并确定在定性温度下的流体物性。
d．计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。
e．依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。 f．由总传热速率方程Q = KSΔtm，初步计算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。 （2）计算管程、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。 （3）核算总传热系数
计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，在计算总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若K’ /K=1.15～1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。
第七节：设计结果一览表
1、操作条件及物性系数
操作压力： 塔顶 1.62MPa 塔底1.69 MPa
操作温度： 塔顶 塔底 名 称 数 值 塔顶气相密度 28.03kg/m3 塔顶液相密度 气相体积流量 液相体积流量 471.2535kg/m3 590.379 31.595
塔顶液相表面张力
2、塔板主要工艺尺寸水力学核算
4.761
第八节：对本设计的评述
作为本学期难得的一次大型作业报告，我个人而言，收获良多，首先是看到了自己的不足，例如一些以前学习过的内容能够得到复习，毕竟差不多一年过去了，CAD课程内容所教授的内容，许多都已经不记得了，通过这次大型课题报告，让我们重新学习和掌握CAD课程。而且由于类似这种大型作业报告，需要考虑多方面的问题，必须多方面考虑周全，所以这次作业，也让我在做事方面想得更加周全，面面俱到，这对于我们这些学生而言，是非常难得的。
本人参照了指导老师给我们的指导资料，并参考了其他学长的个人设计格式，查阅了较多的关于本专业的相关资料文献，花费了不少的时间勉强完成了这个设计方案，但由于个人专业知识缺乏和时间上比较仓促，所以未能完成得很好。 通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。
至此，对于里面一些不当的操作及数据，我总结出了以下原因：
1、物料平衡的影响和制约
根据精馏塔的总物料衡算可知，不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期的分离要求。
2、塔顶回流的影响
回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用回流比来调节、控制产品的质量。
3、进料热状况的影响
当进料状况（xF和q）发生变化时，应适当改变进料位置，并及时调节回流比R。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况，保证在精馏塔的适宜位置进料。如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。
4、塔釜温度的影响
釜温是由釜压和物料组成决定的。精馏过程中，只有保持规定的釜温，才能确保产品质量。因此釜温是精馏操作中重要的控制指标之一。
5、操作压力的影响
塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。在精馏操作中，常常规定了操作压力的调节范围。塔压波动过大，就会破坏全塔的气液平衡和物料平衡，使产品达不到所要求的质量。
第九节：工艺流程简图
第十节：参考文献
《塔的工艺计算》,石油化工工业部石油化工规划设计院编写，1981年，石油工业出版社出版。
姚玉英主编,《化工原理》上、下册，天津大学化工原理教研室编，1995年8版，天津科学技术出版社出版。
《化学工程手册》第13篇，气液传质设备，《化学工程手册》编辑委员会编写，1984年，化学工业出版社出版。
长江大学付家新主编《化工原理课程设计》； 天津大学化工原理教研室编《化工原理课程设计》。