乙醇水溶液连续板式精馏塔设计

1、目录目录错误！未定义书签。绪论4第二章 设计方案52.1 设计方案52.2设计方案的确定及流程说明52.2.1选塔依据52.2.2加热方式：直接蒸汽加热52.2.3选择适宜回流比62.2.4回流方式：泡点回流62.2.5操作流程说明6第三章 塔板的工艺设计73.1 精馏塔全塔物料衡算73.2 主要数据参数的计算73.2.1乙醇水系统t-x-y数据73.2.2 温度的计算83.2.3 密度的计算93.2.4混合液体表面张力123.2.5 混合物的黏度计算153.2.6相对挥发度计算163.3理论塔的计算163.4 塔径的初步设计183.4.1气、液相体积流量计算183.4.2精馏段塔径的计算19

2、3.4.3提馏段塔径的计算203.5溢流装置213.5.1堰长的计算213.5.2弓降液管的宽度和横截面积223.5.3降液管底隙高度223.6塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列233.6.1塔板的结构尺寸233.6.2浮阀数目及排列23第四章 塔板的流体力学验算274.1气相通过浮阀塔板的压降274.2液泛284.3 雾沫夹带284.4塔板负荷性能图29第五章 塔附件设计345.1接管345.2人孔35第六章 塔总体高度的设计376.1塔的顶部空间高度376.2塔的底部空间高度376.3进料板空间高度376.4塔总体高度37第七章 附属设备设计387.1数据与说明387.2预热器计算387.3全

3、凝器计算397.4冷却器计算40第八章 连续筛板精馏塔设计结果41结束语43参考文献44主要符号说明45附录47附录一 设计所需技术参数47附录二乙醇水系统txy数据48附录三 流程图说明48绪论乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。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

4、在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和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。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又

5、分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1.生产能力大；2.操作弹性大。3.塔板效率高；4.气体压强降及液面落差较小；5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。设计方案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。该物系属易分离物系，故操作回流比取最小回流比的1.4

6、倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1设计方案的确定及流程说明2.1.1选塔依据 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。

7、操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。液面梯度小。 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。2.1.2加热方式：直接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水，又由于在化工厂蒸汽较多所以直接蒸汽加热。2.1.3选择适宜回流比适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为

8、：先求出最小回流比R，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.22.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4，即：R 1.4R；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。2.1.4回流方式：泡点回流回流方式为泡点回流。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。2.1.5操作流程说明乙醇-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，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料 冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入

9、，由冷凝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。塔板的工艺设计3.1 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量为：42.04 kg/kmol水的摩尔质量为： 28.01 kg/kmol原料乙醇组成xf=(0.479/58.08)/(0.479/58.08

10、+0.521/32.04)=35%塔顶组成：xd=(0.93/32.04)/(0.93/32.04+0.07/18.01)=0.882 塔底组成：xw=(0.521/32.04)/(0.521/32.04+0.07/18.01)=0.807原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=58.08×0.337+18.01×(1-0.337)=31.51 kg/molMd=32.04×0.882+18.01×(1-0.882)=30.38 kg/molMw=32.04×0.807+18.01×(1-0.807)=29.33 kg/mol则可

11、知：原料的处理量：F=27000/(300×24×31.51)=119.01 kmol/h根据回收率： = xd×D/(xf×F)=99.5 %则有： D=45.24 kmol/h 由总物料衡算：F= D+W以及: xf×F= xd ×D+W×xw容易得出： W=253.64 kmol/h3.2 主要数据参数的计算3.2.1乙醇水系统t-x-y数据表3-1乙醇水系统的气液平衡数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.

12、2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285

13、.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.413.2.2 温度的计算利用表中数据用插值法求得：= =85.32：= =78.30 ：= =95.11精馏段平均温度 =81.81提馏段平均温度 =90.223.2.3 密度的计算已知：混合液密度 依式 =（a为质量分数，为平均相对分子质量）混合汽密度 依式 塔顶温度：=78.3气相组成： =84.20进料温度：=85.32气相组成： =47.12塔釜温度：=95.11气相组成： =18.42精馏段：液相组成： 气相组成： 所以 提馏段液相组成： 气相组成： 所以 表3-2 不同温度下乙醇和水的密度温度/温度/80735

14、971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）所以 3.2.4混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 注：式中下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo指主体部分的分子数，Vw、Vo主体部分的分子体积，w、o为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。 表3-3不同温度下乙醇和水的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3N

