年处理27万吨乙醇-水分离精馏塔设计.doc

食品工程原理课程设计食品工程原理课程设计分离乙醇水精馏塔设计学生姓名： 杨艳玲 刘琛幡 郭雪梅 尹成晨（组长） 所属学院： 生命科学学院 专 业： 食品科学与工程 班 级： 162 指导教师： 杨保球 日期： 2014.12.25-2014.12.29 目 录化工原理课程设计任务书4摘要5前言6第一章 绪论71.1设计的目的71.2设计方案71.3设计思路71.4设计依据81.4.1 操作压力81.4.2 进料状况81.4.3加热方式81.4.4热能的利用81.5. 塔型选择8第二章 塔的工艺计算92.1工艺过程92.1.1精馏塔全塔物料衡算92.1.2理论及实际塔板数的确定92.1.3 塔的结构的设计132.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算182.2.1塔径的计算182.2.2精馏塔有效高度的计算192.2.3溢流装置计算192.2.4 塔板布置20第三章 流体力学验算223.1气相通过浮阀塔板的压降：223.2淹塔223.3. 雾沫夹带验算233.4 操作性能负荷图233.4.1 气相负荷下限图（漏液线）233.4.2 过量液沫夹带线243.4.3 液相负荷下限线243.4.4 液相负荷上限线243.4.5 液泛线24第四章 精馏塔设备设计264.1精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核264.1.1精馏塔塔体材料的选择264.1.2精馏塔的内径264.1.3壁厚的计算264.1.4强度校核274.2封头的选型依据，材料及尺寸规格274.2.1封头的选型依据274.2.2封头材料的选择274.2.3封头的高274.2.4封头的壁厚284.3精馏塔的塔板类型选择284.4塔板结构及与塔体的连接形式284.5塔节的设计294.6塔体各部分高度设计294.7开孔补强结构设计294.8塔体各接管设计304.9塔体手孔及人孔的设计314.10除沫器的设计324.11支座设计324.11.1 精馏塔塔体质量：324.11.2封头质量：32第五章 设备的计算及选型325.1冷凝器负荷325.2 再沸器热负荷33参 考 文 献34课程设计心得34附录35化工原理课程设计任务书一、设计题目：分离乙醇-水混合液的板式精馏塔工艺设计原始数据及条件：生产能力：年处理乙醇-水混合液27万吨（开工率300天/年） 原料：乙醇含量为26%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于90%塔底乙醇含量不高于1%建厂地址：阿克苏地区库车县二、设计参数（1）设计规模：乙醇-水混合液处理量3750 kmol/h（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产（3）原料组成：乙醇含量为24（质量百分率，下同）（4）进料状况：含乙醇24%（质量百分比，下同）乙醇-水的混合溶液（泡点进料）（5）分离要求：塔顶乙醇含量不低于_90_%，塔底乙醇含量不大于_1_，塔顶压力: 0.101325MPa (绝压），塔釜采用0.5 MPa饱和蒸汽间接加热（表压）（6）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20的库车县。指导教师（签名）： 2014 年 12 月 25 日 学科部（系）主任（签名）： 2014年 12 月 25 日摘要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算Xf=0.1209 Xd=0.7788 Xw=0.0039 F=3750kmolh 实际塔板数精馏段22块，提馏段7块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算塔高为11.35m,筛孔数目为3425个，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：乙醇 水 精馏段 提馏段 筛板塔前言 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。第一章 绪论1.1设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基础知识去解决某以设计任务的一次训练，在整个教学计划中起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几方面要求学生加强训练。（1） 查阅资料选用公式和收集数据的能力。（2） 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作上的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思路的指导下去分析和解决实际问题的能力。（3） 迅速准确的进行工程计算和计算机绘图的能力。1.2设计方案本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 图1-1 流程图1.3设计思路 首先，乙醇和水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乙醇的储罐，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，完成乙醇和水的分离。