1、化工原理課程設計任務書 一一 設計題目設計題目： 乙醇水連續浮閥式精餾塔的設計二二 任務要求任務要求 設計一連續篩板浮閥精餾塔以分乙醇和水具體工藝參數如下：原料加料量 F100kmol/h進料組成 xF273餾出液組成 xD釜液組成 xw塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流。 三三 主要設計內容主要設計內容 1、設計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設備工藝尺寸設計 （1）塔徑及 提 餾段塔板結構尺寸的確定 （2）塔板的流體力學校核 （3）塔板的負荷性能圖 （4）總塔高4、設計結果匯總5、工藝流程圖及精餾

2、塔工藝條件圖目 錄化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書 .I摘摘 要要 .第一章第一章 前言前言 .1 精餾原理及其在化工生產上的應用.11.2 精餾塔對塔設備的要求.11.3 常用板式塔類型及本設計的選型.11.4 本設計所選塔的特性.1第二章 流程的確定和說明.32.1 設計思路.32.2 設計流程 .3第三章精餾塔的工藝計算.43.1 物料衡算 .43.原料液及塔頂，塔底產品的摩爾分率 .4.43.2 回流比的確定 .5.53.最小回流比的確定 .63.3 板數的確定 .6.6.6板法確定理論板數及進料位置 .6.83.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 .0

3、.63.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 .9.203.6 篩板的流體力學驗算 .3.233.7 塔板負荷性能圖 . 主要接管尺寸的選取 .6.26.26第四章主要計算計算結果列表.27.27結束語結束語 .29參考文獻 .30主要符號說明主要符號說明 .31附附 錄錄 .34一、物性表.35二、負荷性能圖.36三、帶控制點的工藝流程圖 .37四、塔的設備結構圖.38摘 要本設計是以乙醇水物系為設計物系，以浮閥塔為精餾設備分離乙醇和水。浮閥塔是化工生產中主要的氣液傳質設備，此設計

4、針對二元物系乙醇水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設計過程。通過逐板計算得出理論板數為 16 塊，回流比為 3.531,算出塔效率為 0.518，實際板數為 32 塊，進料位置為第 11 塊，在板式塔主要工藝尺寸的設計計算中得出塔徑為 1米，有效塔高 13.6 米，浮閥數（提餾段每塊 76） 。通過浮閥塔的流體力學驗算，證明各指標數據均符合標準。本次設計過程正常，操作合適。關鍵詞：乙醇、水、二元精餾、浮閥連續精餾精餾塔、提餾段第 1 章 前言實際生產中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理想液態混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成

5、)是沸點低的 B 物質，而殘液是沸點高的 A 物質，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。精餾設備所用的設備及其相互聯系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下： 一：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流 動。 二：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。

6、 四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化。 五：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很多優點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質設備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負荷范圍較泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到滿意的程度。 浮閥塔塔板是在泡

7、罩塔板和篩孔塔板的基礎上發展起來的，它吸收了兩者的優點。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優點是結構簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大，生產能力大等。 乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產中應用非常廣泛，對于提純物質有非常重要的意義。所以有必要做好本次設計1.4本設計所選塔的特性浮閥塔的優點是： 1生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，

8、故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上） ，所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適第二章流程的確定和說明首先，乙醇和水的原料混合

9、物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態部分進入到塔頂產品冷卻器中，停留一定的時間然后進入乙醇的儲罐，而其中的氣態部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而

10、進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇水混合液經原料預熱器加熱，進料狀況為汽液混合物 q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經塔頂產品冷卻器冷卻后，送至儲罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產品冷卻后,送入貯罐(附流程圖)。第三章 精餾塔的工藝計算3.1.1 原料液及塔頂，塔底產品的摩爾分率乙醇的摩爾質量 46.07/AMkg kmol水的摩爾質量 18.02/BMkg kmol原料加料量 F100kmol/h進料組成 xF餾出液組成 xD釜液組成 xw塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa1 0.273 46.0710.27318.022

