年生产能力为8000t乙醇-水连续精馏塔筛板塔的设计

1、课程设计说明书学 院： 生态与资源工程学院 专业班级： 201*级化学工程与工艺 课程名称： 化工原理课程设计 题 目： 年生产能力为 8000t 乙醇-水 连续精馏塔（筛板塔）的设计 学生姓名： * 学号： * 指导老师： * 2016年6月 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

2、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

3、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

4、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。化工原理课程设计任务书一、 设计题目 年生产能力为 8000t 乙醇-水连续精馏塔（筛板塔）的设计二、设计任务及操作条件设计一生产能力为年产（24小时）8000、10000吨94%乙醇产品的筛板精馏塔，已知进精馏塔的料液含乙醇25%（质量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于94%；残液中乙醇含量不得高于0.1%；操作条件塔顶压力 5k

5、Pa（表压）进料热状态 泡点回流比 R=1.4Rmin加热蒸气压力 0.5MPa（表压）单板压降 0.8kPa。板类型 筛板塔厂址 厂址为福州地区。三、设计内容1. 精馏塔的物料衡算；2. 塔板数的确定；3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5. 塔板主要工艺尺寸的计算；6. 塔板的流体力学验算；7. 塔板负荷性能图；8. 精馏塔接管尺寸计算；9. 对设计过程的评述和有关问题的讨论。10. 绘制生产工艺流程图；11. 绘制精馏塔装配图。 第一章 设计概述 1.1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液

6、或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、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、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。 1.2塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界

7、面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。 1.3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：（1）操作弹性大、（2）无泄漏、（3）液气比范围大、（4）不易堵塞，能适应多种介质。泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。1.3.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工

8、业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（提高2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.压力降低（降低3050），而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。1.3.3浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大、（2）.操作弹性大、（3）.塔板效率高、（4）.压力降小。其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能

9、良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。 第二章 设计方案的确定及流程说明 2.1 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，产品流量为15t/h，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。 2.2 操作流程乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔

10、底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 第三章 塔的工艺计算 3.1工艺过程3.1.1物料衡算（1）基本数据=25% =94% =0.1% =46kg/mol =18kg/mol（2） 平均摩尔质量（3) 料液及塔顶低产品的摩尔流率一年以300天

11、、一天以24h计，有F=8000t/a=1111kg/h全塔物料衡算：得： 3.1.2理论塔板数的确定（1） 乙醇-水相平衡数据表3-1沸点t/乙醇摩尔分数沸点t/乙醇摩尔分数液相气相液相气相100.00.0000.00081.50.3270.58395.50.0190.17080.70.3970.61289.00.0720.38979.80.5080.65686.70.0970.43819.70.5200.66085.30.1240.47079.30.2730.68484.10.1160.50978.740.6760.73982.70.2340.54578.410.7470.78282.30

12、.2610.55878.150.8940.894 （2） 确定操作的回流比 在乙醇-水物系的曲线中，以点为分界线，将该曲线分为和两段，将其对应段曲线拟合成以下两式表示。段： 段： 确定最小回流比 在图上，过点作相平衡曲线的切线,与轴的交点为，则 操作回流比 取操作的回流比为最小回流比的1.4倍，即 （3） 求取理论塔板数精馏段操作线提馏段操作线 因泡点进料，将代入精馏段操作线方程，解得精馏段操作线与线的交点为。设提馏段操作线为，而提馏段操作线为过和两点的直线，固有：即。因靠近端的操作线离平衡线很近，故需要逐板计算理论塔板数。根据 可解得 =3.12相平衡方程 解得变形得用精馏段操作线和相平衡方

13、程进行逐板计算，因为，故精馏段理论板 n=4，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算，因为，所以提留段理论板 n=4。3.1.3实际塔板数HY（1）全塔效率 选用公式计算。塔的平均温度为89，在此平均温度下查化工原理中附录得： 在89下乙醇对水的相对挥发度为（1） 实际塔板数精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块，进料板在第12块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压力取每层塔板压降为0.8kPa计算。塔顶：加料板：平均压力4.2平均温度查乙醇-水相平衡数据表得：塔顶为78.2，加料板为85.6。4.3平均分子量塔顶：， 加料板：， 精馏段：4.4平均密度液相平均密度

14、 为方便计算将查阅得到的乙醇和水的密度与表面张力列于下表表4-1温度/2030405060密度/()乙醇795785777765755水998.2995.7992.2988.1983.2表面张力/(kN/m)乙醇22.321.220.419.818.8水72.6771.2069.6367.6766.20温度/708090100110密度/()乙醇746735730716703水977.8977.8971.8958.4951.0表面张力/(kN/m)乙醇18.018.017.1515.214.4水64.3362.3362.5758.8456.88塔顶：查78.2下乙醇和水的密度分别为737和97