15、m-1）乙醇表面张力：水表面张力： 塔顶表面张力：联立方程组： 代入求得： 原料表面张力：联立方程组： 代入求得： 塔底表面张力：联立方程组：代入求得： （1）精馏段液相表面张力：=（2）提馏段液相表面张力：3.2.5 混合物的黏度计算 表3-4水在不同温度下的黏度温度黏度温度黏度810.3521900.3165820.3478910.3130表3-5乙醇在不同温度下的黏度温度黏度800.4951000.361=81.81查表得： =0.3486mPa.s =0.483 mPa.s=90。22查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.s精馏段黏度：提馏段黏度：3.2.6相对挥发

16、度计算由 =0.4712 =0.124 得：由 =0.8420 =0.83=1.09由 =0.1842 =0.02（1）精馏段相对挥发度 （2）提馏段相对挥发度 3.3理论塔的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据1.01325×105Kpa下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即xy曲线图，并绘出最小回流比图。图3-1确定最小回流比的计算所以 已知：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：图3-2图解法求理论板数在图上作操作线，由点（0.8387，0.8387）起在平衡线与精馏段操作线间

17、画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.001176为止，由此得到理论NT=21快（包括再沸器），加料板为第17块理论板。板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。（1）精馏段已知 =0.49=0.481 =35块为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为36块板。（2）提馏段已知 =0.49=0.384 =8块为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为9块板。全塔所需实际塔板数：= + =36+9=45块全塔

18、效率：加料板位置在第37块塔板3.4 塔径的初步设计3.4.1气、液相体积流量计算根据x-y图查图计算，或由解析法计算求得：取 （1）精馏段 则质量流量：则体积流量：（2）提馏段 q=1.0则质量流量：则体积流量：3.4.2精馏段塔径的计算有=(安全系数)，安全系数=0.60.8，式中可由史密斯关联图查出图3-3史密斯关联图横坐标数值为 取板间距 则-查图可知 =0.7=0.7 D=1.126圆整 塔截面积 实际空塔气速为 =3.4.3提馏段塔径的计算横坐标数值为 取板间距 则-查图可知 =0.7=0.7 =0.955m圆整 ,均取=1m 塔截面积 实际空塔气速为 =由于精馏段与提馏段塔径相差

19、不大,故塔径都取1.2m。3.5溢流装置3.5.1堰长的计算取=0.65=0.65 1.2=0.78m本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算=(近似取E=1)（1）精馏段：=堰高 =0.06-0.009=0.051m（2）提馏段：=堰高 =0.06-0.018=0.042m3.5.2弓降液管的宽度和横截面积图3-4弓降液管的宽度和横截面积查图得 =0.18则 验算降液管内停留时间精馏段： 提馏段：停留时间>5s 故降液管可以使用3.5.3降液管底隙高度图3-5降液管示意图（1）精馏段：取降液管底隙流速 ,则m 取（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则m 取3.6塔板的结

20、构尺寸、浮阀数目及排列采用斤型重阀，重量为32g，孔径为39mm。3.6.1塔板的结构尺寸由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可分为四个区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。图3-6分块式塔板示意图本设计塔径D=1.2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。3.6.2浮阀数目及排列（1）精馏段：取阀孔动能因子F0=11，孔速为：=9.648每层塔板上的浮阀数目为：=111个取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度Ws=0.06m。计算塔板上的鼓泡区面积，按式计算其中： 所以：=0.715浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=0.075m则排间距：=

21、0.092m因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用0.092m，而应小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为115个。图3-7精馏段浮阀数目的确定按N=115，重新核算孔速及阀孔动能因子：=9.31 =9.31=10.615阀动能因子变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率=12.18%（2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为：=11.3每层塔板上的浮阀数目为：=97个取t=0.070m则排间距：同上取=90mm，则排得阀数目为101个。图3-8提馏段浮阀数目的确定按N=101，重新核算孔速及阀孔动能因子：阀动能因子

22、变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率塔板的流体力学验算4.1气相通过浮阀塔板的压降根据，计算。1.精馏段：（1）干板阻力：因<，故（2）板上充气液层阻力：取则 （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：2.提馏段：（1）干板阻力：因<，故（2）板上充气液层阻力：取则 （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：=568pa4.2液泛为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度，即1.精馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.07m（2）液体通过降液管的压头损失：

23、（3）板上液层高度，则取，已选定则可见，所以符合防止液泛的要求。2.提馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：（2）液体通过降液管的压头损失：（3）板上液层高度，则取，已选定则，可见，所以符合防止液泛的要求。4.3 雾沫夹带泛点率：=板上液体流经长度：=板上液体流经面积： 取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.10(1)精馏段： 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足0.11（液/气）的要求。(2)提馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.101则泛点率由以上计算知，符合要求。4.4塔板负荷性能图雾沫夹带线泛点率据此可作出负荷

