qQ|ggyVsv1.9992.890查Smith通用关联图得C200.0925°，21.32°-：负荷因子CC200.09250.0937“2020泛点气速：UmaxClv/v0.0937849.62.890/2.8901.604m/s3 .操作气速取u0.7umax1.12m/s4 .精储段的塔径D4VS/u41.999/3.141.121.508m圆整取D1600mm,此时的操作气速u0.995m/so2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1 .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。
O1溢流堰长（出口堰长）1W取1w0.7D0.71.61.12m堰上溢流强度Lh/lw7.920/l.127.701m7mh100、130nr/mh,满足筛板塔的堰上溢流强度要求02出口堰高hwhwHlhow2/3对平直堰how0.00284ELh/1w-由L/D0.7及Lh/l/7.920/1.12-5.966,查化工原理Pm图5-5得E1.01,于是：2/3how0.002841.017.920/1.12-0.0106m0.006m（满足要求）hwhLhow0.070.01060.0594m03降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D0.7,查化原下Pu2图5—7得Wd/D0.14,Af/At0.09,即：2 22Wd0.224m,At0.785D，2.01msAf0.181m，o液体在降液管内的停留时间AfHi/Ls0.1810.55/0.0022045.25s5s（满足要求）04降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s,取液体通过降液管底隙的流速Uo0.08m/s,则有：Ls0.00220hos0.0246m（ho不宜小于0・02~0.025m,本结果满足要求）1 wiio1.120.082 .塔板布置Oi边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度Wc：一般为50、75mllI,D〉2m时，Wc可达100mm。
安定区宽度Ws：规定D1.5m时Ws75mm；DL5m时Ws100mm；样计取Wc60mm,Ws100mm02开孔区面积AaAa：xR：x-R"，n-*180R22兀210.47620.4760.74,0.4760.74,sin，1800.74021.304m，式中：xD/2Wd肌0.80.2240.1000.476mRD/2Wc0.80.0600.740m3.开孔数n和开孔率力取筛孔的孔径do5mm,正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度53mm,且取t/do3.0o故孔心距t3515mm3每层塔板的开孔数1158105115811.3046711（孔）•一—每层塔板的开孔率0920T0.101（“应在5~15%,故满足要求）t/d053,每层塔板的开孔面积Ao@Aa0.1011.3040.132m:气体通过筛孔的孔速uVs/Ao1.999/0.13215.14m/s4.精储段的塔高ZiZiNpi1Ht810.553.85m（六）塔板上的流体力学验算1）气体通过筛板压降hp和App的hPhehiho1 .气体通过干板的压降至2Uhe0.051c°0.05115.142.890°n式中孔流系数Co由do/65/31.67查P115图5-10得出，0.8。
Co2 .气体通过板上液层的压降hihihwhowHl0.570.070.040m式中充气系数B的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速Ua,对单流型塔板有：Vs1.999ua1.093m/s*AtAf2.010.181动能因子FaUaV1.0932.8901.858查化原P115图5-11得0.57（一般可近似取B0.5、0.6）3 .气体克服液体表面张力产生的压降4 Lgdo4 21. 32 10，849.6 9.810.00205m0.0054.气体通过筛板的压降（单板压降）hp和ApPhPhehih0.06210.0400.002050.104mpPlghp849.69.810.104866.8Pa0.867kPa0.7kPa（不满足工艺要求，需重新调整参数）现对塔板结构参数作重新调整如下：We50mm,Ws75mlii开孔区面积Aa0. 750 sin0. 5010. 750电一八一/sla180R20.5010.750，0.501：—1801.382m:式中：xD/2WaWs0.80.2240.0750.501mRD/2We0.80.0500.750m开孔数n和开孔率© 取筛孔的孔径d o 5mm ,正三角形排列, t/ do 3. 0 o 故孔心距t 3 5 15mm。
筛板采用碳钢，其厚度 8 3mm ,且取每层塔板的开孔1158 10= c At 2 a1158 10=2151. 382 7113 （孔）每层塔板的开孔率609072t/0.101（6应在5~15%,故满足要求）&3，每层塔板的开孔面积Ao4）Aa0.1011.3820.140m:uVs气体通过筛孔的孔速A pP的重新验算, UO 2he 0. 051 vcv n nri14. 28 =2. 890 0. 0396m0. 8 849. 6/Ao1.999/0.14014.28m/s气体通过筛板压降hp和气体通过筛板的压降（单板压降）hp和ApphPhehih0.03960.0400.002050.0816mpplghP849.69.810.0816681Pa0.681kPa0.7kPa（满足工艺要［雾沫夹带量ev的验算321八3・/‘%5・710T.09310'H7hf21.2610»0.552.50.070.00822kg液/kg气0.1kg液/kg气（满式中：hf2.53,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带3）漏液的验算漏液点的气速UomUom4.4Co0.00560.13Hlhl/v4.40.80.00560.130.070.00205849.6/2.8906.788m/s液漏）u14.28筛板的稳定性系数K。
2.11.5（不会产生过量Uom6.7884）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Hd①Hthw H d hP Hl hdhd 0. 1532!0.002%00098m!=0,153l120.0246Hd0.08160.070.000980.153mHthw0.50.550.05940.305mHdHthw成立，故不会产生液泛通过流体力学验算，可认为精微段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选Ht及hL,进行优化设计七）塔板负荷性能图1）雾沫夹带线（1）5.7 10 6 包H t 2. 5hL3.21)式中：七VsVsAt Af2. 010. 5467VSh f 2. 5hhw how2. 5 0. 05943600Ls2/32. 5 0. 05940. 00284 1. 01 1. 120.00284E…0.1491.547L可将已知数据代入式（1）.5. 7 10 ”21. 32 10 $0. 5467Vs八二二八 14Q 1Vs 4. 671 18.02L, (1-1 )2/3R/17T …3.20. 1Ls,m5/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,mJs4.496-1.14-13.8353.5753.429在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表:依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2）液泛线（2）H t hw hp hwhow hd ( 2)2/3■0.0028442603。
