化工原理课程设计-酒精连续精馏板式塔设计资料

1、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）73）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

2、带较核.21第四节塔板性能负荷图22一精馏段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272化工原理课程设计四塔顶蒸汽管 .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

3、体概况 .34第五章设计感想 .36参考文献37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）12000kg;5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为0.255MPa。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

4、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

5、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4化工原理课程设计第二章设计方案一 概述蒸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。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

6、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

7、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离， 要求塔板具有以下两个作用： 1 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。 2 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

8、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。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

9、精馏段和提馏段塔径相同，设计和控制比较方便。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。回流方式：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。四 设计方案的确定图 1 工艺流程图6化工原理课程设计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%二物料衡算摩尔流量：由 FxFDx D WxW(1-1)和 FD W(1-2)得 D 0.91

10、 10000 0.03 10000 10.723kmol/h46241824联立方程可得每小时馏出液的摩尔流量：F = 47.3115 kmol/hD = 10.723 kmol/hW = 36.5885 kmol/h平均分子量 :M F460.1810(1）1823.068kg / kmol0.1810M D460.7982(10.7982)1840.350kg / kmolM W460.000117(1 0.000117)18 18.003kg / kmol3）质量流量：F = 0.3032kg/s D = 0.1202kg/sW = 0.1830kg/s三理论塔板数NT 的求取（图解法）

11、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xD0.370 故Rm1Rm1.1579085807570656055)50%lo45m(Y4035302520151050051015202530354045505560657075808590X(mol%)图 2 求最小回流比示意图图 3 求塔板数示意图8化工原理课程设计2）精馏段方程：取 R1.5Rmin1.5 1.157 1.736则精馏段方程为：yRxD0.635x0.292(1-3)R1R 13）提馏段方程：LRD1.73610.72318.615kmol / hVD ( R1)10.7232.73629

12、.338kmol / h因为 q = 1所以 VV29.338kmol / hLLF18.61547.31565.9265kmol / h则提馏段方程为：yLxWxW2.247x0.000146（ 1-4）LWLW4）使用图解法求的得理论塔板数为N T =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： xD79.82%， y D81.83% ，温度 tD 78.4 C塔底： xW0.0117%， yW0.0131%，温度 tW99.96 C则 tmtDtW78.499.9689.18 C22P133附录

13、2查板式精馏塔设计液体粘度表得：L 乙醇0.40mPas，水0.32 mPasLmx FL乙醇x水水（）0.320.330.1810 0.4 1-0.1810mPasy D相对挥发度：Dx D1.139 ，W12.306 ，（ 1-5）1yD1x D故DW1.136 12.3063.744（ 1-6）则计算全塔效率如下:E0.49() 0.2450.491.5(3.744 0.33) 0.2450.6751（ 1-7）T五实际塔板数实际塔板数为NPNT1319块（1-8）ET0.6751精馏段： N精10提馏段： N提31540.67510.6751所以实际板数为19 块，精馏段为15 块，进

14、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：PDKPa，取每层压强降为P 0.5KPa101.325塔底压强： PwPDNPP101.325190.5110.825KPa进料板压强： PFPDN 精P101.325150.5108.825 KPaPDPW101.325110.825106.075全塔平均操作压强： Pm22精馏段平均操作压强：PmPFPD108.825101.325 104.82522PmPFPW108.825110.825提馏段平均操作压强：2210

15、9.8252、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：tD tw78.4 99.96tm89.1822tDt F78.484.42精馏段平均温度：tm281.412t Ftw84.4299.96提馏段平均温度：tm292.1923、 平均分子量：（1）塔顶当 y1=79.82% ，查乙醇 -水平衡数据表得： x181.83%M VD0.798246(10.7982)1840.35kg / kmolM LD0.818346(10.8183)1840.91kg / kmol10化工原理课程设计（2）塔釜xW0.0117%

16、, ，查 x-y 图可得： yW0.0131%M VW0.000117 46(10.000117)1818.003kg / kmolM LW0.000131 46(10.00131) 1818.004kg / kmol（3）进料板当 xF18.10% 查 x-y 图可得： yF52.14%,M Vi0.521446(10.5214)1832.59kg / kmolM Lo0.181046(1 0.1810)1823.07kg / kmol（4）精馏段平均分子量M V 精M VDM Vi40.3532.5936.47 kg / kmol22M L精M LDM Lo40.9123.0731.99k

