化工原理课程设计-酒精连续精馏板式塔设计

1、 化工原理课程设计 第一章化工原理课程设计任务书4一题目：酒精连续精馏板式塔的设计4二原始数据4三任务4四作业份量4第二章设计方案5一概述5二设计要求5三设计方案的确定5四设计方案的确定6第三章设计计算与论证7第一节工艺条件和物性参数计算7一将质量分数转换成摩尔分数7二物料衡算7三理论塔板数NT的求取（图解法）7 3）提馏段方程：9四全塔效率ET9五实际塔板数10六塔的工艺条件以物料数据计算10第二节塔的主要工艺尺寸计算14一塔径D14二溢流装置15三塔板步置及浮阀数目与排列16第三节塔板的流体力学验算19一阻力计算19二.淹塔较核（液泛较核）20三.雾沫夹带较核21第四节塔板性能负荷图22一

2、精馏段221.雾沫夹带线222.液泛线233.液相负荷上限线244. 液相负荷下限线245.漏液线256.作出负荷性能图25第五节主要接管尺寸计算26一进料管26二回流管27三釜液出口管27四塔顶蒸汽管27五加热蒸汽管（再沸器返塔蒸汽管）28第六节塔的辅助设备28一塔顶全凝器28二再沸器29三塔顶冷却器29四塔釜残液冷凝器30五进料预热器30六全凝器校核31第七节塔的总体结构32一塔壁厚32二塔的封头确定32三塔高32四塔的支座33第四章设计结果汇总34一基本数据34二塔体概况34第五章设计感想35参考文献36第一章 化工原理课程设计任务书一题目：酒精连续精馏板式塔的设计二原始数据1、乙醇水混

3、合物，含乙醇 36 %（质量），温度 33 ;2、产品：馏出液含乙醇 91 %（质量），温度 39 ;按间接蒸汽加热计;3、塔底出料: 塔底液含乙醇 0.03 %（质量）4、生产能力：日产酒精（指馏出液） 12000 kg;5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为 0.255 MPa。三任务1、确定精馏的流程，绘出流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置。2、精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型，确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算（包括塔板压降、塔的校核及雾沫夹带量的校核等）。3、作出塔的操作性能图、计算

4、其操作弹性。4、确定与塔身相连的各种管路的直径。5、计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型，若采用直接蒸汽加热，需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。6、其它。四作业份量1、设计说明书一份，其中设计说明结果概要一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。2、（1）设计说明书电子版及打印版，草稿各一份，若为手写版只交纸质版一份；（2）塔装配图（1号图纸）电子版及打印版1份 第二章 设计方案一 概述蒸馏是利用液体混合物中

5、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。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般来说，当总压增大时，平衡时气相浓度和液相浓度接近，对分离不利，但对常压下为气体的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合物，可采用减压精馏。酒精水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。对于酒精水的体系通常使用常压精馏，但由于体系有共沸现象存在，因此，改善酒精水体系的精馏设备十分重要。二 设计要求设计浮阀塔时应主要满足以下几个方面：1）生产

6、能力。生产能力要尽可能大，在单位塔径上，气体和液体的通过量大。2）分离效率。分离效率要高。效率高，所需板数就少，塔高相对就低，对于难分离体系的物质尤为重要。3）操作稳定性与操作弹性。操作弹性好意味着塔对气液负荷变化的适应性大，操作稳定是对塔的最基本要求。4）压力降。要使气体通过塔板的压力降小，可使操作费用降低，减少能耗；另一方面处理热敏物系时常采用减压蒸馏，压力降小对减压蒸馏尤为重要。5）结构、制造和造价。结构简单、制造容易和造价低是降低设备前期投入成本和后期维修成本所应考虑的。塔板是板式塔的核心部件，它决定了整个塔的基本性能。由于气液两相的传质过程是在塔板上进行的，为有效实现两相间的传质与分

7、离，要求塔板具有以下两个作用：能提供良好的气液接触条件，使气液既有较大的接触表面，又能使气液接触表面不断更新，从而提高传质速率。防止气液短路，减少气液夹带和返混，以获得最大的传质推动力。三 设计方案的确定1.塔型：选用重型浮阀塔本次课程设计的塔板为浮阀塔。目前国内最常用的浮阀型式为F1型和V4型。本次设计所使用到的浮阀塔型号为F1型重阀。浮阀塔是20世纪50年代初期发展起来的一种传质没备。由于它生产能力大、结构简单、板效率高、操作弹作大等优点而得到广泛使用。F1型浮阀也称为V1型浮阀，其标准孔径为39mm，阀片有三条腿，插人阀孔后将各腿底脚板转90°用以限制操作时阀片在板上升起的最大