1.4设计依据课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。1.4.1 操作压力精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为1.03atm进行操作。1.4.2 进料状况 进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。1.4.3加热方式 精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。1.4.4热能的利用 精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。1.5. 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.（2）气体压降小、板上液面落差也较小.（3）塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔第二章 塔的工艺计算2.1工艺过程2.1.1精馏塔全塔物料衡算WF=26 WD=90 WW=1 M乙醇=46g/mol M水=18g/molXF=0.1209XD=0.7788XW=0.0039MF=0.120946+(1-0.11)18=21.3852mol/gMD=0.778846+(1-0.7788)18=39.81mol/gMW=0.003946+(1-0.0039)18=18.mol/g由QF=QD+QW 得 QF=635.40 kmol/h + QW 由Qn,XF=Qn,XD+Qn,XW 得QF0.1153=635.40kmol/h0.7788 + QW0.003937由式解得QF=4219.248 kmol/hQW=3756.816 kmol/h表1 物料衡算数据记录物料位置进料口塔顶塔釜流量Q4219.248 kmol/h635.40kmol/h3756.816 kmol/h摩尔分数x0.12090.77880.00392.1.2理论及实际塔板数的确定 2.1.2.1 确定最小回流比用Origin作图得：常压下乙醇-水气液平衡组成关系图由Xf=Xq得Xf=Xq=0.1153则最小回流比由工艺条件取R=1.6Rmin=1.60.98302=1.57282.1.2.2确定理论塔板数 由理论塔板数图解法可得如图所示：该塔的理论塔板数为13.35块，其中： 精馏段塔板数为9.15块 提馏段塔板数为4.1块则第10层理论板为进料板精馏段操作线方程为=0.6113x+0.3027提馏段操作线方程为y=3.316x-0.009122.1.2.3相对挥发度由相平衡方程式y=，可得= 根据乙醇-水体系的相平衡数据由逐差法可得： Y1=XD=0.7788 X1=0.7397 D=1.24 YF=0.44989 XF=0.1153 F=6.275 YW=0.04307 XW=0.003937 w=11.4527精馏段的相对挥发度为提馏段的相对挥发度为则全塔平均相对挥发度为：2.1.2.4温度 常压下乙醇和水液相平衡组成（摩尔）与温度的关系曲线故由此图可以读出不同摩尔分数下对应的温度 精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：2.1.2.5实际塔板数（1） 精馏段：t1=81.9325 查表得：0.3487mpa.s；0.4483mpa.s （2） 提馏段：t2=92.8 查表得：0.307mpa.s ； 0.386 mpa.s 全部实际塔板数：（3）全塔效率： 2.1.3 塔的结构的设计2.1.3.1 操作压强塔顶压强：PD=101.3 kpa 取每层塔板压降:P=0.7 kpa 则 进料板压力: 塔釜 压力: 则 精馏段的平均操作压强: 提馏段的平均操作压强: 2.1.3.2各阶段的平均摩尔质量 (1)精馏段： 塔顶 ;查气液平衡曲线，可得进料板 即查气液平衡曲线，可得 则精馏段平均摩尔质量： （2）提馏段： 塔底 ; 查气液平衡曲线，可得 则提馏段平均摩尔质量： 2.1.3.3平均密度的计算：（1）气相平均密度 由 计算： 精馏段的气相平均密度： 提馏段的气相平均密度： （2）液相的平均密度 由 计算 对于塔顶 ； 查文献得 ， 质量分率 则 :对于进料板；查文献得： ， 质量分率 则 （3）对于塔釜 查文献 ， 质量分率 则 则 精馏段的液相平均密度： 提馏段的液相平均密度： 2.1.3.4液体平均表面张力的计算液体平均表面张力按下式计算：塔顶：查附录：进料板：查附录： 塔釜：查附录：得：精馏段液体表面平均张力：提馏段液体表面平均张力：塔顶78.155塔釜97.8917.31562.28557.9724.9557.97进料板85.71精馏段液体表面平均张力38.0251659.578提馏段液体表面平均张力54.53551.12.1.3.5液体平均黏度的计算精馏段液体平均黏度：,查表得：0.3487mpa.s;0.4483mpa.s提馏段体平均黏度：t2=92.8 查表得：0.307mpa.s ； 0.386 mpa.s得：2.1.3.6气液负荷计算 精馏段：L=RD=1.5728625.353=983.555 kmol/h V=（R+1）D=（1.5728+1）625.353=1608.908 kmol/h精馏段气液负荷计算： 提馏段： =L+qF=983.555+14351.226=5334.781 kmol/h =V+(q1)F=V=1608.908 kmol/h 提馏段气液负荷计算： 2.