17、g / kmol22（5）提馏段平均分子量M V提M ViM VW32.59 18.00325.30kg / kmol22M L提M LoM LW23.0718.00420.54kg / kmol224、平均密度液相密度M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1DADBLDAB0.910.09 ,LD 746.77kg / m3730972.742（2）进料板1FAFBLFAB（3）塔釜0.360.643719.9, LF861.5kg / m968.61WAWBLWAB0.00030.9997

18、,LW 958.9kg / m3699.9959.1（4）精馏段平均液相密度LFLD3Lm ( 精）2804.135kg / m（5）提馏段平均液相密度LFLW3Lm ( 提）2910.2kg / m气相密度（1）塔顶VDPD MVD101.325 40.351.399kg / m3RTD8.314(273.15 78.4)（2）进料板VFPF MVF108.825 32.591.1931kg / m3RTF8.314(273.15 84.42)（3）塔釜VBPWMVW110.825 18.0030.6432kg / m3RTW8.314(273.15 99.96)（4）精馏段平均气相密度Pm

19、(精）M Vm( 精）104.82536.473Vm( 精）1.346kg / mRTm(精 )8.314 (273.15 81.41)（5）提馏段平均气相密度Pm( 提）M Vm( 提）109.825 25.303Vm( 提）RTm( 提 )8.314 (273.150.915kg / m92.19)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mxiit D78.40tW99.96tF84.42水乙醇63.6mN/m59.4mN/m62.3mN/m17.2mN/m15.5mN/m16.1mN/m塔顶：顶17.2 0.798

20、2 63.6 （1 0.7982） 26.56mN / m进料板：进 16.10.1810 62.3（1 0.1810） 53.94mN / m塔底：底15.50.000117 59.4 （1 0.000117） 59.39mN / m12化工原理课程设计精馏段：提馏段：顶进精2底进提240.25mN / m56.67mN / m6、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LmxiitD79,82 CtW99.96 CtD84.42 C水乙醇0.3623mPa s0.2868mPa s0.3476mPa s0.46mPa s0.34mPa s0

21、.45mPa sLD0.79820.46(10.7982)0.3623 0.4403mPasLF0.18100.45(10.1810)0.3476 0.3665mPasLW0.000117 0.34(1 0.000117) 0.2868 0.2868mPas气液相负荷量：精馏段： LRD1.736 10.72318.615kmol / hV(R1)D (1.736 1)10.723 29.338kmol / hqVGVM V精=29.33836.47=0.2208m3/s36001.3463600V 精（ 1-9）qLM L精=18.61531.993=0.00021m /sVL3600804

22、.135 3600L精提馏段：LFL47.315 18.61565.93kmol / hV V29.338 kmol/ hq VGV MV提29.338.66 25.303=0.2253m /sV提36000.915 3600q VLV ML提65.9320.543=3600=0.000413m /sL提3600910.2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p180 182 可知，适宜的空塔气速与最大气速和所取的安全系数有关： ukumax ，故先确定空塔气速。1、精馏段：（1） ( qVL )(L精 )0.5(0.00021)( 804.135) 0.50.02325（2

23、-1 ）qVGV 精0.22081.346（2）根据传热传质过程设备设计p180 182 可初选板间距H T 是 0.35m，板上液层厚度h L 是 0.05m，则 H T - h L =0.35-0.05=0.30m（3）根据史密斯关联图，得： C200.06C C20 ( 精 )0.20.06 ( 40.25)0.20.069（2-2 ）2020（4）空塔气速L精V精804.135 1.346（2-3 ）umax C0.0691.3461.685m / sV 精u（ 0.6 0.8 ）u max ，所以取安全系数为 0.7 u 0.7umax0.71.685 1.179m/ s2、提馏段：