8、高度(8 .5mm)。塔板开有若干孔，每个孔装有一个可以上下浮动的阀片。阀片周边有冲出三块略向下弯的定距片。当气速低时，靠这三个定距片使阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，阀片与塔板始终保持2 .5mm的开度以便气体均匀流过，避免阀片启闭不匀的脉动。2.操作压力：常压精馏对酒精水物系来说，可以采用常压精馏，不需要采用加压或真空操作。3.进料状态：泡点进料泡点进料的操作容易控制，而且不受季节的影响；另外泡点进料时精馏段和提馏段塔径相同，设计和控制比较方便。4.加热方式：采用间接加热法加热采用中间再沸器，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源。5.回流方式：泡点回

9、流泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约能源。四 设计方案的确定图1 工艺流程图第三章 设计计算与论证第一节 工艺条件和物性参数计算一将质量分数转换成摩尔分数取酒精分子量为46 g/mol，水分子量为18 g/mol，故xF=18.10%，xD=79.82%，xW= 0.0117%二物料衡算1)摩尔流量：由 (1-1)和 (1-2)得联立方程可得每小时馏出液的摩尔流量：F = 47.3115 kmol/h D = 10.723 kmol/h W = 36.5885 kmol/h2)平均分子量:3）质量流量：F = 0.3032kg/s D = 0.1202kg/s W = 0.1

10、830kg/s三理论塔板数NT的求取（图解法）1）最小回流比做与平衡线相切的切线，得到操作线在纵坐标上的截距0.370，则故图2 求最小回流比示意图图3 求塔板数示意图2）精馏段方程：取则精馏段方程为： (1-3)3）提馏段方程： 因为q = 1所以 则提馏段方程为： （1-4）4）使用图解法求的得理论塔板数为NT =14-1=13块，精馏段22块，提留段3块。四全塔效率ET查化工原理实验P160 酒精-水混合液在常压下的气液平衡数据表得：塔顶：，温度塔底：，温度则查板式精馏塔设计P133 附录2 液体粘度表得： mPa·s， mPa·s mPa·s相对挥发度：，

11、 （1-5）故 （1-6）则计算全塔效率如下: （1-7）五实际塔板数实际塔板数为块 （1-8）精馏段： 提馏段：所以实际板数为19块，精馏段为15块，进料板为第16块，提馏段为4块。六塔的工艺条件以物料数据计算1、操作压强Pm因为常压下乙醇水是液态混合物，其沸点较低（小于100），故采用常压精馏就可以分离。塔顶压强：，取每层压强降为P0.5KPa塔底压强：进料板压强：全塔平均操作压强：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强：2、温度：查t-x-y图可得：塔顶：tD = 78.4，塔釜tW 99.96，进料tF 84.42全塔平均温度：精馏段平均温度：提馏段平均温度：3、 平均分子量： （1）

12、塔顶当y1=79.82%，查乙醇-水平衡数据表得：x181.83%（2）塔釜，查x-y图可得：（3）进料板当查x-y图可得：（4）精馏段平均分子量（5）提馏段平均分子量4、平均密度液相密度由流体力学与传热附录二和P252有机液体相对密度共线图可得水和乙醇在不同温度下的相对密度。（设A为乙醇，B为水）（1） 塔顶（2）进料板（3）塔釜（4） 精馏段平均液相密度（5）提馏段平均液相密度 气相密度（1）塔顶（2）进料板（3）塔釜（4）精馏段平均气相密度（5）提馏段平均气相密度5、 液体表面张力： 由流体力学与传热附录二和P254有机液体的表面张力共线图可得水和乙醇在不同温度下的表面张力。且63.6m

13、N/m59.4mN/m62.3mN/m17.2mN/m15.5mN/m16.1mN/m塔顶：进料板：塔底：精馏段：提馏段：6、液体粘度由流体力学与传热附录二和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度。且0.3623mPa·s0.2868mPa·s0.3476mPa·s0.46mPa·s0.34mPa·s0.45mPa·smPa·smPa·smPa·s7. 气液相负荷量：精馏段：（1-9）提馏段： 第二节 塔的主要工艺尺寸计算一塔径D由传热传质过程设备设计p180182可知，适宜的空塔气速与最大