11、5.70/FFFMxMxMkg kmol乙醇 水（）0.831 46.071 0.83118.0241.60/DMkg kmol0.012 46.071 0.01218.0218.36/WMkg kmol精餾塔二元系物料0.2730.0120.3190.831 0.012FWDWxxDFxxFDWFDWFxDxWx100100 0.2730.8310.0121DWDW/kmol h/kmol h31.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）提餾段：+100=174.51 kmol/hL =V+(q1)F=V=106.08 kmol/hV查1由相平衡方程 得1 (1)xy

12、x(1)(1)y xx y由常壓下乙醇-水溶液的平衡數據xyxy由道爾頓分壓定律 及iyppAAAiBBBPxPx得 11ABABiABAByyyyxxxx將上表數據代入 得：序號12345序號678910ii則 10123103.04 則 平衡線方程： 3.043.041113.04 112.04xxxyxxxxF0.275 xDxw0.012 =3.04 因為 q=1 所以 Xe= xF由相平衡方程= 1 (1)xyx最小回流比min1.18DeeexyRyxRminR31.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）31.6=106.08 kmol/h提餾段： =L+

13、qF=74.51+100=174.51 kmol/hL =V+(q1)F=V=106.08 kmol/hV精餾段操作線方程： 10.7020.251nnDnLDyxxxVV提餾段操作線方程： 11.6450.008DFnnDnDxFxLyxxxVV板法確定理論板數及進料位置對于甲醇水屬物系，可采用逐板計算法求理論板層數。根據求得的相對揮發度可知相平衡方程為 1 (1)nnnxyx(1)2.08 1.08nnnnnyyxyy因為泡點進料，q=1， 0.275qFxx第一塊板上升的蒸汽組成 10.843DyX第一塊板下降的液體組成由式（c ）求取10.6385x由第二塊板上升的氣相組成用（a）式求

14、取:20.6992y由第二塊板下降的液體組成如此反復計算： ,30.5552y30.2911x, 40.4553y40.2157xFx因第 5 塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程（b）:計算 11.6450.008DFnnDnDxFxLyxxxVV如此反復計算： ,50.3468y50.1487x,60.2366y60.0925x,70.1442y70.0525x,80.0784y80.0272x, 90.0368y90.0124xwx根據以上求解結果得： 總理論板數為 9 （包括再沸器） 進料板位置為 4 精餾段理論板數 3 提餾段理論板數 6 由進料組成 0.275Fx 經查表 得 泡點溫

15、度 78.24dT99.32wT在此溫度下 查文獻 得 ： 0.55583.Aamp s0.28767.Bamp s則進料液再該溫度下的平均粘度為：0.555830.28767 /20.42175則板效率 E 由計算0.2450.49EaE 則 實際塔板數：9N220.401 精 餾 段: 13N7.4870.401提 餾 段: 2614.96150.401N 1.)塔頂溫度計算塔頂溫度為,則由內插法:DT, 0.7078.70.800.7078.478.7DDxT78.24DT2.)進料板溫度設塔頂溫度為,則由內插法:FT, 0.2083.20.300.2083.281.7FFxT82.13

16、FT3.)塔釜的溫度查文獻乙醇-水溶液中乙醇摩爾分數為 0.00 和 0.05 時,其沸點分別為 100設塔頂溫度0.843Dx 0.275Fx 為,則由內插法:WT, 0.001000.050.0090.6 100WWxT96.92WT 則 精餾段的平均溫度: 278.2482.1380.192mT 提餾段的平均溫度: 196.9282.1389.532mT塔頂壓強：PD=100 kpa 取每層塔板壓降: kpa 則 進料板壓力: 1000.7 7104.9FPkpa 塔釜 壓力: 100 0.7 7 104.9WPkpa 則 精餾段的平均操作壓強: 1100 104.9102.52mPkp