24、（1） ( qVL )(L提 )0.5(0.00021)(910.2)0.50.030（2-4 ）qVGV 提0.2208 0.915（2）根据传热传质过程设备设计p180 182 可初选板间距H T 是 0.35m，板上液层厚度h L 是 0.05m，则 H T - h L =0.3-0.05=0.30m（3）根据史密斯关联图，得：C200.06C C20( 提 )0.20.06(56.67)0.20.07392020（4）空塔气速umax CL 提V 提0.0739910.2 0.9150.9152.3296m / sV 提14化工原理课程设计u（ 0.6 0.8 ）umax , 安全数字

25、取 0.7 u 0.7u0.72.32961.6307m / smax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：4qVG40.22080.4884m（2-5 ）D3.141.179u按标准塔径圆整为D 0.6m，可见这里的D 和 H T 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u4qVG40.22080.7813m / sD 23.14 0.62则塔的截面积为：AT0.25 D 20.250.620.2827m2二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 l w对于单溢流，

26、一般取堰长 lw 为（ 0.6-0.8）D. 故取 lw=0.6D ，则有 lW 0.60.60.36m校核液体在降液管中的停留时间。由 lW0.6 ，弓形降液管宽度 Wd 和面积 A f 用传热传质过程设备设计p192图 4-19D求取。查图得：Af0.054 , Wd0.1ATD该值与表 4-5 查得的值相一致，所以Af 0.054 AT 0.054 0.28270.01527m2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：Af H T0.01527 0.353s（2-6 ）qVL25.450.00021故降液管尺寸符合要求。出口堰高 hw由传热传质过程

27、设备设计p190 式 4-11 可知： hwhL how前面已设定h L0.05m ，采用平直堰， 堰上液层高度 h ow 可依传热传质过程设备设计 p19022.84 E3式 4-12 计算，即： hOWqVL1000lWlW0.6 及 qVL0.00021 3600 0.756m3qVL0.7569.72，所以由传因为/ h ，0.362.5DlW 2.5热传质过程设备设计p190 图 4-16 查得 E 1.035 ，代入上式得：22.84 E3hOWqVL1000lW则有 :2.841.0350.75610000.36230.00482m（2-7 ）hW hL hOW 0.05 0.0

28、0482 0.04518m（2-8 ）取 hW 0.046m降液管底隙高度 h0取液体通过降液管底隙时的流速u00.07 ，由传热传质过程设备设计p192 式 4-15qVL0.00021（2-9 ）得： h00.360.0083lW u00.07故取 h0 0.0083m ，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： FuVm。取 F0=10, 已知 F100型重阀的阀孔直径d0.039 m , 则0精馏段： u01F0108.619m / s1.346V精每层塔板上的浮阀数N4qVG4 0.22

29、0821.4522d02u013.140.03928.619提馏段： u02F01010.454 m / s0.915V 提每层塔板上的浮阀数N4qVG4 0.225318.0519d02 u023.140.039210.45416化工原理课程设计塔板布置（1）已知 Wd0.1，所以 Wd0.1D0.10.60.06mD取边缘区宽度： WC0.040m两边安定区宽度：由于D0.6m1.5m ，所以 Ws0.06 0.07m ， WS0.065m（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：xDWsDWd； RWc 。22 x0.5D(Wd W

30、s )0.175mR 0.3 0.04 0.26m开孔区面积 AP2 xR2x20R2arcsin x0.1617m2（2-10 ）R180精馏段：阀孔总面积 A 0qVG0.22080.0256m 2（2-11 ）u0精8.619则阀孔中心距 td00.907AP0.039 0.9070.161793.34mm（ 2-12 ）A00.0256提馏段：阀孔总面积 A 0q VG0.22530.02155m 2u0提10.454则阀孔中心距 td00.907AP101.74mmA0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

31、际阀孔中气体速度为：31精馏段： u018.6199.213m / s29F01u0 V 精9.2131.346 10.69（2-13 ）提馏段： u0210.206 2510.63m / s2418化工原理课程设计F02 u0 V 提 10.450.91510.01s11阀孔动能因数变化仍在 9 12 kg 2m 2 范围内，因此阀孔数符合要求。精馏段塔板开孔率为：u12.80%100%u01提馏段塔板开孔率为：u11.09%100%u02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 4-24计算塔板压力降，即：hp hc hl h（