14、气速和所取的安全系数有关：，故先确定空塔气速。1、精馏段：（1） （2-1）（2）根据传热传质过程设备设计p180182可初选板间距是0.35m，板上液层厚度是0.05m，则-=0.35-0.05=0.30m（3）根据史密斯关联图，得： （2-2）（4）空塔气速 （2-3）2、提馏段：（1） （2-4）（2）根据传热传质过程设备设计p180182可初选板间距是0.35m，板上液层厚度是0.05m，则-=0.3-0.05=0.30m（3）根据史密斯关联图，得：（4）空塔气速,安全数字取0.7将精馏段与提馏段的空塔气速相比，选取较小的即精馏段空塔气速来计算塔径。3、塔径D：（2-5）按标准塔径圆整

15、为D0.6m，可见这里的D和的关系与传热传质过程设备设计p183表4-3经验关系相符。校正：实际空塔气速则塔的截面积为：二溢流装置由于塔径小于2.2m，所以选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。1. 堰长对于单溢流，一般取堰长lw为（0.6-0.8）D.故取lw=0.6D，则有校核液体在降液管中的停留时间。由，弓形降液管宽度和面积用传热传质过程设备设计 p192图4-19求取。查图得：,该值与表4-5查得的值相一致，所以验算液体在降液管中的停留时间，由传热传质过程设备设计 p192式4-14得：（2-6）故降液管尺寸符合要求。2. 出口堰高hw由传热传质过程设备设计 p190式4-11可知：前面已

16、设定，采用平直堰，堰上液层高度可依传热传质过程设备设计p190式4-12计算，即：因为及，所以由传热传质过程设备设计 p190图4-16查得E1.035，代入上式得： （2-7）则有: （2-8）取3. 降液管底隙高度取液体通过降液管底隙时的流速，由传热传质过程设备设计 p192式4-15得： （2-9）故取，比溢流堰高度低6mm以上，符合降液管的液封要求。 三塔板步置及浮阀数目与排列1. 阀孔数由传热传质过程设备设计p194式4-18可知：。取F0=10, 已知F1型重阀的阀孔直径,则精馏段：每层塔板上的浮阀数提馏段：每层塔板上的浮阀数2. 塔板布置（1）已知，所以取边缘区宽度： 两边安定区

17、宽度：由于，所以，（2）浮阀排列方式采用等边三角形叉排由传热传质过程设备设计 p195式4-22 计算鼓泡区面积：；。 开孔区面积 （2-10）精馏段：阀孔总面积 （2-11）则阀孔中心距 （2-12）提馏段：阀孔总面积则阀孔中心距实际孔布置如下：图4 精馏段塔孔布置图图5 提馏段塔孔布置图3. 验算气速及阀孔动能因数及开孔率由实际浮阀个数可知，实际阀孔中气体速度为：精馏段： （2-13）提馏段： 阀孔动能因数变化仍在范围内，因此阀孔数符合要求。精馏段塔板开孔率为： 提馏段塔板开孔率为：均在10%-15%之间，符合要求。第三节 塔板的流体力学验算一阻力计算由传热传质过程设备设计 p196式4-

18、24计算塔板压力降，即： （3-1）（1）干板阻力由传热传质过程设备设计 p197式4-27可知：临界孔速。精馏段：阀全开由传热传质过程设备设计 p196式4-26得： （3-2）提馏段： 阀未全开由传热传质过程设备设计 p196式4-25得：（2）板上充气液层阻力由于乙醇水系统里，液相是水，故取。由传热传质过程设备设计 p197式4-28得： （3）液体表面张力所造成的阻力：浮阀塔的值通常很小，忽略不计。（4）单板压降由于忽略不计，因此与气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为：精馏段： （3-3） （3-4）提馏段：二.淹塔较核（液泛较核）为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液

19、层高度，由传热传质过程设备设计 p197式4-30计算清液层高度：由于本塔不设进口堰，故由传热传质过程设备设计 p198式4-31计算液体通过降液管的压头损失：（1）、精馏段： （3-5）又板上液层高度：（2）、提馏段：又板上液层高度：前已选定，则由传热传质过程设备设计 p198式4-33可知：符合防止液泛的要求。三.雾沫夹带较核对乙醇水系统可按传热传质过程设备设计 p199表4-7查得：乙醇水为正常系统，取K1.0。板上液流面积： 板上液体流径高度： 由传热传质过程设备设计 p199式4-34和式4-35可知： 1、精馏段：由传热传质过程设备设计 p199图4-25查得为0.098，安全起见

