苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计

1、 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计题目：题目： 苯苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计 化工原理课程设计任务书 一一 设计题目设计题目：苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计二二 任务要求任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.462馏出液组成 xD0.932釜液组成 xw0.032塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三三 主要设计内容主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺

2、寸设计 （1）塔径及 精或提 馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录目录摘要摘要化工生产常需要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

3、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、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，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，换热器和泵及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：关键词：苯、甲苯、精馏段、提馏段、筛板塔。 第一章第一章 绪论绪论1.11.1 设计方案设计方案苯和

4、甲苯的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程参见下图（图 1-2-1）：全凝器 回流 出料 乙胺二乙胺溶液 塔釜 1.21.2 设计设计1.31.3 选塔依据选塔依据 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：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.全塔物料衡算板数的确定筛板塔的设计画筛板负荷性能图热量衡算附属

5、设备及主要附件的设计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.第二章第二章 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计2.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算2.1.1 原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率：进料组成：=0.45+0.001(20-8)=0.462Fx溜出液组成：=0.92+0.001(20-8)=0.932Dx釜液组成：=0.02+0.001(20-8)=0.032Wx进料量 F=100kmol/h总物料衡算： 即：WDFWD100易挥发组分物料衡算： 即：WDFWxDxFxWDxF032. 0932. 0100联立解得：D=47.78kmol/h，W=52.2

6、2kmol/h2.1.2 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量：苯的摩尔质量：kg/mol 甲苯的摩尔质量：kg/mol11.78AM14.92BM=O.46278.11+(1-0.462)92.14=85.66kg/molFM=0.93278.11+(1-0.932)92.14=79.06kg/molDM=0.03278.11+(1-0.032)92.14=91.69kg/molWM2.2 物性参数的计算2.2.1 操作温度的计算由苯-甲苯的气液平衡关系表 2-1 知：（101.3kPa) 表 2-1苯的摩尔分数苯的摩尔分数温度 t/ 液相x/气相y/温度t/液相x/气相y/110.4 0.0

7、 0.0 90.0 58.4 77.8 106.0 10.8 23.2 86.0 73.8 87.6 102.0 21.0 39.9 84.082.4 92.1 98.0 32.2 54.3 82.0 91.5 96.4 94.0 44.6 66.8 81.0 96.3 98.5 92.0 51.2 72.5 80.2 100.0 100.0 下面用内插法分别求塔顶，进料，塔釜的温度，分别用，表示：DtFtWt对于塔顶：=0.93，由气液平衡关系表用内插法求，即：DxDt塔顶温度：= 解得：=81.655 .912 .930 .82Dt3 .965 .910 .810 .82Dt进料温度：=

8、解得：=93.526 .442 .460 .94Ft2 .516 .440 .920 .94Ft塔底温度：= 解得：=109.100 . 02 . 34 .110Wt8 .100 . 00 .1064 .110Wt精馏段平均温度：t =87.58512DFtt 265.8152.93提溜段平均温度：t =101.3122WFtt 210.10952.932.2.2 相对挥发度 的计算苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：Lg=A- 式中：t：物系温度，单位： .：饱和蒸汽压，0pBtC0pkPa/A,B,C,Antoine 常数，见如下表 2-2 表 2-2组分ABC苯(A)6.02312

9、06.35220.24甲苯(B)6.0781342.94219.58 即：苯-甲苯的安托因方程分别为：58.21994.1342078. 6lg24.22006.120023. 6lg00tPtPBA对于塔顶：=81.65，则 =6.023- =106.42KpaDt0lgAP04.22065.8135.12060AP =6.078- =41.35Kpa0lgBp58.21965.8194.13430BP =2.574D00BAPP35.4142.106同理，塔底 ：=109.10 则 =6.023- =229.12KpaWt0lgAP24.22010.10935.12060AP =6.078

10、- =97.52Kpa0lgBP58.21910.10994.13430BP 解得：p=229.308kPa, p=97.230kPa0A0B=2.349W00BAPP52.9712.22相对挥发度为：=2.459mWD349. 2574. 2从而得到相平衡方程:y= xx) 1(1xx459. 11459. 2泡点进料：q=1，X =X =0.462，代入相平衡方程，得 y =0.68qFq1462. 0459. 1462. 0459. 2最小回流比为：R=1.16minqqqDxyyx462. 068. 068. 0932. 0R=（1.12.0）R，取 R=1.8R=1.8 1.16=2

11、.09minmin2.3 精馏塔汽液相负荷精馏段：L=RD= 2.09 47.78=99.86kmol/h V=(R+1)D=(2.09+1) 47.78=147.64kmol/h提馏段：=L+qF=99.86+1 100=199.86kmol/hL kmol/h64.147) 1(VFqVV2.4 操作线方程的确定精馏段操作线方程的确定：=932. 064.14778.4764.14786.99DxVDxVLy 301. 0676. 0 x提馏段操作线方程的确定 011. 0353. 1032. 064.14722.5264.14786.199xxxxVWxVLyW联立以上两式得：，460.

