设计甲醇-水溶液的常压筛板精馏塔化工课程设计

目录
一、绪论 (4)
二、设计方案简介 (6)
2.1 设计分析 (6)
2.2 设计方案 (6)
2.3工艺流程 (6)
2.4设计方案概述 (7)
三、装置设备的工艺计算 (8)
3.1设计题目中的已知条件： (8)
3.2物料的衡算 (8)
3.3塔板数的确定 (9)
甲醇和水的气液平衡数据 (9)
3.4 操作线方程 (10)
3.5 理论塔板数的确定 (11)
3.6实际塔板数 (13)
3.7筛板的力学验算 (16)
3.8漏液验算 (17)
四、精馏塔热量衡算 (18)
4.2塔顶蒸汽带出热量Q V (18)
4.3塔底产品带出热量Q W (18)
4.4进料带入热量Q F (18)
4.5回流带入热量Q L (19)
4.6塔釜加热量Q B (19)
4.7总的热量衡算 (19)
五、主要设备尺寸计算 (20)
5.1塔和塔板工艺尺寸计算 (20)
5.2塔径 (20)
5.3精馏塔高度的计算 (21)
5.4溢流装置 (21)
5.5堰长 (21)
5.6堰高 (21)
5.7塔板的分块 (22)
5.8筛孔计算及其排列 (24)
5.9 塔高的计算 (24)
六、辅助设备的选择 (25)
6.1蒸汽管 (25)
6.3进料管 (25)
6.4塔釜液出口 (25)
6.5间接蒸汽加热管 (26)
七、设计结果与参考文献 (27)
7.1计算结果总表 (27)
7.2 参考文献： (28)
八、主要符号说明 (29)
九、后记 (30)
一、绪论
原理
精馏一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。

精馏操作按不同方法进行分类。

根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏）。

若精馏过程伴有化学反应，则称为反应精馏。

双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。

典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。

精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔底,其余馏出液是塔顶产品。

位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。

进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。

在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。

液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。

对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。

进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。

两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。

当使n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。

精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。

回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。

汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。

塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。

评价精馏操作的主要指标是：①产品的纯度。

板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度，以及料液加入的位置和回流比等，对产品纯度均有一定影响。

调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。

②组分回收率。

这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。

③操作总费用。

主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费，操作时变动回流比，直接影响前两项费用。

课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。

在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。

所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。

通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：
1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；
2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；
3. 迅速准确的进行工程计算的能力；
4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。

二、设计方案简介
2.1 设计分析
该设计选用逐级接触式的筛板塔作为分离设备，一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸,因此我们对精馏塔进行物料衡算，由y
x
-间的关系并差取相关数据，确定相对挥发度和回流比求
t-
出相平衡方程和操作线方程，然后通过逐板计算法算得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，最后对塔高、塔径、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图），最终得到符合工艺要求的精馏塔并能完成生产任务。

2.2 设计方案
设计甲醇-水溶液的常压筛板精馏塔，原料液中含甲醇79%，泡点进料，要求塔顶出液浓度98%，塔釜出液浓度0.04%，处理量为5000kg/h，塔效率为0.8。

2.3工艺流程
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。

操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。

并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。

为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。

产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。

且在适当位置设置必要的仪表。

2.4设计方案概述
设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点
下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易
分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用
间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

具体如下：
塔型的选择本设计中采用筛板塔。

筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

压降较低。

缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用直接流入塔内。

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料
设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即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使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。

三、装置设备的工艺计算
3.1设计题目中的已知条件：
原料液中甲醇质量分数为17%，即 X F =
()
=÷+÷÷180.833217.032
17.00.10331
塔顶出料液浓度质量分数为98%，即 X D =
()
=÷+÷÷1802.03298.032
98.00.96499
塔釜出料液质量分数为0.04%，即 Xw=
()
=÷+÷÷189996.0320004.032
0004.00.00022504
E T =0.8 处理量为5000kg/h
物理性质参数
3.2物料的衡算
甲醇的分子式为
3CH OH
,千摩尔质量为32kmol kg ，水的分子式为2H O
,千
摩尔质量为18kmol kg 。