20、取0.1。2、提馏段：由传热传质过程设备设计 p199图4-25查得为0.09。安全起见取0.1。均小于70%，符合要求，故可知雾沫夹带量可满足e <10%要求。4、 漏液根据前面求得阀孔动能因数大于56，超过控制漏液量的下限，故符合要求。第四节 塔板性能负荷图一精馏段1.雾沫夹带线1、精馏段： 取极限雾沫夹带量e10，根据式4-34得：按泛点率70计算，将各已知数代入上式，便得到的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线：2、 提馏段：取极限雾沫夹带量e10，根据式4-34得：按泛点率70计算，将各已知数代入上式，便得到的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线：2.液泛线1、精馏

21、段：联立传热传质过程设备设计中式4-28、式4-30及式4-33得：液泛时：根据上式，列表计算与相对应的液泛气量，如下表所示：0.00080.0010.00130.0015E1.071.081.1021.120.42420.40720.37550.35061、提馏段：联立传热传质过程设备设计中式4-28、式4-30及式4-33得：液泛时： 0.00080.0010.00130.0015E1.071.081.1021.120.54960.52810.4980048043.液相负荷上限线液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3秒，则液体在降液管内停留时间传热传质过程设备设计p192中式4-14

22、。以4秒作为液体在降液管中停留时间的下限，则：1、 精馏段：2、 提馏段：4. 液相负荷下限线1、精馏段：对于F1型重阀，取作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷的下限值。，重阀的阀孔直径为39mm，因此：该漏液线是与液体流量无关的水平线2、提馏段：对于F1型重阀，取作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷的下限值。，重阀的阀孔直径为39mm，因此：5.漏液线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。1、精馏段：则，故2、 提馏段： 6.作出负荷性能图根据以上的计算作出负荷性能图上的、及共5条线如下，若径流操作中，保持恒

23、定的回流比 ，则为恒定值，由传热传质过程设备设计P201的叙述可在操作性能图上作出操作线，由图得：塔板气相负荷上限，塔板气相负荷下限，则：操作弹性：可见，操作弹性较小，在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置较偏,稳定性不是很好。图6 精馏段塔板负荷性能图图7 提馏段塔板负荷性能图第五节 主要接管尺寸计算管径数据查阅板式精馏塔设计p82表3-13 一进料管由前面的物料衡算得：，tF84.42。进料液密度，。进料由高位槽输入塔中，适宜流速为1.52.5 m/s。取进料流速u2m/s，则进料管内径，选取钢管。校核设计流速：，所以设备适用。二回流管由前面物料衡算得：回流密度=741.1kg/L=。

24、采用泵输送回流液，适宜流速为1.52.5m/s。取回流液流速u=2m/s，则回流管内径dR=，选取钢管。校核设计流速：，所以设备适用。三釜液出口管与再沸器共用一管由前面物料衡算得：W=0.1830kg/s，故，塔釜液密度。釜液出口管一般的适宜流速为0.51.0 m/s，取釜液流速u=0.8 m/s，则釜液出口管内径，选取钢管383.5 mm。校核设计流速：u=设备适用。四塔顶蒸汽管由前面可得V=。蒸汽管一般的适宜流速为1525 m/s，取蒸汽流速u=16m/s，则蒸汽管管口内径d=，选取钢管。校核设计流速：u=，设备适用。五加热蒸汽管（再沸器返塔蒸汽管）由前面可得到。蒸汽流速，则蒸汽管管口内径

25、，选取钢管。校核设计流速：，所以设备适用。第六节 塔的辅助设备一塔顶全凝器塔顶产品出口蒸汽组成为91%（质量）， 温度为78.84流量。冷却水进口33，出口温度39，逆流换热。查传热传质过程设备设计p225 附表4-6得产品蒸汽的汽化热为r=958.78 kJ/kg，查流体力学与传热p242附录二得。故冷却水用量。查流体力学与传热p182得列管式换热器总传热系数K值的范围故取。又，则, （6-1）故可选取型号（正三角形排列），为57根管，管径，管长6000mm，中心排管数为5。二再沸器加热釜液产生的蒸汽流量为，组成为0.06%，温度为99.96，查传热传质过程设备设计p225 附表4-6得产品