12、 0qx611. 0qy2.5 精馏塔理论塔板数的计算对于苯-甲苯物系，我采用了相平衡方程与操作线方程式逐板计算法求理论板数：精馏段操作线方程： （1）301. 0676. 01nnxy提溜段操作线方程： （2）011. 0353. 11nnxy平衡线方程： （3）nnnnyyyx459. 1459. 2) 1(由于是全凝器： 932. 01Dxy从第一块塔板下降的液体组成由式（3）求得：848. 0932. 0459. 1459. 2932. 0459. 1459. 2111yyx第二块板上升的气相组成用式（1）求得：874. 0301. 0848. 0676. 0301. 0676. 01

13、2xy第二块板下降的液相组成由（3）式求得：738. 0874. 0459. 1459. 2874. 0459. 1459. 2222yyx用此法依次计算得:， 799. 03y648. 03x ， 739. 04y535. 04x ， 800mm,故塔板采用分块式：表 2-1塔径 mm8001200160014002000180024002200塔板分块数3456因此,塔板分为 4 块.边缘区宽度确定: 精馏段:取0.065 ,0.035sscWWm Wm 提馏段:取0.065 ,0.035sscWWm Wm开孔区面积计算 开孔区面积2222arcsin180arxAx rxr 精馏段:mW

14、WDxSd461. 0065. 0174. 024 . 12 mWDrC665. 0035. 024 . 12 222289. 0665. 0461. 0arcsin180665. 014. 3461. 0665. 0461. 02mAa 提馏段:mWWDxSd461. 0065. 0174. 024 . 12 mWDrC665. 0035. 022 . 12 222289. 0665. 0461. 0arcsin180665. 014. 3461. 0665. 0461. 02mAa筛孔计算及其排列因为所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径,筛孔按mm305dmm正三角排列,取孔中心

15、距：033 515tdmm 精馏段: 筛孔数目为个4569015. 089. 0155. 1155. 1220tAn提馏段: 筛孔数目为个4569015. 089. 0155. 1155. 120tAn 开孔率为2200.0050.9070.90710.1%0.015dt精馏段气体通过阀孔的气速为smAVuS/09.1389. 0101. 0177. 100提馏段气体通过阀孔的气速为smAVuS/52.1289. 0101. 0125. 1003.53.5 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算3.5.1 塔板压降干板阻力计算ch 2000.051VcLuhC 由,051.673d 84. 00

16、c精馏段: 液柱mhc0435. 063.802819. 284. 009.13051. 02提馏段: 液柱mhc0461. 0578.778169. 384. 052.12051. 02气体通过液层的阻力计算1h 气体通过液层的阻力Lhh1 精馏段: smAAVufTSa/824. 0111. 054. 1177. 1 21210./383. 1819. 2824. 0mskguFva 62. 0 液柱mhhhhowwl0372. 006. 062. 01 提馏段: smAAVufTsa/787. 0111. 054. 1125. 1 )./(401. 1169. 3787. 021210m

17、skguFva 61. 0 液柱mhhhhowwl0366. 006. 061. 01液体表面张力的阻力计算h 精馏段: 液柱mgdhll0021. 0005. 081. 963.8021064.204430 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算ph 液柱mhhhhcp0828. 010097. 20372. 00435. 031 气体通过每层塔板的压降为： (设计允许kpakpapaghplp7 . 0652. 0951.65181. 963.802828. 0值) 提馏段: 液柱mgdhll0020. 0005. 081. 9578.7781040.194430 气体通过每层塔板的液柱高度