原料液的平均千摩尔质量为
=-+=B F A F F M X M X M )1(19.44kg/koml
F===
44
.195000
257.20 kmol/h 采出率：
=--=W
D W
F X X X X F D 0.10685 由上式求出塔顶馏出液量为
D=F*0.10685=27.48 kmol/h
则塔釜残液量为
W=D-F=257.20-27.48=229.72 kmol/h 3.3塔板数的确定
甲醇和水的气液平衡数据
水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y 图
可利用图解法求理论板层数
①由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出x-y 图。

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在图中对角线上，自点（0.10331，0.10331）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y q =0.425x q =0.10331 故最小回流比为 R min =
q
q q x -y y D X =1.68
取操作回流比为 R=2R min =2×1.68=3.36
3.4 操作线方程
求精馏塔的气液相负荷 L=RD=3.36×27.48=92.33kmol/h
V=(R+1)D=4.46×27.48=122.56kmol/h L ＇=L+F=92.33+257.20=349.53 kmol/h V ＇=V=122.56 kmol/h 精馏段操作线方程：
2164.0x 7533.096499.056
.12248.27x 56.12233.92y n n 1+=+=+=
+D n n x V D x V L 提留段操作线方程：
56
.12248
.2720.25756.12220.25733.92y 1--+=--+=
+n w n n x x V D F x V F L 0.00022504 = 2.85Xn-0.000422
3.5 理论塔板数的确定
各个组分下甲醇对水的相对挥发度
由于甲醇对水的相对挥发度受温度影响较大，因此用作图法求得理论板数 作出两条操作线，并用M.T 法求出理论板数：
N
T
=8.5
精馏段：N
T =4.5
提馏段：N
T
=4，由图可知第5块为进料板3.6实际塔板数
由图可知：
当 x
D =0.96499时， T
D
=65.76℃
当 x
w =0.00022504时， T
w
=99.96℃
实际板N
P
=8.5/0.8=11块
精馏段实际层数N
精
=4.5/0.8=6
提馏段实际层数N
提
=4/0.8=5
塔顶
x D =y
1
=0.96499,查平衡曲线x
1
=0.916
气相 M
VDM
=0.96499×32.04+0.03401×18.02=31.55㎏/kmol
液相 M
JDM
=0.916×32.04+0.084×18.02=30.86㎏/kmol
进料板
由图可知，
x F =0.10331 y
F
=0.425
气相 M
VDM
=0.425×32.04+(1-0.425)×18.02=23.97㎏/kmol
液相 M
LDM
=0.10331×32.04+(1-0.10331)×18.02=19.46㎏/kmol
精馏段
气相 M VFM =0.5×(31.55+23.9)=27.73㎏/kmol 液相 M LFM =0.5×(30.86+19.46)=25.16㎏/kmol
平均密度
因为 P D =1.03atm=101.325+4=105.325kPa 单板压降 ΔP=70mm
液柱=0.070×1×103×10×13=9100Pa=9.1 kPa P F =P D +0.70×13=114.425kP a
精馏段平均压力 P m =(105.325+114.425)/2=109.875KPa
气相
P m = 109.875 kPa
109.87528.01
1.0668.314(73.88273.15)
m Vm Vm m P M RT ρ⨯=
==⨯+kg/m 3 液相
ρ
LM
=31913.38/0.1950.805
734.85970.5
LFM kg m ρ=
=+
塔顶
因为塔顶 T=65.76℃
查手册得 ρA =749.85㎏/m 3； ρB =980㎏/m 3 代入公式得 ρLDM = 756.06㎏/m 3
进料板
由图可知：
X 进料板=0.081，
查气液相平衡数据可知：T 进料板=89.3℃
所以，进料板 ρB =970.5㎏/m 3 ；ρA =734.85㎏/m 3 进料板液相的质量分率
0.1232.04
0.1950.1232.0418.020.88
A a ⨯=
=⨯+⨯
液相密度 31913.38/0.1950.805
734.85970.5
LFM kg m ρ=
=+
精馏段液相平均密度为
ρ
LM
=0.5×(ρLDM +ρLFM )=0.5×(756.06 +913.38)=834.72㎏/m 3
塔顶
由t D =65.76℃，查手册得
σA =18.00mN/m σB =65.28mN/m
σLDm =0.965×18.00+0.035×65.28=19.651mN/m
进料板
由t F =89.30℃，查手册得
σA =16.8mN/m σB =62.22mN/m σLFm =0.12×16.8+0.88×62.22=56.77mN/m
平均表面张力
精馏段液相平均表面张力为： σLm =(19.65+56.77)/2= 38.21mN/m
塔顶
由t D =65.76℃,查手册得μA =0.340mPa•s ；μB =0.436mPa•s lgμLDM =0.965lg0.340+0.035lg0.436 得 μLDM =0.343
进料板
由t F =89.30℃,查手册得μA =0.5mPa•s ；μB =0.347mPa•s 得 μLFM =0.363 mPa•s
精馏段的平均表面张力为 μlm =0.353 mPa•s
3.7筛板的力学验算 塔板压降
气体通过筛板压降相当的液控高度h p 依式 h p =h c +h l +h δ 来计算
干板阻力h c 计算
干板阻力h c ,
2000.051()()v
c L
u h c ρρ=
由d 0/δ =5/3=1.67,查图得， C 0=0.772m 故 218.70 1.066
0.051(
)()0.03820.772834.72
c h ==m 气流通过板上液层的阻力hc 计算
气体通过液层的阻力h l 计算 h=βh L
1.005
1.380/0.7850.057
s a T f V u m s A A =
==--
1/21/20 1.42/()F kg s m ==⨯
查表得β=0.60
故 h l =βh L =β（h W +h OW ）=0.60×(0.0467+0.0133)=0.036m 液柱
液体表面张力的阻力的计算
液体表面张力所产生的阻力
3
04438.21100.0037834.729.810.005L L h gd σσρ-⨯⨯===⨯⨯m 液柱
气体通过筛板的压降
h p =h c +h l +h δ=0.0382+0.036+0.0037=0.0779
单板压降 ΔP p = h p ρL g=0.0779×834.72×9.81=638Pa≤0.7KPa 故设计合理
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。