15、3。进料板：查85.6下乙醇和水的密度分别为733和969.3精馏段：汽相平均密度4.5液体的平均表面张力塔顶:, (78.2)主体部分的摩尔体积 塔顶实际液相组成由操作线方程求得即，。主体部分的和为：根据和联立解得：,进料板：, (85.6)主体部分的摩尔体积 ，。主体部分的和为：根据和联立解得：,精馏段 4.6液体的平均黏度查得在78.2和85.6下乙醇和水的黏度分别为：，（78.2），（85.6）按加权求取平均黏度塔顶：加料板：精馏段： 五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量.六、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算6.1塔径

16、初选塔板间距及板上液层高度，则按Smith法求取允许的空塔气速查Smith通用关联图你 得负荷因子 泛点气速 操作气速 取精馏塔塔径考虑到筛板布置和检修方便，圆整取，此时的操作气速6.2 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、平行受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）Lw 取 Lw =0.7D=0.7m堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。出口堰高hw对平直堰由及,查图得E=1.03，于是：（满足要求），取。降液管的宽度Wd和降液管的面积Af 由LW/D 查谭天恩（第三版）下册图得,，即，,液体在降液管内的停留时间为降液管的底隙高度hO

17、 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，则（h0不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）(2） 塔板布置塔板分块，因D=1000mm边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度Wc：一般为5075mm，D2m时WC可达100mm安定区宽度Ws：规定规定D1.5m时Ws=100mm。本设计取Wc=50mm，Ws=75mm。开孔区面积Aa式中（3） 开孔数n和开孔率取筛孔的孔径 ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度且取故孔心距t每层塔板的开孔数（个）每层探班的开孔率每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速（4） 精馏段的塔高6、 塔板上的流体力学验算6.

18、1 气体通过塔板的压力降m液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱6.1.1 干板阻力图10-45 干板孔流系数干板压降 =筛孔气速，m/s孔流系数分别为气液相密度，Kg/m3根据 / do=0.003/0.008=0.375 查干筛孔的流量系数图C0 =0.72精馏段 液柱提馏段 液柱6.1.2 板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算： 板上清液层高度，m反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数当液相为水时，取板上液层充气因数，那么=0.5*0.06=0.0

19、3m6.1.3 由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力 精馏段 提馏段 综上，故 精馏段 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158m液柱 压降 =788.55339.810.1158=0.8958KPa提馏段 hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608m液柱 =875.75779.810.0608=0.5223KPa本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。6.2液体在降液管内停留时间的校核 依下式验算液体在降液管中停留的时间： 精馏段：提馏段：故降液管设计合理。故在本设计中不会产生严重的气泡夹带。6.3 液沫夹带（雾沫夹带）的校核板上液体被上升气体带入上一

20、层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，Kg液/Kg气公式 降液管横截面积=0.1399m3, 塔横截面积=精馏段 提馏段 精馏段 提馏段故在本设计中液沫夹带常量ev在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。6.4漏液点的校核 漏液验算K=1.5-2.0u0 筛孔气速 uow漏液点气速精馏段实际孔速稳定系数为 提馏段实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。表明具有足够的操作弹性。6.5 溢流液泛条件的校核降液管内泡沫液层高度可按下式计算：对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响，即 。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系 乙醇-水组分为不易

21、发泡体系 故取精馏段 又板上不设进口堰hd=0.153（ub)2=0.1530.13612=0.002834m液柱 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158mHd=0.1158+0.06+0.002834=0.1786m液柱=0.2954 提馏段hd=0.153（ub)2=0.1530.21152=0.006844m液柱hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mHd=0.0608+0.06+0.006833=0.1276m液柱=0.2915故在本设计中不会发生液泛现象。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。第七章 塔板负荷性能图7.1

22、精馏段塔板负荷性能图7.1.1漏液线（气相负荷下限线） m3/s=0.7850.008236807.9623=1.4721m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线7.1.2 过量液沫夹带线注:以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.04 则=2/3 依下式计算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 37.288110, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表7-1中： 表7-10.0020.0040.0060.0085.79865.51865.28375.0740依表中数据在作出过量液沫夹带线

23、7.1.3液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度=0.006，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则h=2.8410E（） E=1.04,则0.006=2.84101.04（）整理得： 在图上处作垂线即为液相负荷下限线。7.1.4液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为=5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。7.1.5溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0236(2)=0.153（）=（）= 则： +0.0236+0.0423

24、+0.6591+整理得： =45.83032 -197.395L-29100.2L 取若干值依式计算值，见表6-2，作出液泛线表7-200020004000600086.52546.35546.18596.0060根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下精馏段塔板负荷性能图由图可以看出:P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与液沫夹带线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为.可知：精馏段的操作弹性： Vs，max/Vs，min=3.58927.2提馏段塔板负荷性能图7.2.1漏液线（气相负荷下限线） m3/s=0.7850.008236808.7591=1.6194