32、3-1）（1）干板阻力1由传热传质过程设备设计p197式 4-27可知：临界孔速73.11.825u0 C。Vm精馏段：u0C173.11.825Vm73.11.34611.8258.925m / su01阀全开由传热传质过程设备设计p196 式 4-26 得：hc 5.37Vm (精）u0121.346 9.2132（3-2 ）25.370.0389m（精）g2 804.135 9.81L提馏段：u0C173.11.825Vm73.10.91511.82511.027m / su02阀未全开由传热传质过程设备设计p196 式 4-25 得：hc 19.9u020.17510.630.1751

33、9.90.03306mL 提910.2（2）板上充气液层阻力由于乙醇水系统里，液相是水，故取00.5 。由传热传质过程设备设计p197式 4-28 得：hl0 hL0.50.050.025m3）液体表面张力所造成的阻力：浮阀塔的h 值通常很小，忽略不计。4）单板压降由于 h 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：0.03890.0250.0639（3-3 ）hphchlmPphpL精 g0.0639804.135 9.81504.08Pa（3-4 ）提馏段：pc0.033060.0250.05806hhhlmPph pL提 g0.05806 910.2 9.8

34、1518.42Pa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：H dhphlhd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 hd ：（1）、精馏段：qVL220.1530.000210.000756 m（3-5 ）hd 0.1530.360.0083lW h0又板上液层高度：hL 0.05mHdhp hl hd0.06390.050.0007560.1147m（2）、提馏段：hd 0.153 q VL20.00041320.1530.0029

35、23mlW h00.36 0.008320化工原理课程设计又板上液层高度：hL0.05mH d h phlhd 0.058060.05 0.002923 0.1110m前已选定H T0.35m, 且 hW0.044m,取0.4 ，则由传热传质过程设备设计p198式 4-33 可知：H ThW0.40.350.0440.1576mH d 及 H d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：AaAT2Af0.282720.015270.2522m2板上液体流径高度：Z LD2Wd0.620

36、.060.48m由传热传质过程设备设计p199 式 4-34和式 4-35可知：qVGG1.36qVG Z L泛点率LG100%KCF AaqVGG泛点率LG0.78KC F AT100%1、精馏段： 由传热传质过程设备设计p199 图 4-25查得 CF 为 0.098 ，安全起见取 0.1 。0.30941.3461.360.000210.48804.1351.346泛点率100%50.78%10.10.25220.30941.346泛点率804.1351.346100%64.28%0.7810.10.25272、提馏段：由传热传质过程设备设计p199图 4-25 查得 CF为 0.09

37、。安全起见取 0.1 。0.29470.9151.360.0004130.48泛点率910.20.915100% 38.14%10.10.25220.9150.2947910.20.915泛点率100% 48.34%0.7810.10.2527均小于70%，符合要求，故可知雾沫夹带量可满足e Qm g Ge4p hGe Se1036456.279.8+4000411580.24 1.5+4000310311.31D0.918220k200.8320故选取 12 个 BN2支座。(2) 支座处塔所受的弯矩ML 校核：Q226.1818.85kN12M LQL2S118.85180 401032.

38、639 kN m1000根据厚度为5mm， P=12796.28 N, 查得M L =3.2 kN/m M L ，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/

39、m3）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 （ m）0.6D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 l w（ m）0.36出口堰高w（m）0.04350.041h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

40、（个）3425阀孔气速 u0（m/s ）8.59410.206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）17.8234化工原理课程设计泛点率（ %）64.3648.4430.17850.1755液相负荷下限（ L ） （ m/s ）Smin30.0013360.001336液相负荷上限（ L ） （ m/s ）Smin30.0002890.0002875漏液线 ( VS) min（ m/s ）雾沫夹带线 ( VS) max（

41、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/s ）0.2343附属设备型号的选择：进料预热器 1个1.5BEM 1591.601.2125塔釜产品冷却器1个3BEM 2191.605.7125塔釜再沸器 1个3BEM 2731.608.7125塔顶全凝器 1个6BEM 3254.002.4125塔顶产品冷却器1个3BEM 2731.608.7125主要接管尺寸：进料管25 3mm回流管253mm釜液出口管383.5mm加热蒸汽管2196mm塔顶蒸汽管2196mm第五章设计感想初步完成课程设计后的感想就是， 果然要

42、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