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.2.1塔径的计算（1） 精馏段塔径的确定 查史密斯关联图 ：=0.063 =0.0716 取安全系数为0.7，则空塔气数为：则精馏塔塔径（2）提馏段塔径的确定：查史密斯关联图得：=0.065 取安全系数为0.7，则空塔气速为则精馏塔塔径（3）按标准塔径圆整后， 塔截面积：精馏段实际空塔气速为：提馏段实际空塔气速为：2.2.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 =(17-1)0.5=8m提馏段有效高度为 =(4-1)0.5=1.5m在进料孔上方在设一人孔，高为0.8m故精馏塔有效高度为:8+1.5+0.8=10.3m2.2.3溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管A. 堰长单溢流：，取B. 出口堰高hw：本设计采用平直堰，堰上液高度 （近似=1）（a）精馏段：= 0.07-0.0291=0.0409m（b）提馏段：= 0.07-0.00205=0.0495m（2）方形降液管的宽度和横截面 由0.6查表可知及则：=0.090.091.13=0.102 m2 ，=0.15=0.153=0.45m验算降液管内停留时间：精馏段：42.63s提馏段：31.65s停留时间5s，故降液管可用。（3）降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙流速为m/s，则0.0760m提馏段：取m/s，则0.0780m因为大于，故满足要求。2.2.4 塔板布置2.2.4.1塔板的分块 因为，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为7块。 塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm200300250350300450350600400600表 塔板分块数故此塔选择Hr=500mm2.2.4.2边缘区宽度的确定溢流堰前的安定区宽度：，边缘区宽度：2.2.4.3开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：，其中，故2.2.4.4校核1）精馏段：气体通过筛孔的实际速度：实际动能因素：2）提馏段气体通过筛孔的实际速度：实际动能因素：3）开孔率，开孔率在之间，满足要求。第三章 流体力学验算3.1气相通过浮阀塔板的压降：1、气相通过浮塔板的压力降，由下式 干板阻力 =0.038 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有 =0.50.07=0.035 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。故气体流经一层筛板塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.027+0.035=0.062m常板压降: =0.062860.59.81=523.4(0.7K,符合设计要求)。3.2淹塔 为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合 ，其中 由前计算知 =0.061m,按下式计算 =0.153=0.153=0.00302m板上液层高度 =0.07m,得： =0.062+0.07+0.00302=0.132m取0.1314,板间距今为0.5m,=0.053m,有 =0.1314(0.5+0.053)=0.07266m由此可见：满足条件。4.3精馏塔的塔板类型选择塔板类型:筛板塔依据：泡罩塔结构复杂，造价高，气体通过每层塔板的压降大，故选用筛板塔。4.4塔板结构及与塔体的连接形式塔板设计要求：应满足具有良好的拐度并且方便拆装塔板形式：自身梁式塔板塔板结构：矩形板。它是将矩形板沿其长边向下弯曲而成，从而形成梁和塔板的统一整体。自身梁式矩形板仅有一边弯曲成梁，在梁板过渡处有一凹平面，以便与另一塔板实现搭接安装并与之保持在同一水平面。连接形式：根据人孔位置及检修要求，分块式塔盘板间的连接分为上可拆连接和上下均可拆连接两种。常用的紧固件式螺栓和椭圆垫片。塔盘板安放于焊在塔壁上的支持圈上。4.5塔节的设计 因为塔的直径Di=3000mm800mm,如果再采用整块式塔盘，则由于刚度的要求，势必要增加塔盘板的厚度，而且在制造、安装和检修等方面很不方便。为了便于安装所以采用分块式塔盘。查表得，塔板分为8块。此时，塔盘无需分成塔节。 表 塔板分块数塔径/mm80012001400160018002000220024002600280030003200塔板分块数3456784.6塔体各部分高度设计 精馏段有效高度的计算：提馏段有效高度的计算：每隔7层塔板开一人孔，人孔高度为0.8m，由于该塔共21块实际塔板，则人孔数：塔顶间距：，塔底空间高度：，进料板处板间距：塔高：4.7开孔补强结构设计(1)补强形式外加强接管依据：外加强接管结构简单，加工方便，又能满足补强要求，特别适用于中低压容器的开孔补强。(2) 补强结构采用整段件补强依据：这种结构是将接管与壳体连同加强部分作成整体锻件，然后与壳体焊在一起。