17、a 提餾段的平均操作壓強: 2110.5 104.9107.72mP 乙醇的摩爾質量 46.07/AMkg kmol水的摩爾質量 18.02/BMkg kmol由公式 得 0.013Wx1iiiiMx M 1.)對于塔頂 , 10.843x 10.843y 對于氣相平均分子量: 1110.843 46.071 0.84318.0241.74/VDABMy MyMkg kmol 對于液相平均分子量: 111LDABMx MxM 0.6385 46.071 0.638518.0235.88/kg kmol 2.)對于進料板, 60.2157x 60.4553y 對于氣相平均分子量; 551VFAB

18、My MyM 0.2157 46.071 0.215718.0224.04/kg kmol對于液相平均分子量: 551LFABMx MxM0.4553 46.071 0.455318.0230.75/kg kmol3.)對于塔釜 160.0124x160.0368y對于氣相平均分子量: 16161VWABMy MyM0.0368 46.071 0.036818.0219.03/kg kmol 對于液相平均分子量: 16161LWABMx MxM0.0124 46.071 0.012418.0218.35/kg kmol則 精餾段的平均分子量; 氣 相: 12VFVDVMMMM 41.7430.

19、75236.25/kg kmol液 相 : 12LFLDLMMMM 35.8824.04229.96/kg kmol提餾段的平均分子量; 氣 相: 22VDVWVMMMM 19.0330.75224.89/kg kmol液 相 : 22LDLWLMMMM18.3524.04221.20/kg kmol1.）氣相平均密度 由 計算：PMRT 精餾段的氣相平均密度： 1111mVmVmmp MRT 3102.5 36.251.27/8.31480.19273.15kg m提餾段的氣相平均密度： 2222mVmVmmpMRT 3107.7 24.890.89/8.31489.53273.15kg m

20、2.）液相的平均密度 由 計算11iiin （1.）對于塔頂 078.24DTC查文獻 ， 3741.83/Akg m3972.9/Bkg m 質量分率 0.843 46.070.93210.843 46.071 0.84318.02A 10.0679BA 則 1ABDABABALBD1L D31775.2/0.93210.0679763.6972.9mkg （2.）對于進料板 82.13FTC 查文獻 ， 3739.6/Akg m3970.50/Bkg m 質量分率 0.2157 46.070.41270.2157 46.071 0.215718.02A 10.5102BA 則 1ABFAB

21、ABALB1FL F31862.1/0.41270.5873739.6970.5mkg （3.）對于塔釜 096.92WTC160.009195x 查文獻 ， 3721.2/Akg m3955.1/Bkg m 質量分率 0.0124 46.070.03110.0124 46.071 0.012418.02A 10.9689BA 則 1ABWABABALB1wLw31945.6/0.03110.9689721.2955.1mkg 則 精餾段的液相平均密度： 31769.2862.1815.6/22DFLmkg m 提餾段的液相平均密度： 32945.6862.1903.8/22FWLmkg m

22、由 計算1iiinx（1.）對于塔頂 078.24DTC10.702x 查文獻 ， 18.45/AmN m62.98/BmN m則 0.843 18.751 0.843663.4225.44/LDmN m（2.）對于進料板 52.75/LFmN m（3.）對于塔釜 096.92WTC查文獻 ， 16.60/AmN m59.49/BmN m則 0.0124 16.601 0.012459.4958.96/LWmN m則精餾段的液體平均表面張力： 125.4452.7539.10/22DFLmmN m 提餾段的液體平均表面張力： 258.9652.7555.85/22FWLmmN m 由 計算1i

23、iinx（1.）對于塔頂 078.24DTC10.702x 查文獻 ， 0.504.Aamp s0.3644.Bamp s則 0.479.LDamp s（2.）對于進料板 082.13FTC查文獻 ， 0.481.Aamp s0.349.Bamp s則 0.374.LFamp s（3.）對于塔釜 096.92WTC查文獻 ， 0.382.Aamp s0.295.Bamp s則 0.296.LWamp s則精餾段的液體平均粘度： 10.4790.3740.427.22LFLDLmamp s 提餾段的液體平均粘度： 20.2960.3740.335.22LFLWLmamp s 精餾段氣液負荷計算：