18、按下式计算ph 液柱mhhhhcp0847. 00020. 00366. 00461. 01 气体通过每层塔板的压降为： 0.7Kpa(设计kpapaghplp647. 0926.64681. 9578.7780847. 0允许值)3.5.2 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响.3.5.3 液沫夹带 液面夹带量: 2 . 36107 . 5fTaLVhHue其中:2.52.5 0.060.15fLhhm 精馏段: 气液气液kg/1 . 0/0126. 015. 04 . 0824. 01064.20107 . 52 . 336kgkgkgev

19、提馏段: 气液气液kgkgkgev/1 . 0kg/0115. 015. 04 . 0787. 01040.19107 . 52 . 336 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内.Ve3.5.4 漏液对筛板塔,漏液点气速VLLhhCu/13. 00056. 04 . 40min, 0精馏段: smu/63. 6819. 2/63.8020021. 006. 013. 00056. 084. 04 . 4min, 0 实际孔速smsmu/63. 6/09.130 稳定系数5 . 1974. 163. 69 .13min, 00uuk提馏段: smu/185. 6169. 3/578.7780020

20、. 006. 013. 00056. 084. 04 . 4min, 0 实际孔速smsmu/185. 6/52.120 稳定系数5 . 1024. 2185. 652.12min, 00uuk 故在本设计中无明显漏液3.6 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度应服从dHwdhHH 甲苯-对二甲苯属一般物系,取,则5 . 0 精馏段: 液柱mhHwT223. 0046. 04 . 05 . 0 板上不设进口堰， 液柱muhd0015. 01 . 0153. 0153. 0220 液柱mhhhHdlpd1443. 0015. 006. 00828. 0 wdhHH 提馏段: 液柱mhHwT

21、218. 0)036. 04 . 0(5 . 0 板上不设进口堰， 液柱muhd0015. 01 . 0153. 0153. 0220 液柱mhhhHdlpd146. 00015. 006. 00847. 0 wdhHH 故在本设计中不会发生液泛现象3.6.13.6.1 漏液线 由VLLhhCu/13. 00056. 04 . 40min, 0 ,0min,min, 0/ AVusowwLhhh 32100084. 2whowlLEh 得VLwhwshlLEhACV/100084. 213. 00056. 04 . 43200min,精馏段: 819. 2/63.8020021. 0924.

22、036001100084. 2046. 013. 00056. 089. 0101. 084. 04 . 432min,slVs =320914. 000948. 0602. 5sl在操作线范围内,任取几个值,依上式计算出sLsV表 2-2smLs/30.00060.00150.00300.0045smVs/,30.5640.5790.5980.613提馏段: =4.870SV320914. 000818. 0sl操作线范围内,任取几个值,依上式计算出sLsV表 2-33/sL ms0.00060.00150.00300.00453,/sV ms0.4580.4720.4890.503由上表数

23、据可作出漏液线 13.6.2 液沫夹带线以为限,求出关系如下:气液 kgkgeV/1 . 0ssLV 由 2 . 36107 . 5fTaLVhHue精馏段: SSfTSaVVAAVu70. 0111. 054. 1 046. 0,5 . 25 . 2wowwlfhhhhh ,32323703. 0924. 0360011084. 2ssowllh 3276. 1115. 0sflh 3276. 1285. 0sfTlhH 1 . 076. 1285. 070. 01064.20107 . 52 . 33236ssvlve整理得: 3285.1557. 2sslv在操作范围内,任取几个值,依上

24、式计算出值SLSV表 2-4smLS/,30.00060.00150.00300.0045smVS/,32.4572.3622.242.138提馏段: ssfTsavvAAvu70. 0111. 054. 1 ,owwLfhhhh5 . 25 . 2036. 0wh ,3232703. 0924. 03600184. 2ssowllh 32758. 109. 0sflh 32758. 131. 0sfTlhH 1 . 0758. 131. 070. 0104 .19107 . 52 . 33236ssvlve整理得: 3253.1574. 2sslv在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值SL

25、SV表 2-53,/SL ms0.00060.00150.00300.00453,/SV ms2.632.532.422.32由上表数据可作出液沫夹带线 2.3.6.3 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准mhow006. 0006. 03600100084. 232wowlEh取 E=1,则smls/000788. 01088. 73600924. 084. 21000006. 03423min,据此可作为与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3.3.6.4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限s4 ffTSSA HA HLLsmls/0111. 044