26、蒸汽的汽化热为r=2256.66kJ/kg。用0.30MPa饱和蒸汽加热，查得该蒸汽的汽化热为r=2163.8kJ/kg，温度为133.55。，得饱和蒸汽用量。查流体力学与传热P182表4-6可取。则由得，可选型号为（正三角形排列），管程为1，管子117根，管径，管长3000mm。三塔顶冷却器产品冷凝后温度为78.40，经冷却器冷却到指定温度39。冷却介质为33的水，出口水温38。查传热传质过程设备设计p222 附录4得，查流体力学与传热p242附录二得，故故冷却水用量。查传热传质过程设备设计p20 表1-11 可取。又，则由得，,可选型号为（正三角形排列），管程为1，管子25根，管径，管长3

27、000mm。四塔釜残液冷凝器进料组成为36%（质量），温度为33，流量为，要求预热到88.62。先用塔釜残液预热，塔釜残液组成为0.05%（质量），温度99.96，可视为纯水，冷却到39排放，流量为。查传热传质过程设备设计p222附录4 得进料液，查流体力学与传热p242 附录二得塔釜残液故解得，查流体力学与传热p182表4-6 可取。又。则由得可选型号为（正三角形排列），25根管，管程1，管径，管长3000mm。五进料预热器用0.30MPa的饱和蒸汽将进料由66.62加热至84.42，查流体力学与传热p245附录三得加热蒸汽的汽化热为r=2163.8kJ/kg，温度t=133.55, 查传热

28、传质过程设备设计p222 附录4得进料液，故饱和蒸汽用量。查传热传质过程设备设计p20 表1-11 ，取。又，则由得，可选型号为（正三角形排列），11根管，管程1，管径，管长1500mm。六全凝器校核水走管内由33升温到39，取平均温度t=36，查流体力学与传热P242附录二得。(1)管程传热系数： （6-2）(2)壳程传热系数：，汽化潜热r=958.78 kJ/kg，在79.08时，塔顶的液体物性为：， 壳程传热系数(3)查流体力学与传热P183得污垢热阻为(4)总传热系数则总传热面积，故符合要求。第七节 塔的总体结构一塔壁厚设计压力取1.2倍的工作压力，即PC=0.101325×

29、1.2=0.12159 Mpa，焊缝系数取=0.8（采用带垫板的单面对接焊，局部无损探伤），内径Di=600 mm，查化工设备机械基础P124表9-4得Q235-A钢在100下的许用应力，则计算厚度实际厚度对此设计壁厚2 mm太小，结合传热传质过程设备设计P305总附表3，故可取壁厚为5 mm为宜。二塔的封头确定由塔径D600mm，采用椭圆形封头，查传热传质过程设备设计P307总附表3 得，曲面高度h1=150 mm，直边高度h2=25 mm，内表面积A=0.464m2，容积V=0.0396m3。圆筒体采用标准椭圆型封头，其封头厚度近似等于通体厚度，故取壁厚S5 mm。三塔高由于塔径小于800

30、mm，所以不能开人孔，只能开手孔，手孔直径大小为0.15m，手孔处不加高。每个塔节开一个手孔，实际板为19块，共5个塔节，则手孔数目S5。由传热传质过程设备设计P209可知，塔底空间具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底有1015 min的储量。这里取t12 min720 s。 (1)塔釜高度HB0.5970+0.61.1970m，取1.2m；(2)塔顶高度，取1m；(3)塔板间距HT=0.35m；(4)进料板处加0.25m；(5)上下两个封头高度= 2(h1+ h2 )=2×(0.15+0.025)=0.35 m故塔总高H=1.2+ 0.35×(19-1)+0.38+0.

31、25=8.13m四塔的支座由于塔径小于0.8m，无法使用裙座支承，故选用耳式支座支承。以下设计参照JB/T4712-2007容器支座第3部分耳式支座设计。1.估计全塔的重量G：（1）两个封头的重量= 2×0.464×0.005×7860 =36.47 kg;（2）塔壁重 = (8,13-0.15×2)××0.605×0.005×7860=584.57 kg;（3）计每块塔板重为0.004×/4×0.62×7860=8.889 kg，塔板数为19块，故塔板重= 19×8.889