3.8漏液验算 漏液验算
由式 u 0,min
=4.4C
=4.4⨯ =9.361m/s 实际孔速 u 0=9.361m/s>u 0,min
筛板稳定系数 K=u 0/u 0,min =18.70/9.365>1.5 故本设计中无明显漏液
漏液线
由 u 0,min
=4.4C u 0,min =V s,min /A o h L =h W +h OW
h ow =
2/3
2.84()1000h w
L E l 得
00,min 4.4u C A =
=
4.4×0.772×0.101×0.532×
整理得 V s,min
漏液线数据表-1
L S (×10-3m 3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 6.0 V S (m 3/s)
0.54
0.557
0.5766
0.593
0.593
四、精馏塔热量衡算
4.1热量衡算
用以下公式计算焓：
H=a(T-T
0)+b(T2-T
2)+c(T3-T
3)+d(T4-T
4)
水：a=18.2964，b=472.118×10-3， c=-1338.78×10-6，d=1314.24×10-9 甲醇：a=-258.25，b=3358×10-3 ，c=-11638.8×10-6，d=14051.6×10-9 4.2塔顶蒸汽带出热量Q V
Q V ＝V×H
V
从甲醇水溶液的相平衡数据查得x
D
＝0.965时
泡点T＝65.76℃，此时甲醇的比汽化热为1120kJ/kg
摩尔汽化热为1120×32.04＝35884.8kJ/kmol
T＝65.76℃时，水的比汽化热为2500kJ/kg
摩尔汽化热为2500×18.04＝45050kJ/kmol
组成为x
D
＝0.965的乙醇水溶液的摩尔汽化热为
H
v
=35884.8×0.96499+45050×0.03511=36210.1 kJ/kmol
塔顶蒸汽带出热量Q
V
为
Q V =V×H
v
=137.71×36210.1=4986503.702kJ/h
4.3塔底产品带出热量Q W
Q W ＝W×H
W
X
W
=0.00024, T=99.9℃
H
W
=7538.895kJ/mol
所以Q
W ＝W×H
W
=187.73×7583.895=1415276.758kJ /h
4.4进料带入热量Q f
Q f ＝F×H
f
x
f
=0.194, T=82℃
H
f
=6314.114kJ/mol
所以Q
n ＝F×H
f
=234.38×6314.114=1479902.004kJ /h
4.5回流带入热量Q L
Q L ＝L×H
L
X
L
=0.96499, T=65.76℃
H
L
=5411.95kJ/mol
所以Q
L ＝L×H
L
=91.06×5411.95=492812.16kJ /h
4.6塔釜加热量Q B
釜液中甲醇的含量很小，可视为纯水。