26、 . 0111. 03min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4.3.6.5 液泛线 令,由, wTdhHHdLpdhhhHhhhhcp1 , Lhh1owwLhhh联立得: hhhhhHdcoww11 忽略,将与,与,的关系代入上式,并整理得:howhSLdhSLScVh 与 3222SSSLdLcbVa式中: LVCAa200051. 0 wThHb1 200/153. 0hlc 323360011084. 2wlEd 将相关数据代入上式,得:精馏段: 0314. 063.802819. 2)84. 089. 0101. 0(051. 02a 148. 0046. 0162

27、. 0054 . 05 . 0b 476.186031. 0924. 0/153. 02c 139. 1924. 0360062. 0111084. 2323d 故3222139. 1476.186148. 00314. 0sssllv 继续整理得:3222274.36726.5938713. 4sssllv 在操作范围内.任取几个值,依上式计算出值sLsV表 2-6smLS/,30.00060.00150.00300.0045smVS/,32.232.0551.981.90提馏段: 0364. 0578.778169. 384. 089. 0101. 0051. 02a 160. 0036.

28、 0161. 05 . 04 . 05 . 0b 755.38068. 0924. 0/153. 02c 139. 1924. 0360061. 0111084.2323d 故3222139. 1755.38160. 00364. 0sssllv 继续整理得322229.31698.1064396. 4sssllv 在操作范围内.任取几个值,依上式计算出值sLsV表 2-73,/SL ms0.00060.00150.00300.00453,/SV ms2.041.9961.9331.875 由上表数据即可作出液泛线 5 第四章第四章 热量衡算热量衡算4.1 热量衡算示意图热量衡算示意图4.2

29、加热介质和冷凝剂的选择4.2.1 加热介质的选择选择饱和水蒸气，温度 133.3，工程大气压为 300KPaC原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。4.2.2 冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气。故选用 25的冷却水，温升 10，即冷却水的出口温度CC为 35。C4.3 热量衡算4.3.1 比热容及汽化潜热的计算（1）塔顶温度下的比热容Dt=81.69下，苯和甲苯的比热容分别为Dt)/(53.151)/(941. 11KkmolkJKkgkJCP)/(78.175)/(908. 12KkmolkJK

30、kgkJCP)/(22.153)93. 01 (78.17593. 053.151)1 (21KkmolkJxCxCCDPDPPD（2）进料板温度=93.55时，Ft)/(75.150)/(93. 11KkmolkJKkgkJCP)/(65.179)/(95. 12KkmolkJKkgkJCP)/(88.169)338. 01 (65.179338. 075.150)1 (21KkmolkJxCxCCFPFPPD（3）塔釜温度 =109.18Wt)/(00.157)/(01. 21KkmolkJKkgkJCP)/(85.185)/(02. 22KkmolkJKkgkJCP)/(36.185)0

31、17. 01 (85.185017. 000.157)1 (21KkmolkJxCxCCWPWPPD（4）汽化潜热(1)=81.69下,DtkgkJrkgkJr/87.378,/88.39221kgkJxrxrrDD/90.391)93. 01 (87.37893. 088.392)1 (214.3.2 热量衡算： （1）0时塔顶上升的热量,塔顶以 0为基准。VQ（hkJMrVtCVQVDDPDV/1036. 614.7990.39121.14669.8122.15321.14662）回流液的热量与塔顶组成相同。RQhkJtCLQRPRR/1018368.8122.15321.1466 (3)

32、塔顶流出液的热量：hkJtCDQDPDD/1098. 569.8122.15378.475 （4）进料的热量：hkJtCFQFPFF/1059. 155.9388.1691006 （5）塔底残夜的热量： hkJtCWQwPWW/1006. 118.10936.18522.526 （6）冷凝器消耗的热量： hkJQQQQDRVC/10932. 31098. 51083. 11036. 66566 项 目 进 料 塔顶溜出液 塔底残液平均比热容)/(KkmolkJ 169.88 153.22185.36热量)/(hkJQ61059. 1 51098. 561006. 1 第五章第五章 附属设备及主

33、要附件的设计附属设备及主要附件的设计5.15.1 塔附件的设计塔附件的设计5.1.1 接管管径的设计塔顶蒸汽出料管 操作压力为常压，蒸汽速度可取 ，本设计取 16m/s .m/s2012Wv301. 0819. 21614. 33600092.79207.146436004VVDWd整圆后：vd表 4-1塔顶蒸汽管参数表外径内径壁厚重量标准号热轧无缝钢管325mm309mm8mm62.54kg/mYB231-70塔釜出料管 取WW0.6m/smWwdLWw0569. 0715.7646 . 014. 33600313.8022.52436004整圆后：wd表 4-2塔釜出料管参数表外径内径壁厚

