管程流通面积 0.0050m2 列管长度 3000mm 管子直径 φ25×2.5mm 管子排列方法 正方形旋转45°
So=错误！未找到引用源。ndo(L-0.1)=3.14×32×0020×2.999=6.03m2
6.2.塔釜再沸器
塔釜采用0.6mpa(表压)饱和水蒸汽加热，温度T=164.8℃而t2=120，t1=tw=97.6 则Δt1=T-t1= 67.2℃ .Δt2=T-t2=44.8℃ Δtm=错误！未找到引用源。=55.31℃
由于塔釜几乎为甲苯，则可用纯甲苯含计算釜残液的含。 即：Ivm-Ilm=r甲苯=363×92.13=33443.20kJ/kmol 而被加热量qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s 故加热量Qw=qmr=33443.2×0.0164=549.5kJ/s
由于Δt=t2-t1=22.4℃温度差很小，可选用固定管板式换热器[3]， 传热面积A=Qw/KΔtm=459.5×1000/(500×55.31)=11.62m2
可选用换热器规格如下：
公称面积 12.2m2 公称直径 400mm 管程 4 管子总根数 中心排管数
146 14
管程流通面积 0.0065m2 列管长度 1500mm 管子直径 φ25×3mm 管子排列方法 正三角形
6.3.塔顶全凝器
塔顶温度tD=81.1℃,冷凝水温度t1=17.4℃，t2=30.4℃ 所以Δt1=tD-t1=81.1-17.4=63.7℃ Δt2=tD-t2=81.1-30.4=50.7℃
Δtm=错误！未找到引用源。=57.04℃
由于tD=81.1℃，查液体比汽化热共线图[1]可得r苯=392kJ/kg 即r苯=30619.12kJ/kmol
塔顶被冷凝量qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s 则冷凝热为QD=qmr苯=30619.12×0.0128=393.24kJ/s 取传热系数K=500w/cm2k.
则传热面积A=QD/KΔtm=393.24×1000/(500×57.04)=13.8m2 由于Δt=t2-t1=13℃温度差较小，可选用固定管板式换热器。 可选用规格如下：
公称面积 公称直径 管程 管子总根数 中心排管数 流通面积 列管长度 管子直径 管子排列方法
14.0m2 400mm 2 94 11 0.0148m2 2000mm φ25×2.5mm 正三角形
[3]
第七章 主要工艺管道的计算与选择
7.1 塔顶蒸气出口管的直径dV
塔顶蒸汽流量V=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=0.2823m3/S 取管内蒸汽流速u=15m/s 则管径dV?4Vs ?uVdV?
4Vs4?0.2823??0.155m =155mm ?uV3.14?15故选取回流管规格[3]外径×厚度φ 168×5mm，则管内径d=158mm. 所以塔顶蒸汽接管内实际流量u=错误！未找到引用源。=14.405m/s
7.2.回流管的直径dR
回流流量L=59.15kmol/h。塔顶液相平均摩尔质量M=88.19kg/kmol，错误！未找到引用源。平均=2.88kg/m3。则液体流量Vl=(LM)/错误！未找到引用源。=(59.15×88.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503
取管内流速2.0m/s 则管径
dR?4Ls4?0.503??0.566m=566mm ?uV3.14?2.0故选取回流管规格[3]外径×厚度φ600×15mm .则管内直径d=570mm 回流管内实际流量u=(4v)/(错误！未找到引用源。d2)=1.972m/s
7.3.进料管的直径dF采用直管进料
F=36.34kg/h平均密度pF=788.5kg/m3.平均摩尔质量MF=88.19kg/mol，则体积流量V=FMF/pF=0.00113m3/s
取管内流速为u=0.6m/s 则管径
dF?4LF4?0.00113??0.049m=49mm ?uF3.14?0.6故可选取进料管规格[3]φ57×3.5，则管内径d=50mm.
进管实际流速u=(4V)/(错误！未找到引用源。d2) =0.576m/s
7.4.塔底出料管的直径dW
塔釜w=24.45kmpl/h,错误！未找到引用源。m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol 故体积流量V=错误！未找到引用源。=(24.45×91.91)/776.8=2.89m3/h=0.00080m3/s
取管内流速u=0.5m/s
则d=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=0.0447m=45mm
可取排出管规格[3]φ54×3，则管内径d=48mm, 接管内实际流速u=错误！未找到引用源。=0.442m/s
7.5.塔顶产品的出口管径
D=11.943kmol/h。错误！未找到引用源。m=810.3kg/m3,平均摩尔质量M=78.71kg/kmol 故塔顶产品体积流量V=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=1.16m3/h=0.00032m3/s
取管内流速u=1.5m/s
则d=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=0.0164m=16.4mm 故可取产品出口管规格[3]外径×厚度φ18×0.5.则：实际管径d=17mm
塔顶产品实际出口流速u=错误！未找到引用源。=1.412m/s
结束语
在为期将近两个礼拜的时间，我终于在老师的引导下，自行图书馆借书、上网搜寻资料，最终完成了此次课程设计。本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计的一套苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计。
通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题的那一刻起我就想着要尽最大努力把完全靠自己把它做全做好。
万事开头难，出了最小回流我从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得出。
接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我们发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了行进步骤。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。
这次历时近两周的的课程设计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，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我积极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、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。
每做一件事情都是十分不容易的，如果要做好更是不容易。表面上来看一件事情，不少人会觉得我们的课程设计很简单，特别是用电子稿的会更简单。我想说的是，用电子档的十分的不容易，里面有好多的公式编辑，在word里面找到一个符号都是十分的不容易的。用电子稿的时候，你不能够很方便的看到自己前面编写的设计，有时候我们不一定就能够记住我们自己前面编辑好和算好了的数据，后面要用到的时候，我们必须自己翻到前面去看，而且这次的设计，里面有好多的数据，好多的计算，我不得不一下子就要找到前面的数据。这样的工作让人枯燥、窒息。在这次设计中我学会了忍受，学会了从总体考虑问题，学会了其他的种种。虽然我做的不是最优秀的，但我是认真的在做。