在99.9℃时，水的比汽化热为2300kJ/kg
摩尔汽化热为2300×18.02＝41446kJ/kmol 组成为X
w
＝0.00024的甲醇水溶液的热量为
Q
B
=41446×137.71=5707528.66kJ/h
设备向外界散发的热损失Q N
Q N ＝0.17×Q
B
＝5707528.66×0.17＝970279.8722 kJ/h
4.7总的热量衡算
Q L ＋Q
F
＋Q
B
= Q
V
＋Q
W
＋Q
N
Q V ＋Q
W
＋Q
N
＝7371429.8062 kJ/h
Q L ＋Q
F
＋Q
B
＝7680242 .864kJ/h
将以上数据列入下表：
热量衡算表-2
进出
项目数量（kJ/h）项目数量（10kJ/h）
进料带入热量Q
F
塔釜加热量Q
B
回流带入热量Q
L
合计1479902.044
492812.16
5707528.66
7680242.864
塔顶蒸汽带出热量Q
V
塔底产品带出热量Q
W
散发的热损失Q
N
合计
4985873.176
1415276.758
970279.8722
7371429.8062
五、主要设备尺寸计算
5.1塔和塔板工艺尺寸计算
V S =
137.7128.01
1.00536003600 1.006Vm Lm VM ρ⨯==⨯m 3/s
L S =
91.0625.28
0.00076636003600834.72
Lm Lm LM ρ⨯==⨯ m 3/s 可得：
L h =L s ×3600=2.7576m 3/h V h =V s ×3600=3618 m 3/h
5.2塔径
1
2()0.213h L V
h L V ρρ= 取H T =0.45m,取板上清液h L =0.06m H T -h L =0.39m
由 U max
查史密斯关联图 C 20=0.084
221.00.785/4
4
T A D m s π
π
=
=
⨯=
max 0.0740 1.196/u m s ==
取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =0.7×2.069=1.4486m/s
1.0656m == 按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为
221.00.785/4
4
T A D m s π
π
=
=
⨯=
实际空塔气速为
u=1.005/0.785s=1.280m/s
5.3精馏塔高度的计算
精馏段有效高度为
Z 精=（N 精-1）H T =（6-1）H T =5×0.45=2.25m 提馏段有效高度为
Z 提=（N 提-1）H T =（5-1）×0.4=4×0.45=1.8m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为
Z=Z 精+Z 提+0.8=2.25+1.8+0.8=4.85m
5.4溢流装置
因塔径D=1.0m<2.2m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘.
5.5堰长
取溢流堰长L W =0.66×D=0.66m
5.6堰高
由 h W ＝h L -h OW
选用平直堰，堰上液层高度h OW 由式计算，即 h ow =100084
.2×E(w
h L L )2/3 取 E=1 h ow =
2.841000×(0.00076636000.66
⨯)2/3=0.007m 取板上清液高度 h L =0.06m h W =h L -h ow =0.06-0.007=0.053m
弓形降液管宽度Wd 与降液管面积Af
由l W /D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：
W d /D=0.124 A
f
/A
T
=0.0722
W
d
=0.124×D=0.124×1.0=0.124m
A f =0.0722×
4
π
×D2=0.0722×A
T
=0.0567㎡
降液管停留时间以检验降液管面积：
T=
3600
f T
h
A H
L
⨯⨯
=
36000.05670.40
0.0007663600
⨯⨯
⨯
=23.02s>5s
故符合要求。

降液管底隙高度h0
取降液管底的流速为
μ' =0.08m/s,根据h0=L h/(l w×
μ'×3600)计算得：
h
=
0.0007663600
0.660.083600
⨯
⨯⨯=0.0145m
h
w
-h
=0.053-0.0145=0.03851m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理，符合要求
选用凹形受液盘，深度h′=50nm
5.7塔板的分块
因为D≥800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。