24、 311106.08 36.250.841/36003600 1.27VmsVmVMVms 31174.51 31.050.0008/36003600 815.6LmsLmVMLms 提餾段氣液負荷計算： 322106.8 24.890.824/36003600 0.89VmsVmVMVms32966.4/hVms 322174.51 21.200.0011/36003600 903.8LmsLmVMLms 33.96/hLmh精餾段液氣流動參數 1122220.0008 3600 815.60.02410.841 36001.27sLmLVsVmLFV 取板間距，板上清液高度，0.40THm

25、0.06chm 0.400.060.34TcHhm則 查史密斯關聯圖 得 200.073fc又 液體的表面張力 20/mN m 0.22020ffcc 0.20.22039.10.0730.0832020ffcc max815.6 1.270.0832.084/1.27VLLucm s取安全系數為 0.6，則空塔氣速： max0.80.7 2.0841.459/uum s則 44 0.8410.8573.14 1.459sVDmu按標準塔徑園整后為：1.0Dm塔截面積：TA 220.7854TADm實際空塔氣速 u： 0.8411.071/0.785sTVum sA 提餾段液氣流動參數 112

26、2220.0011 903.80.04250.8240.89sLmLVsVmLFV 取板間距，板上清液高度，0.40THm0.06chm 0.400.060.34TcHhm則 查史密斯關聯圖 得 200.073fc又 液體的表面張力 20/mN m 0.22020ffcc 0.20.22055.850.0730.08842020ffcc max903.80.890.08842.816/0.89VLLucm s取安全系數為 0.8，則空塔氣速： max0.80.7 2.8161.971/uum s則 44 0.8240.733.14 1.971sVDmu按標準塔徑園整后為：1.0Dm塔截面積：T

27、A 220.7854TADm實際空塔氣速 u： 0.8241.05/0.785sTVum sA 板式塔的塔高按下式計算 初選板間距 HT=0.4m 則 7 10.415 10.40.8 8.8m因為 D=1 米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。1.）堰長wl取 0.660.66 1.00.66wlDm2.）溢流堰高度wh由 wlowhhh選用平直堰，堰上液層高度 how由下式計算232.841000howwLhEl近似取 E=1，則232.840.0011 360010.00910000.7owhm 取板上清液高度0.06chm故 0.060.0090.051whm3.）弓形降液管寬度

28、和截面積dWfA由0.66wlD 查 弓形降液管的參數 得, 0.0722fTAA0.124dWD故 20.07220.0722 0.7850.0567ffAAm 0.1240.124 1.00.124dWDm 依式36003600 0.0567 0.4020.62 50.0011 3600fThA HsL 故 降液管設計合理4.）降液管底隙高度0h 03600hoWLhl u取 00.08/um s則00.0011 36000.02083600 0.66 0.08h 0.0540.02080.03320.006womhh故 降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度0.05whm1.）邊緣寬

29、度的確定 取 ， 0.065ssWWm0.035cWm2.）開孔區面積計算 開孔區面積按下式計算aA 22212sin180arxAx rxr 其中： 1.00.1240.0650.31122dsDxWWm 1.00.0350.46522cDrWm 故 22210.4650.31120.402 0.4650.311sin1800.465aA 20.596m3.）浮閥個數及其排布 乙醇-水對設備無腐蝕性，可選用的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯排排列浮3mm閥，并取塔板上液體進出口安定區寬度和均為 60mm 邊緣區寬度為為 50mm， 取 浮bsbsbc閥直徑00.039dmm故閥孔氣速 u0=1