24、性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。（1）精馏段整理得：由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，可算出Vs。（2）提馏段整理得：在操作范围内，任取若干个，算出相应的值。表4-1雾沫夹带线数据精馏段提馏段0.00616187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.8500550.00614637760.0131.5653430.011.348960.0141.529754由上述数据即可作出雾沫夹带线液泛线根据确定液泛线，由于很小，故忽略式中的 其中 （1）精馏段：整理得： 在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表4-2：表4-

25、2精馏段液泛线数据0.0050.00550.0060.00652.60472.0022681.3548120.662029由上表数据即可作出液泛线。（2）提馏段同理可得： 在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表4-3：表4-3提馏段液泛线数据0.0010.010.0120.0147.7949684.2666363.3217632.291779由上表数据即可作出液泛线。液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于35s。液体在降液管中停留的时间由下式： 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。漏液线对于型重阀，

26、依作为规定气体最小负荷的标准，则由知：（1）精馏段：（2）提馏段： 据此可作出与液体流量无关的漏液线。5.液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式： 则：据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。根据以上数据作出塔板负荷性能图图4-1精馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。气相负荷下限。所以，精馏段操作弹性=1.7/0.55=3.09 。图4-2提馏段

27、负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。气相负荷下限。所以，提留段操作弹性=2.0/0.7=2.86 。塔附件设计5.1接管进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 查标准系列选取57×3.5校核设计流速：经校核，设备适用。2.回流管采用直管回流管，取查表取57×3.5校核设计流速：经校核，设备适用。3.塔底出料管取 ，直管出料查表取57

28、5;3.5校核设计流速，经校核，设备适用。4.塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速为：u=15 m/s则：查表取377×8校核设计流速：经校核，设备适用。5.塔底进气管采用直管进气，取出口气速为：u=23 m/s则：查表取300×7.5校核设计流速：5.2人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔10块塔板才设一个人孔，本塔中共45块板，则S为：在设置人孔处，板间距为800mm，直径为500mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封

29、面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。塔总体高度的设计6.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。6.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。V釜液=0.00344×6002.064m36.3进料板空间高度进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况，一般 比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安 装防冲实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，应保证这些实施的安装。6.4塔总体高度由下式计算： 式中：-塔顶空间高度，m -塔

30、板间距，m -开有人孔的塔板间距，m -进料段空间高度，m -塔底空间高度，m N实际塔板数； S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间人孔）本设计的塔体总高：H=22.83m。附属设备设计7.1数据与说明预热器一个：预热进料,同时冷却釜液。全凝器一个：将塔顶蒸汽冷凝,提供产品和一定量的回流。冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。管程壳程K值范围预热器料液水蒸汽280850W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280850W/m2s冷却器冷水有机溶液8501500 W/m2s计算前均假定换热器的损失为壳方气体传热量的10%，即安全系数为1.05。下面3个换热器的计算均按照这个假定。7.2预热器计算设计流

31、程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为85.32，而原 料温度为20。釜残液的温度为95.11，其主要成分是水，比热比 原料液大，所以完全可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点， 只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以 稳定控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至35排出，以用于他途。 F=2.694kg/s,W=2.899kg/s 根据温度，查相关表得： CP水=4.1748KJ/(kg), CP乙醇2.7025KJ/(kg)。取总传热系数K=700=0.7KJ/取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=89.57。作为传热管，管心距PT 为32mm传热管长度定为4.5m，

32、根据传热面积计算管的根数n换热器的直径取Do=0.70m,管程为6，管子根数4，换热管长度为4500mm，换热面积为105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-180-6校核：A=105.0Q=105.0×0.7×12.21=897.44KJ/s所以传热足够，设计满足要求。7.3全凝器计算取水进口温度为25，水的出口温度为40，V =2.6Kg/s；塔顶出口气体的温度为78.3，在此温度下：=0.83×730+（1-0.83）×1564=871.78kJ/kg=2.60×871.78=2266.63 KJ/sA=取安全系数1.1,则

33、实际传热面积为75.53作为传热管，管心距PT 为32mm传热管长度定为3m，根据传热面积计算管的根数n：换热器的直径同上求法，其中PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85则Do=0.70m，管程为6，管子根数4，换热管长度为3000mm换热面积为105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-120-67.4冷却器计算取水进口温度为25，水的出口温度为35；塔顶全凝器出来的有机液D=0.6237Kg/s；温度为78.3，降至35。按产品冷却前后的平均温度查算比热： 所用水量：kg/s取总传热系数K=900=0.90KJ/A=取安全系数1.1，则A=4.84作为传热管，管