25、m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线7.2.2 过量液沫夹带线7注:以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.04 则=2/3 依下式计算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 52.984710, H=0.45代入式得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表6-3中： 表630.0020.0040.0060.0086.80116.48866.22645.9924依表中数据在作出过量液沫夹带线 7.2.3液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度=0.006，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=

26、2.8410E（） E=1.04,则0.006=2.84101.04（）整理得： 在图上处作垂线即为液相负荷下限线。7.2.4液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为=5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。7.2.5溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0210(2)=0.153（）=（）= 则： + 0.0210+0.0358+0.6591+整理得： =60.41831 -254.489L-37516.9L 取若干值依式计算值，见表6-4，作出液泛线表

27、7-400020004000600087.49867.30797.11806.9165根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下精馏段塔板负荷性能图由图可以看出:P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与液量上限线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为.可知：提馏段的操作弹性： Vs，max/Vs，min=3.0882第八章、各接管尺寸的确定及选型8.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：进料温度tf=81.5457，在此温度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3则 Kg/m3则其体积流量：取管内流速：则进料管管径：查化工原理P292 热轧无

28、缝钢管（GB8163-87）则可选择进料管热轧无缝钢管，此时管内液体流速u=2.463m/s8.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：出料温度tw=91.7053，在此温度下乙醇=722.6358Kg/m3 水=964.1233Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度ul=1.5m/s则釜液出口管管径：则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.357m/s8.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：回流温度td=78.3167，在此温度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s则釜液出

29、口管管径：则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.432m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型Kg/m3塔顶上升蒸汽的体积流量：取适当流速 u=18m/sd=所选规格为：承插式铸铁管，此时管内流速17.166m/s8.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量Kg/m3取适当流速 u=18m/sd=则可选择水蒸气进口管承插式铸铁管此时管内流速15.18m/s第九章 精馏塔的主要附属设备9.1冷凝器（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消

30、耗量塔顶全凝器的热负荷：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78.3167下，乙醇的气化潜热：水的气化潜热：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMDQ单位时间内的传热量，J/s或W；qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s;r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，KJ/kgt=78.3167时查表得 r=1101.72KJ/Kg则 Q=qm1r1 =0.1597240.41101.72=7109.0554KJ/s*-取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20和30 平均温度25 下水的比热 Cpc

31、=4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量：qm2 又Q=KAK取700Wm-2/所以，传热面积：A=53.1618A=191.0355 9.2再沸器选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K取700Wm-2/料液温度：91.7053100，水蒸汽温度：120120逆流操作：则,，=23.908查的塔釜温度91.7053下， r水=2439.4 kJ/ r乙醇= 952.2kJ/ r=0.118557*952.2+(1-0.118557)*2439.4=2263.082 kJ/ =7012.2344kJ/s因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为：3.2535kg/s_加热

32、蒸汽的冷凝潜热，A=A=419.00119.3预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中tfm =(81.5457+35)/2=58.2728（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度以及tfm =58.2728的情况下可以查得比热cpf=3.472KJ/kg.，所以，Qf =1510003.472(81.5457-35)=2424100.056KJ/h釜残液放出的热量若将釜残液温度降至tw2=45那么平均温度twn=(91.7053+45)/2=68.3526其比热为cpw=4.170KJ/kg.，Mw=0.05=19.4因此，Qw=19.40.09864.1

33、70(91.705-45)=1341168.568KJ/h可知，QwQf，于是理论上不可以用釜残液加热原料液至泡点设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度78.285.6平均流量气相VSm3/s0.8140.925液相LSm3/s0.00096000078实际塔板数N块1111板间距HTm0.50.5塔的有效高度Zm55塔径Dm1.01.0空塔气速um/s0.9620.958塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.081.08堰高hwm0.0500.0358溢流堰宽度Wdm0.140.224管底与受液盘距离hom0.030.03板上清液层高度hLm0.

34、060.06孔径domm55孔中心距tmm24.024.0孔数n孔38033803开孔面积m20.0750.075筛孔气速uom/s10.859.93塔板压降hPkPa0.895805223液体在降液管中停留时间s14.28179.1888降液管内清液层高度Hdm0.17860.1276雾沫夹带eVkg液/kg气0.03920.0071负荷上限液沫夹带控制液量上限控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s5.28375.0气相最小负荷VSminm3/s1.47211.6194操作弹性3.5893.088设计方案讨论本次课程设计不同于往常的作业，它具有多方案性，由同一思路可地多种结果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各课程知识，通过认真的设计计算和每项项目的精心校核，提高分析问题、解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。我通过仔细计算和校核，在老师和同学成员的帮助下，得出了以上设计步骤和结果。从设计结果看，本设计基本上是可行的，但仍存在一些不足之处,在此我将经验和不足总结如下：1. 经验：（1）本次设计的是乙醇-水精馏塔，由于该物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理论板数，因此本设计选用画图法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。（2）本设计计算中涉及到很多繁冗的公式，并且在不同书籍中对同一公式的表达有出入，这给计算带来了一定误差。（3）在计算