其优点是补强金属集中于开孔应力最大部分，应力集中现象得到大大缓和。4.8塔体各接管设计（选型、尺寸、连接形式、是否补强） 表 接管长度h （mm）公称直径DN不保温设备接管长保温设备接管长使用公称压力（MPa）1580130420501001501.6703501502001.6705001.0(a) 进料管 查的97时，故进料体积流量： 取适宜的输送速度，故 经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：设保温层，所以查表知接管长度：(b) 釜残液出料管釜残液的体积流量： 取适宜的输送速度：，则经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：不设保温层，所以查表知接管长度：(c) 回流液管回流液体积流量：利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度那么经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：不设保温层，所以查表知接管长度：(d)塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜的速度，那么经圆整选取拉制黄铜管，规格：，实际管内流速：不设保温层，所以查表知接管长度：4.9塔体手孔及人孔的设计 人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成。根据精馏塔是在常温最高工作压力为0.131的条件下工作，人孔标准应按公称压力为常压的等级选取。从人孔类型系列标准可知，该人孔标记为：HG21515-95 人孔FS（A.G）450-常压 公称直径DN=450mm人孔数：每隔7层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m，人孔数：4.10除沫器的设计 采用丝网除沫器依据：丝网除沫器具有比表面积大，重量轻，空隙率大以及使用方便等优点。特别是它具有除沫效率高，压力降小的特点，因而是应用最广泛的除沫装置。合理的气速食除沫器取的较高的除沫效率的重要因素。实际使用中常用的设计气速取13m/s。丝网层的厚度按工艺条件由试验确定。当金属丝直径为0.0760.4mm，网层重度为4805300，在上述适宜气速下，丝网层的畜液厚度为2550mm，此时取丝网厚度为100150mm，可获得较好的沫效果。4.11支座设计 选型：圆筒型裙座 4.11.1 精馏塔塔体质量：精馏塔内径，塔高h=12.8m查化工设备设计基础附表四，6mm厚的16MnR的每米质量所以： 4.11.2封头质量：封头内径，6mm厚的16MnR材质封头的质量第五章 设备的计算及选型5.1冷凝器负荷按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，采用25的水作为冷却剂，逆流操作，则 查液体的气化潜热图，可知塔顶温度81.63下，乙醇的气化潜热：水的气化潜热：故又由于则因为所以冷却水的消耗量，所以5.2 再沸器热负荷采用饱和水蒸汽间接加热，逆流操作，则查的塔釜温度99.89下，乙醇气化潜热：水气化潜热：故参 考 文 献1 涂伟萍，陈佩珍等化工过程及设备设计北京：化工工业出版社，20042 谭蔚等化工设备设计基础天津：天津大学出版社，20073 匡国柱，史启才等化工单元过程及设备课程设计北京：化工工业出版社，20074 柴诚敬等 化工原理北京： 高等教育出版社，20065 王志文,蔡仁良等化工容器设计北京：化工工业出版社，2005课程设计心得通过这次课程设计使我充分理解到食品工程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。虽然很累很辛苦，期间也有许多的困难和障碍，在老师和同学的帮助下，问题得到了解决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。课程设计是我们专业课程知识综合应用的实践训练，着是我们迈向社会，从事职业工作前一个必不少的过程”千里之行始于足下”，通过这次课程设计，我深深体会到这句千古名言的真正含义我今天认真的进行课程设计，学会脚踏实地迈开这一步，就是为明天能稳健地在社会大潮中奔跑打下坚实的基础 说实话，课程设计真的有点累然而，当我一着手清理自己的设计成果，漫漫回味这几周的心路历程，一种少有的成功喜悦即刻使倦意顿消虽然这是我刚学会走完的第一步，也是人生的一点小小的胜利，然而它令我感到自己成熟的许多，另我有了一中”春眠不知晓”的感悟 通过课程设计，使我深深体会到，干任何事都必须耐心，细致课程设计过程中，许多计算有时不免令我感到有些心烦意乱：有2次因为不小心我计算出错，只能毫不情意地重来但一想起老师平时对我们耐心的教导，想到今后自己应当承担的社会责任，想到世界上因为某些细小失误而出现的令世人无比震惊的事故，我不禁时刻提示自己，一定养成一种高度负责，认真对待的良好习惯这次课程设计使我在工作作风上得到了一次难得的磨练。