30、0.62m/s 故閥孔個數：0010vFu22000.824630.785 0.039114vsndu設計條件下閥孔氣速： m/s02200.824110.785 0.039634vsudn動能因子： 0011 0.8910vFu塔板上浮閥開孔率：22063 0.785 0.03940.090.785TndA氣體通過篩孔的氣速：0u 000.82413.31/0.09 0.693sVum sA1.）干板阻力的計算ch由；干板阻力可計算如下：臨界孔速0flhhhh0h故 按浮閥未全開計算：0h液柱；0.1750.175001119.919.90.0337897.53LUhm塔板上液層阻力：液柱；

31、0.5()0.5(0.051 0.009)0.03lwowhhhm表面張力產生阻力：液柱；3044 58.96 100.000760.039 815.6 9.81Lhmdg故=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m 液柱。0flhhhh2.）氣體通過液層的阻力計算lh 氣體通過液層的阻力由 計算lhlLhh0.8241.131/0.7850.0567saTfVum sAA 1.511.510.8240.739oSFV 查充氣系數關聯圖 得0.5則 液柱0.50.051 0.0090.03lLwowhhhh液體表面張力的阻力計算h液體表面張力所產生的阻力， 由 計算h4LLoh

32、gd即 m 液柱344 55.85 100.0050903.8 9.81 0.005LLohgd 則氣體通過每層板的壓降：P （設計允許值）pLPhg0.06446 857.97 9.81542.540.7aapkp液沫夾帶由 計算3.265.7 10aVLTfueHh2.52.5 0.060.15fLhhm 3.265.7 10aVLTfueHh 3.265.7 101.13139.100.400.06kg 液/kg 氣 kg 液/kg 氣0.0170.1 故在本設計中液沫夾帶量在允許的范圍內.Ve 對篩板塔，漏液點氣速,minou由 計算,min04.40.00560.13oLLVuchh

33、即 ,min04.40.00560.13oLLVuchh 4.4 0.80.00560.13 0.060.0050 815.6 1.27 8.18/m s 實際孔速 穩定系數0,min13.311.63 1.58.18ouKu 故 在設計中無明顯的漏液 為防止塔內發生液泛，降液管內液層高度應服從下式： dTwHHh 取 ， 則0.5 m 液柱0.50.400.0540.227TwHh而 dpLdHhhh板上不設進口堰，由 計算dh 20.153dohu 20.153dohu 液柱20.1530.0850.00113mpLddhhhH 液柱 0.04930.060.001130.1317dHm

34、dTwHHh 故 在本設計中不會發生液泛現象在式中，令，并將塔板有關數據代入得：11.36vssLLvFbVL zFKc A10.8F 1.6531hhVLLhVh由，令 E=1，取，并將代入，可得：23302.84 10(/)whwhE LL0.006owhmwL30.0006/hLms令則：05F 223055(/ 4)0.785 0.039760.4878/0.8869svVd nms或30.48/hVms在中，令，并將和代入得dTsA HL5sdATH30.0044/hLms由降液管液泛校核條件式將（令其中 E=1） ，hf（略去其中） ，和 hd 計dTwHHhowhh算代入，可得：

35、()0.6 (0.40.045)dTwHHH ；dpLdHhhhpclhhhhlLhhlwowhhh得：(1)(1)TwwcdHhhhhh將有關數據代入得：22239.386521128sssVLLLsVs以 Lh 為橫坐標，Vh 為縱坐標，可得塔板負荷性能圖為：在負荷性能圖上，作出操作點 A，與原點連接，即為操作線 OA。由圖可知，篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 ， 3,max1.57m /sSV3,min0.4878m /sSV故彈性操作為 ,max,min1.573.220.4878SSVV進料管的結構類型很多，有直管進料管、T 型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進

36、料管，管徑計算如下： 取 uF=1.6m/s，而 4SFVDu3857.97/kg m731.853 100.00083/3600 300 24 857.97sVms 4 0.000830.0263.14 1.6Dm 已知釜液流率為 釜液密度： 68.43/wkmol h3945.6/kg m則： 368.43 21.2/945.61.53/Vwmh取管內流速為：1.6/wum s44 1.530.0236003600 1.6wwwVdmu體積流速： 塔頂蒸密度 106.08/DVkmol h31.27/kg m則： 3106.08 36.25/1.273027.9/DVmh取20/Dum s