如下图所示:
塔板分块示意图
边缘区宽度确定
取W S ='S W =0.065m,W C =0.035m
开孔区面积计算
开孔区面积按下式计算，即
A a =2(X 2
2
X R -+1802R πSin -1R
X
)
其中 X=D/2-（W d +W s ）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311m R=D/2-W C =1.0/2-0.035=0.465m
故 A a =2(X 2
2
X R -+1802R πSin -1R
X
)
=2×(0.311×22
0.4650.311-+2
0.465180
π Sin -1
0.311
0.465
) =0.532m 2
5.8筛孔计算及其排列
取筛孔的孔径d
为5mm，正三角形排列，碳钢板原为δ=3mm
取 t/d
=3.0
孔心距t=3.0×5.0=15.0mm
筛孔数目
n= 1.155Ao/t2=1.155×0.532/0.0152=2731个
开孔率为Φ=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.0101 气体通过阀孔的气速为
u
0=V
s
/A
=1.005/(0.0101×0.532)=18.07m/s
5.9 塔高的计算
H=（n-n
F -n
P
-1）H
T
+n
F
H
F
+n
P
H
P
+H
D
+H
B
+H
1
+H
2
H——塔高，m；
n——实际塔板数（不包括加热釜），11块；
n
F
——进料板数，3个；
H
F
——进料孔处板间距，0.45m；
n
P
——人孔数（包括塔顶塔底空间所开人孔;塔顶塔底空间各一个，进料板处一个，见工艺图），5个；
H
B
——塔底空间高，3m；
H
P
——设人孔处的板间距，0.8m；
H
D
——塔顶空间高，取1.2m；
H
T
——板间距，0.45m；
H
1
——封头高度，0.5m；
H
2
——裙座高度；3m;
求得：
H=13.9m
六、辅助设备的选择
塔进出口管径的选择
6.1蒸汽管 Vs=
4
πd 2
u ，d 为蒸汽管的直径， u 为气体速度，取为30m/s
取Φ219×6.0系列的管子
6.2回流管
取回流速度u=0.5m/s,L S =0.000766 m 3/s
= 0.0442m=44.2mm
取Φ50×2.5系列的管
6.3进料管
u=0.5m/s ，泡点时31885.32/0.300.70
734.85970.5
kg m ρ=
=+
㎏/ m 3
取Φ50×2.5系列的管
6.4塔釜液出口
Tw=99.8℃时查表：ρ水=958.4㎏/ m 3，ρ乙醇=785㎏/ m 3
0.002432.04
0.002432.040.997618.02
w a ⨯=
⨯+⨯=0.00426
ρLWD =
1
0.004260.99574785958.4
+ =957.49㎏/m 3
Ws=
187.7318.05 36003600957.49
LDM
W
ρ
⨯
=
⨯⨯=0.00098m3/s
取u=0.7m/s
= 0.042m=42mm
取Φ68×3.0系列的管
6.5间接蒸汽加热管
取u=20m/s,进气为3个大气压，t=132.8℃
查表得ρ=1.618㎏/m3
取Φ168×5.0系列的管
管径的选择见下表：
塔进出口管径列表-3
七、设计结果与参考文献
7.1 计算结果总表-4
7.2 参考文献：
[1] 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002
[2] 王瑶张晓东. 化工单元过程及设备课程设计[第三版]化学工业出版社，2013
[3] 陈敏恒. 化工原理[三]. 北京:化学工业出版社,2006
[4] 王红林,陈砺. 化工设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2001
八、主要符号说明
F x 原料液中乙醇摩尔分数 D x 溜出液中乙醇的摩尔分数 W x 釜液中乙醇的摩尔分数 F 加料流率
D 溜出液流率 W 釜液流率 Rmin 最小回流比 L 气相负荷 V 液相负荷 N 板数
P 压力 hc 干板阻力 Q 热量 D 塔径 Z 高度 σ 张力 α 相对挥发度 γ 活度系数 F 自由度 E t 板效率
九、后记
通过这次课程设计的学习，让我从以往的纯理论的思维中走了出来。

认识到在工程实际之中，还有很多理论不能解决或不能完全解决的问题。

这时候，更多的用到的是经验公式和近似的处理方法。

并且，这些经验公式和近似的处理方法往往还有一定适用范围，这些都给我们课程设计的计算带来了一些麻烦。

我想这些也给工程计算人员带来了诸多不便。

这样就给我们化工人员提出了新的课题——建立更加合理的模型、找到更加正确理论解决工程问题。

另外，在完成这次课程设计的过程中，我感到自己的专业知识还不够扎实。

处理问题时还不是得心应手，在被问题卡住时，经常求助于书本。

同时本次设计也参考了一些网上设计者的设计思路。

通过本次设计我也认识到必须学会将知识融会贯通，以统筹全局的思路来解决问题。

........忽略此处.......。