附录附录一 不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示温度F乙醇气相摩尔分数乙醇液相摩尔分数温度F乙醇气相摩尔分数乙醇液相摩尔分数温度F乙醇气相摩尔分数乙醇液相摩尔分数 212.031900180.21790.5567150.232323175.99860.6441570.464647206.820.1077460.010101179.93790.5614480.242424175.86530.647980.474748202.72810.1864840.020202179.67480.5659640.252525175.73420.651860.484849199.43230.2465280.030303179.42670.5702930.262626175.60520.65580.49495196.72320.2937860.040404179.19180.5744620.272727175.47840.6598030.505051194.46120.3319090.050505178.96860.5784940.282828175.35040.6639160.515152192.54880.3632790.060606178.75570.5824120.292929175.22790.6680560.525253190.91480.3895180.070707178.5520.5862330.30303175.10750.6722690.535354189.50620.411770.080808178.35650.5899750.313131174.98920.676560.545455188.28580.4308120.090909178.16820.5936530.323232174.87310.6809310.555556187.21610.4473590.10101177.98630.597280.333333174.75910.6853850.565657186.27470.4618420.111111177.81030.6008690.343434174.64740.6899260.575758185.44130.4746260.121212177.63950.604430.353535174.53790.6945560.585859184.69970.4859970.131313177.47340.6079750.363636174.43080.6992790.59596184.03640.4961850.141414177.31160.6115110.373737174.32610.7040960.606061183.44010.5053750.151515177.15360.6150470.383838174.22380.7090110.616162182.90160.5137170.161616176.99920.6185910.393939174.1240.7140270.626263182.4130.5213380.171717176.84810.6221510.40404174.02680.7191460.636364181.96760.528340.181818176.70.6257320.414141173.93220.7243710.646465181.55990.5348120.191919176.55460.629340.424242173.84040.7297050.656566181.18490.5408260.20202176.4120.6329820.434343180.83850.5464470.212121176.27180.6366620.444444180.51720.5517270.222222176.1340.6403850.454546附录二：附录三：附录四 ： 主要符号说明Aa鼓泡区面积，m2tF原料液温度，Ab板上液流面积，mtD塔顶液温度，Af降液管面积，m2tW塔底液温度，AT塔截面积，m2t1精馏段平均温度，c比热容，kJ/(kmolh)或kJ/(kg)t2提馏段平均温度，D塔顶产品流量，kmol/hu气相空塔气速，m/sD塔径，mLS液相流量，m3/sD管径，mVS气相流量，m3/sd0阀孔直径，mmW塔底产品流量，kmol/hF0阀孔动能因子Wd弓形降液管宽度，mh1板上充气液层阻力，mWs破沫区宽度，mhc干板阻力，mWc边缘区宽度，mhp塔板压强降，mx液相中易挥发组分的摩尔分率hW液流堰高度，my气相中易挥发组分的摩尔分率h0W堰上液层高度，mmZL板上液体流径长度，mH塔的总高度，mm相对挥发度hL板上液层高度，mL平均黏度，mPasHd板上液层高度mV1精馏段气相密度，kg/m3h0降液管底隙高度，mmV2提馏段气相密度，kg/m3HT塔板间距mV气相密度，kg/m3hL板上液层高度mL1精馏段液相密度，kg/m3I物质的焓，kJ/kgL2提馏段液相密度，kg/m3M摩尔质量，kg/kmolL液相密度，kg/m3NT理论塔板数，块c乙醇表面张力，mNm-1NP实际塔板数，块w水表面张力，mNm-1N浮阀数1精馏段的平均表面张力，mNm-1Q热负荷kJ/h2提馏段的平均表面张力，mNm-1q进料热状态参数物料表面张力，mNm-1R回流比pp单板压降，Pat浮阀孔心距，mm袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇薄罿膄芃薃虿羆艿薃袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇薄罿膄芃薃虿羆艿薃袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