37、44 3027.90.23153600 3.14 20DDDVdmu采用直管回流管，取 uR=1.6m/s。0.8414775.20.033.14 1.6Rdm體積流速： 塔頂蒸密度 106.08/DVkmol h30.89/kg m則： 3106.08 19.03/0.892268.2/DVmh取20/Dum s44 2268.20.23600 3.14 20DDDVdmu第四章主要計算計算結果列表第四章主要計算計算結果列表計算數據項 目符 號單 位精餾段提餾段氣相VMkg/kmol平均分子量液相LMkg/kmol各段平均壓強mPkPa各段平均溫度mt氣相Vm-3kg m平均密度液相Lm-3

38、kg m各段平均表面張力Lm-1mN m各段平均粘度LmmPa平均流量氣相sVm3/s液相sLm3/s實際塔板數N塊715板間距THm塔有效高度Zm塔徑Dm1空塔氣速um/s塔板液流形式單流型單流型計算數據項 目符 號單 位提餾段溢流管形式弓形堰長Wlm0. 66堰高Whm溢流堰寬度dWm溢流裝置管底與受液盤距離0hm板上清夜層高度1hm3浮閥數n個63開孔面積aAm2閥孔流速0um/s11塔板壓降PhkPa446液體在降液管中停留的時間s降液管內清液層高度dHm霧沫夾帶Vekg 液/kg 氣負荷上限液沫夾帶控制負荷下限漏液控制液相最大負荷,maxLsm3/s液相最小負荷,minLsm3/s彈

39、性操作,max,minssVV結束語結束語課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，能夠培養理論聯系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產過程的理解和認識，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我的邏輯思維能力。設計過程中培養了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結。通過自學及老師的指導和同學的幫助，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產過程和理論的聯系和差別，這對將來的畢業設計及工作無疑將起到重要的作用.這次化工原理的課程設計，從最開始的草稿，到后來的電子稿，我經過了一遍又一遍的修改，每次修改都伴隨著

40、我很大的努力，當然也伴隨著我很大的進步，更使我明白理論離實踐的距離真的很遠。最開始是由于自己的粗心大意導致了理論板的卻定出現了錯誤，從而是的后面出現了一系列的錯誤，好在及時發現，從新進行了計算。雖然浪費了時間但是也讓我知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在這次化工原理課程設計中我也收獲到了很多，學會了一些 word 中自己以前不會的的東西，學了以前從未接觸的 Auto CAD 繪圖軟件，同時也讓我深深地感受到了同學們之間的友誼，感謝同學們對我的幫助和鼓勵，使我能夠順利的完成我的課程設計，同時也感謝幾位同學在 CAD 繪圖過程中對我的指導。在此，衷心的謝謝你們對我的幫助。設計中一定有很多

41、疏漏和錯誤之處，懇請老師批評指正，并感謝學校給予我這次機會！參考文獻：（1）賈紹義，柴誠敬，化工單元過程及設備設計課程設計，天津，天津大學出版社，2002 年，3871，101133。 （2）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（上冊） ，第二版，北京，化學工業出版社，1999 年，310313。（3）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（下冊） ，第二版，北京，化學工業出版社，1999 年，49103。（4）陳常貴，柴誠敬，姚玉英，化工原理（下冊） ，天津，天津大學出版社，2002 年，38，90111。（5）唐倫成，化工原理課程設計簡明教程，哈爾濱，哈爾濱工程大學出版社，2005 年，3566。（6）圖偉萍，陳佩珍，程達芳，化工過程及設備設計，北京，化學工業出版社，2003 年。(7) 劉光啟，馬連湘，劉杰，化學化工物性數據手冊（無機卷） ，北京，化學工業出版社，20