34、重量标准号热轧无缝钢管108mm100mm4mm10.26kg/mYB231-70回流管取m/s5 . 0WRmWldLRR0823. 082.8125 . 014. 33600092.7943.984360041整圆后：Rd表 4-3回流管参数表外径内径壁厚重量标准号热轧无缝钢管133mm125mm4mm12.72kg/mYB231-70进料管Fu2.0m/s取 muFdLFF0434. 044.792214. 33600269.84100436004整圆后：Fd表 4-4进料管参数表外径内径壁厚重量标准号热轧无缝钢管45mm40mm2.5mm3.58kg/mYB231-705.1.2 法兰

35、的选择由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，根据不同的公称直径选用相应的法兰，据材料与零部件可得:表 4-5法兰型号进料管Pg10 Dg40 Hg5010-58回流管Pg10 Dg125 Hg5010-59塔底出料管Pg10 Dg100 Hg5010-60塔顶进气管Pg10 Dg300 Hg5010-61塔釜进气管Pg10 Dg300 Hg5010-625.1.3 除沫器 气速 : smKWVVLK/814. 1819. 2819. 282.812107. 0 除沫器直径: mWVDKS909. 0814. 114. 3177. 1445.1.4 塔底设计 料液在釜内停留 15mi

36、n，装料系统取 0.5 .塔底高 h：塔径 d =2:1塔底料液量 :smVLSw/125. 13塔底体积 : 3225. 24mhdVw mWdW43. 114. 325. 22233 mdh86. 225.1.55.1.5 筒体操作压力 P=1atm ,公称直径 dg=1600mm 查得筒体壁厚为 5mm，所用材质为.3A5.1.6 封头 封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=1600mm 查得:2123h400mm h40 F2.97mV0.617m Dg1600 6JB115473mm封封曲面高度直边高度内表面积容积选封头，5.25.2 冷凝器的设计冷

37、凝器的设计取冷凝器传热系数 22302/()oKkJmhC假如该地区平均水温25，升温15.对于逆流: 81.484069.812569.814069.812569.812121nnmlttlttthkJQC/10932. 36冷凝器冷凝面积: 99.3481.4823023932000mLtKQA2m5.3 塔顶封头塔顶封头本设计采用椭圆形封头，公称直径：内表面积,403502,140021mmhmmhmmDN，直边高度，曲面高度查附录，容积23005. 2mA 34202. 0mV 则封头高度：mmhhH390403502115.3.1 塔顶空间取塔顶间距mHHTa80. 040. 022

38、考虑到需装除沫器，选他顶空间mHD2 . 15.3.2 塔底空间取釜液停留时间为 5mim,取塔底液面至最下一层塔板之剑距离为 1.5m，则77. 15 . 154. 14202. 0600028. 055 . 160TSBAVLtH5.3.3 裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为 300mm,取裙座壁厚16mm。基础环内径：mmDbi93210)4 . 02 . 0()1621400(3基础环外径：mmDbo193210)4 . 02 . 0()1621400(3圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量

39、取 18mm，考虑到mmDmmDbbi2000,10000再沸器裙座高取.mH32塔总高度：mHHHHZBD76.14339. 077. 12 . 14 . 821第六章第六章 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表数值序号项目单位精馏段提馏段1平均温度mt87.62101.362平均密度Lm-3kg m802.63778.5783平均表面张力Lm-1mN m20.6419.404平均粘度LmmPa0.2880.2595气相流量Vsm3/s1.1771.1256液相流量sLm3/s0.002860.00637实际塔板数N块11108有效段高度Zm3.64.09塔径Dm1.

40、41.410板间距THm0.400.4011溢流形式单溢流单溢流12降液管形式弓形弓形13堰长wWlm0.9240.92414堰高wWhm0.0460.03615板上液层高度 hLm0.060.0616堰上液层高度 howm0.0140.02417降液管底隙高度 hom0.0310.06818安定区高度 WSm0.0650.06519边缘区高度 WCm0.0350.03520开孔区面积 Aam 20.890.8921筛孔直径 dom0.00500.005022筛孔数目 n4569456923孔中心距 tm0.0150.01524开孔率 %10.110.125空塔气速um/s0.760.7326