0.002841.120. 6186Lv2Vs，2.8900.80.132849.620.01556Vs=hihwhow0.570.05940.6186L§0.033860.3526L、，ho0.00205hPhehih0.01556Vs=0.3526U，0.03591hd0.153「0.153及201.6L-41who1.120.0246，0.50.550.05940.01556Vs=0.3526bs-0.03590.05942/320.6186U-201.6LS22/32(2-2 )V<13.4662.42Lv12956U在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表:Ls,m7s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m=/s3.5843.3633.04-12.5912.217依据表中数据作出液泛线（2）3）液相负荷上限线（3）HiAfL°-550isi0.0199m7s（3-3）s,max54）漏液线（气相负荷下限线）（4）1vkow0.05940.6186L\s漏液点气速 Uom4.40.80.00560.130.05940.6186bs*0.00205849.6/2.890Vs,minAoUom22/3Vs^min5.741Lss0.804(4-4)3600Ls,min 23ow 0.00284E2/3-0. 002841.01 »0.0061 19Ls,min 9. 55 10nr/s(5-5 )操作气液比Vs /Ls 1. 999 / 0. 00220 908. 6气相体积流量 Vs1危双本和在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表:Ls,n?/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m7s0.9270.9861.0351.0741.095依据表中数据作出漏液线（4）5）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度how0.006m,E1.0o操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比，即:捡作弊的=3. 413. 74Vs, min0. 92 八）精储塔的设计计算结果汇总一览表精储塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精福段提储段平均压强p=kPa108.1平均温度t=℃84.5平均流量气相Vsm/s1.999液相Lsm/s0.00220实际塔板数NPi块8板间距ktIII0.55塔段的有效高度ZIII3.85塔径DIII1.6空塔气速um/s0.995塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长1win1.12堰高hwin0.0594溢流堰宽度Wdin0.224底隙高度hoin0.0246板上清液层高度hLin0.070孔径d0mm5孔间距tmm15孔数n个7113开孔面积Ao90.140筛孔气速u0m/s14.28塔板压降PpkPa0.681液体在降液管中的停留时间S45.25降液管内清液层高度KdIll0.153雾沫夹带力kg液/kg气0.00822负荷上限Ls,max雾沫夹带控制负荷下限Ls,min漏液控制气相最大负荷's,maxm/s3.44气相最小负荷's,minm/s0.92操作弹性3.71（九）精储塔的附属设备与接管尺寸的计算1）料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q,然后估算预热器的换热面积A,最后按换热器的设计计算程序执行。
2）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为1771.45循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算3）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故VV1qFV即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的5~10%）再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同4）精微塔的管口直径1 .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12^20m/so2 .回流液管径回流量前已算出,回流液的流速范围为0.2^0.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取广2.5m/ s o3 .加料管径料液由高位槽自流, l・5~2・5m/s o流速可取0. 4~0.8 m/s ；泵送时流速可取4 .料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.5^1.Om/so5 .饱和蒸汽管径蒸汽流速：V295kPa：20〜40m/s；<785kPa：40飞0m/s；>2950kPa：80m/so 十）主要符号说明项目符号项H符号平均压强Pm每层塔板压降Pa平均温度安定区宽度边缘区宽度Ws平均流里气相Vs*c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8塔径空塔气速D表面张力密度0up溢流装置堰长L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hi.液相L（下标）孔径do理论板层数Nt孔间距t塔顶空间高度Hd孔数n塔底空间高度Hb开孔面积Ao裙座高度h2筛孔气速塔板压降Uo总板效率气相最大负荷EthPVs»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Ha雾沫夹带eV四、对设计过程的评述和感受通过这次课程设计，我有了很多收获。
首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助非常有成就感，培养了很深的学习兴趣在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅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、如对原理的了解还不够全面等等。
今后会进一步学习来加深了解。