32、=168.891 kg;（4）查得所用的每个容器法兰为20.2kg ， 则容器法兰重=20.2×12=242.4 kg（5）液体重=11.48×/4×0.62×1000=3245.89kg（6）用岩棉做保温层，厚度为10mm，密度为120kg/m3，则保温层重=16.4××0.615×0.1×120=266.16kg取安全系数为1.5，故全塔总重：G=1.5×(36.47 +584.57+242.20+168.891+3245.89+266.16)=6456.27 kg设备外有保温层，且直接置于楼板上，参

33、考化工设备机械基础p176，故选用B2型支座。允许载荷为20KN。2.实际载荷和弯矩校核： (1)实际载荷校验广州地区的基本风压为q0=600 N/m2，偏心载荷取Ge=4000 N，偏心距取Se=3000 mm。风载荷Pw=1.2 f0·q0·D0·H0×10-6=1.2×1×600×700×11.48×103×10-6=8478.58 N设防八级地震，则a=0.16水平地震力Pe=amg=0.16×6456.27×9.81=10133.76N所以，安装尺寸：实际载荷：故选

34、取12个BN2支座。(2)支座处塔所受的弯矩ML校核：根据厚度为5mm，P=12796.28 N,查得=3.2 kN/m，故满足要求。第四章 设计结果汇总一基本数据相关参数塔顶进料板塔釜液相浓度(摩尔分率)0.79820.18100.000117温度()78.4084.4299.96气相密度（Kg/ m3）1.4551.2310.6898液相密度（Kg/ m3） 741.1872.2958.9液体表面张力（mN/m） 23.7154.7759. 39气相平均分子量MV42.0732.1018.007液相平均分子量ML40.35024.6818.03相关参数精馏段提溜段液相平均密度（kg/ m3

35、） 806.65915.55气相平均密度（kg/ m3）1.3540.960液相平均流量（m3/s）0.000330.000525气相平均流量（m3/s）0.30940.2947液体平均表面张力（mN/m）39.2456.08二塔体概况项目精馏段提溜段塔板数N19塔径D（m）0.6板间距Ht（m）0.35塔高H（m）11.55回流比R1.732操作压强常压空塔气速u（m/s）1.1721.5989堰长lw（m）0.36出口堰高hw（m）0.04350.041板上液层高度hL(m)0.050.05降液管底隙高度h00.01310.0131浮阀孔数N（个）3425阀孔气速u0（m/s）8.5941

36、0.206阀孔动能因数10.6910.0排间距（m）0.078720.08789开孔率（%）12.7611.03降液管内清液高度（m）0.11430.1098单板压降（Pa）504.86520.03液体停留时间（s）17.82泛点率（%）64.3648.44液相负荷下限（LS）min（m3/s）0.17850.1755液相负荷上限（LS）min（m3/s）0.0013360.001336漏液线(VS)min（m3/s）0.0002890.0002875雾沫夹带线(VS)max（m3/s）0.43060.5449操作弹性1.31932.2484冷却水用量（kg/s）15.830饱和蒸汽用量（kg

37、/s）0.2343附属设备型号的选择：进料预热器1个塔釜产品冷却器1个塔釜再沸器1个塔顶全凝器1个塔顶产品冷却器1个主要接管尺寸：进料管回流管釜液出口管加热蒸汽管塔顶蒸汽管第五章 设计感想 初步完成课程设计后的感想就是，果然要认真完整的做好一件事，十分不易！虽然本学期的课程设计只有两周时间，少了原本应该用三周完成设计的一些设备设计内容，但是，我仍然觉得任务不轻，如果不能合理的安排时间合理的利用，真的不能在给定时间内很好的完成板式精馏塔的设计。而在这两周时间内，我也学到了很多，收获了很多。从计算到塔节图、流程图等的绘制，每一步都是相互联系相互支持的，每一个流程都需要认真的对待，不仅在计算时需要特别用心，根据不同的塔径、液量、温度设计不同用到的设备尺寸、零件型号，虽然数据并不繁复，但是想要最后得到一个真正符合实际生产，能够在实际运用中发挥最大能效的设备，还是需要极大的计算及验证的。这考察了同学们是否谨慎、细心、负责，只有用认真的态度，毫不含糊的完成每一步计算，每一次检验，最后得到的数字才是最接近真理的数字。课程设计与化工原理课有本质上的不同，在课堂上老师着重告诉我们热力学原理及设备原理，而课程设计完全是与真实设备数据打交道，我们面对的不再是简单的精馏方程或提馏线，而是更加复杂的设备数据公式。从中，我可以看到，就算