41、筛孔气速 uom/s13.0912.5227稳定系数 K1.9742.02428每层塔板压降 PPa60257629负荷上限液泛控制液泛控制30负荷下限漏液控制漏液控制31液沫夹带 eVKg 液/kg 气0.01260.011532气相负荷上限m3/s0.01110.011133气相负荷下限m3/s0.0007880.00078834操作弹性3.23.3结束语结束语 参考文献参考文献1.陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编化工原理上册第 2 版，化学工业出版社.2021 年 2月2.陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编化工原理下册第 2 版，化学工业出版社.2021 年 2月3.匡国柱,史启才主编化工

42、单元过程及设备课程设计第 1 版，化学工业出版社. 2021 年 1月4.卢焕章等 编石油化工基础数据手册 ，化学工业出版社.1982 年5.吉林化工学院化工原理教研室 编化工原理课程设计指导书.2021 年 3 月6.天津大学物理化学教研室 编化工原理 （上、下册）第 6 版 高等教育出版社.2021 年 5 月7.方利国 董新法编著化工制图 AutoCAD 实战教程与开发第 1 版 化学工业出版社.2021 年 1月附录附录 1 1 主要符号说明主要符号说明符 号说 明单 位符 号说 明单 位A组分kmolWl堰长mB组分kmolWh溢流堰高度mD塔顶产品流率kmol/ howh堰上层高度

43、mF进料板产品流率kmol/ hdW弓形降液管高度mW塔釜产品流率kmol/ hfA截面积2mL液相负荷kmol/ hTA塔截面积2mV气相负荷kmol/ h液体在降液管中停留时间sM摩尔质量kg/kmol0h降液管底隙高度mminR最小回流比sW边缘区高度mN实际塔板数aA开孔区面积2mP压强kPat孔中心距mmt温度C开孔率密度3kg/mn筛孔数目个表面张力mN/m0u气体通过阀孔气速m/s粘度mPa s ch干板阻力m液柱TH塔板间距m1h气体通过降液层阻力m液柱Lh板上液层高度mh气体通过表面张力阻力m液柱u空塔气速m/sph气体通过每层塔板液柱高度m液柱D直径mpP气体通过每层塔板的

44、压降kPaZ有效高度mVe液沫夹带量kg/kg液气附录附录 2 2精馏段塔板负荷性能图0.00000.50001.00001.50002.00002.50003.00000.00000.00200.00400.00600.00800.0100LsVs漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线提馏段塔板负荷性能图0.00000.50001.00001.50002.00002.50003.00000.00000.00200.00400.00600.00800.0100LsVs漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线操作线教教 师师 评评 语语指导教师评语成绩指导教师时间 教

45、师见习报告总结期待已久的见习已经结束了，在龙岩三中高中部见习听课，虽然只是短短的两个星期，但感触还是蛮深的，以前作为一名学生坐在课室听课，和现在作为一名准教师坐在课室听课是完全不同的感受，感觉自己学到了一些在平时课堂上学不到的东西。在这里，我获得的不仅是经验上的收获，更多是教学管理，课堂教学等的理念，以及他们带给我的种种思考。教育见习实践过程：听课。教育见习的主要目的是让学生在指导教师的引导下，观摩教师上课方法、技巧等。听课是教育见习的主要内容。我院规定在一周的见习中需完成至少 6 课的见习任务。我在教师的安排指导下，分别对高一、高二物理专业课型为主，其他课型齐头的方式，积极主动的完成了听课任

46、务，收到良好的效果。我听的第一节课是高二（8）班，这是一个平衡班，水平不如实验班高。在上课前。科任老师已经跟我说了这个班的纪律是比较差的，而且成绩也不是很好。在我听课期间，确实有几个学生在课堂上说话，但是我发现了一个有趣的现象，这个现象我在往后的几个班都发现了，就是绝大部分的学生的学习热情都好高涨，积极举手发言，积极参与课堂活动。我跟老师们提起这个现象的时候，科任老师就跟我说，一个班里不可能所有的学生都能全神贯注地听完一节课，所以作为一名教师，应该想办法吸引学生的注意力，调动的积极性，比如可以以小组为单位，以抢答计分的形式调动学生的积极性，这样课堂气氛就会活跃起来了。在为期两周的见习工作中，我真的有很大的感触，我第一次感受到自己已经从一名学生向一名教师靠近，走在校园里，每当有学生叫我一声老师，我在感到无比自豪的同时，还感受到了自己的责任。见习工作结束了，我要回到学校继续我的学习了，