34、心距PT 为32mm传热管长度定为3m，根据传热面积计算管的根数n同上求法，其中PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85Do=0.178m取Do=273mm，管程为2，管子根数32，换热管长度为3000mm换热面积为7.3，管子按正三角形排列。G-273-2.50-7.3-120-2校核：A=7.3Q=7.3×0.9×22.72=149.27KJ/s KJ/s所以传热足够，设计满足要求。连续筛板精馏塔设计结果连续筛板精馏塔设计结果项目符号单位计算数备注精馏段提馏段塔径Dm1.21.0板间距HTm0.40.4塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s1.

35、1311.158堰长m0.780.78堰高m0.0510.042板上液层高度m0.060.06降液管底隙高m0.010.03浮阀数N115101等腰三角形叉排阀空气速m/s9.64811.3浮阀动能因子Fo1111临界阀孔气速m/s9.3110.85孔心距tm0.070.07同一横排孔心距排间距m0.080.09相邻横排中心距离单板压降Pa568568降液管内清液曾高度Hdm0.1330.1261泛点率%64.256.53气相负荷上限1.72.0气相负荷下限0.550.7雾沫夹带控制操作弹性3.092.86漏液控制结束语精馏塔的设计，在化工行业应用较广。这次，通过两个周的课程设计，我意识到这项

36、任务的艰难。在这个课程设计过程当中，我们综合地运用了我们所学习过的流体力学，传热，传质，分离等方面的化工基础知识，设计了一款可应用于设计生产当中的乙醇水连续精馏浮筏塔。在设计过程中，计算尤其复杂。每一步的计算都关乎到后面的一连串结果。所以，我们在这个过程中感觉阻力很大。比如说由于没有正确理解某个公式的使用范围而盲目套用，结果导致要从头又开始计算，这个过程花费的时间较多。还有就是许多经验公式的使用，由于我们知识面的有限，所以许多公式的出处我们不是很了解。在涉及的化工原理，分离，化工热力学等课程中，我们充分意识到我们这大学三年所学知识的重要性。它让我们可以将我们在书本上所学到的理论知识用于到生产实

37、际之中。再到后来管道以及其他设备的选型，让我们将化工原理上学到的相关知识一化工设备机械基础联系起来，对我们的设计工作有很大帮助。人孔的设计使我们明白课本知识与生产实际的差异，也就是我们必须考虑到我们所设计的方案在实际中的可行性。在计算的许多过程，我们必须在计算所得值的基础上再考虑一定的安全系数，如我们在分别计算出精馏和提馏的板数之后，还必须分别再加上两块板，使它具有一定的操作弹性。本次设计出了计算之外的另一大难题就是作图。在此过程中，我们将我们所学的Auto CAD的知识充分利用起来，如求最小回流比，求实际塔板数，确定浮阀塔板的开孔数目，画负荷性能图，再到后来的工艺流程图的绘制以及装配图的绘制

38、，这都离不开对CAD知识的熟练掌握。通过边作图边摸索，我们进一步巩固了CAD绘图的基础技巧，这对我们以后毕业设计必定有很大的帮助。参考文献1陈英男、刘玉兰.常用化工单元设备的设计M.上海:华东理工大学出版社,2005、42刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社，2001、53陈敏恒.化工原理 M.北京：化学工业出版社，2006、54中国石化集团上海工程有限公司.化工设计计算手册（第三版上册）M. 北京：化学工业出版社，2003、75路秀林、王者相.塔设备M.北京：化学工业出版社，2004、16丁浩.化工工艺设计M.上海科学技术出版社 7湖南大学化工系无机化工教研室.化工手册（上册）8王存文、孙纬.化工原理与数据处理.M。北京：化学工业出版社，2008.59刘光启.化学化工物性手册（有机卷）.M北京：化学工业出版社，2002.510夏清、陈常贵.化工原理 M.天津：天津大学出版社，2005、1主要符号说明符 号说 明单 位符 号说 明单 位C乙醇堰长W水溢流堰高度塔顶堰上层高度进料板弓形降液管高度塔釜截面积液相塔截面积气相液体在降液管中停留时间摩尔质量g/mol降液管底隙高度最小回流比边缘区高度实际塔板数开孔区面积压强同一排孔中心距温度开孔率密