乙醇-水溶液连续精馏板式塔设计说明书

目录
第一章绪论...................................
一、设计题目：...........................
二、设计任务及操作条件：.................
三、设计任务：........................... 第二章课程设计报告内容......................
一、设计方案的确定.......................
二、精馏塔的物料衡算.....................
三、塔板数的确定.........................
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算五、精
馏塔的塔体工艺尺寸计算...................
六、塔板主要工艺尺寸的计算...............
七、筛板的流体力学验算...................
八、塔板负荷性能图.......................
九、各接管尺寸计算.......................
十、筛板塔的工艺设计计算结果总表......... 第三章总结...................................
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(24)
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第一章绪论
一、 设计题目
乙醇一水溶液连续精馏板式塔设计 二、 设计任务及操作条件
设计任务 生产能力（进料量） 20000 进料组成 _________ 18% ___________ 塔顶产品组成 ___________ 89% 塔底产品组成 _______ < 1% _________
操作条件 操作压力 4k Pa （表压） 进料热状态 自 选 ____________ 单板压降： 全塔效率：
塔板的型式 厂 工作日：每年300天，每天24小时连续运行。

三、 设计任务
精馏塔的物料衡算 塔板数的确定 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔板主要工艺尺寸计算 塔板的流体力学验算 塔板负荷性能图
精馏塔接管尺寸计算 绘制精馏塔设计条件图（A1#图）
10、 设计结果汇总 11、 对设计过程的评述和的有关问题的讨论 12、 编写课程设计说明书。

1、 2、 3、 4
、 5
、 1、
2、 3、 4、 5、 6、 7
、
8 9
、
自 > 0.7 kPa 52% 自 选 四川绵阳 ______ 吨/年 15000, 17500, 20000 _ (质量分率，下同)(16%, 18%, 20%) _ (85%, 89%, 91%)
(< 1%)
章课程设计报告内容
（一）设计方案的确定
本设计任务为分离乙醇一水溶液混合物。

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，将乙醇一水溶液通过预热器加热至泡点后，用泵送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至储罐。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入储罐。

（二）精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、
水的摩尔质量乙醇
的摩尔质量
塔底产品的摩尔分率
M A=18Kg/Kmol
M B=46 Kg/Kmol 0.18/46
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F=O.07£ 46 f 1 0. 0 7 9=) 1k8g 2 6(21
M D=O. 76 46 ei 0.号6)= 1 kg 39m2)8
M W =0. 0 0 39 46 —(1 0. 0039) kig8 k1nf8o l 3.物料衡算
F =2 7 7 7
=8 3 7 . 4km o l /h 2 0.21 137.43=D+W
137.43=0.76D+0.0039+W
D=13.65kmol/h
W=123.78kmol/h
（三）塔板数的确定=0.079
0.1 8 / 4 6 0.8 2 / 1 8
_ 0.8 9 / 4 6 _c”
——0.76
0.89/46+0.11/18
0.01/46 CCCCC = ---- =0.0 0 3 9 0.01/稈6 0.9 9 / 1 8
原料液单位小时处理量为
2^皿L02 7 7 7k八/ 3 0 0 24
原料处理量
总物料衡算乙醇物料衡算联立以上两式解得
1.理论塔板数N T 的求取 乙醇一水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

①由手册查得乙醇一水物系的气液平衡数据，绘出X —y 图，如图1— 1
采用作图法求最小回流比，在上图的对角线上，自 e （0.079,0.079）点作垂线ef 即
为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为
y q =0. 4022
g.
O.
76 0
.4022
I 07
y q -X q 0.4022
0.079 R = 2R mi 2 1. 107 2. 2 1 4
③求精馏塔的气液相负荷
L=RD=2.214 13.^5 3K0m2o2 h
故最小回流比为
取操作回流比为
V =（ R 半）D 十2. 2 1 4 1 1 3. =6 5 WmoBI7h /
》x ，WxW=*X65」_23
.0 8
0£39x..822
V' V ' 4 3.8 7 4 3.8 7
⑤图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，如图1 — 1所示。

求解结果为 总理论板层数为 N T =9 （包括再沸器）
其中精馏段理论板数为6层，提馏段理论板数为3层（包括再沸器）
L'= L+F=30.22 13 7 4 3 1KBri7 o6 5 h
4 3 . 8J7 m o l
/h ④求操作线方程 精馏段操作线方程为
L D
=—X + — X D V V
= £2x 2
+
4 3.87
73.6
>
0X "
8 9 0.
2 3 6
提馏段操作线方程为 0.011
图1 — 1 乙醇一水的y-x 图及图解理论板
进料板位置N F =7
2.实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N 精=— = 11.5^12
精 0.52 提馏段实际板层数
N 提=—=5.7耳 6 提 0.52
（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以精馏段为例进行计算
1.操作压力计算
P m =(1 0 5. £ 1 1)3. 7= / 2 kP0i9. 5 2.操作温度计算
依据操作压力，通过方程试差法计算出泡点温度， 其中水、乙醇的饱和蒸汽压由 安托尼方程计算。

①方程为P = P A XA + P B X B
式中:
X —溶液中组分的摩尔分数;
P —溶液上方的总压，Pa ；
P —同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa 。

（下标A 表示易挥发组分，B 表
示难挥发组分）
②安托尼方程为
lgp
= A -是
式中:
P 0
—在温度为T 时的饱和蒸汽压，mmHg （1mmHg=133.322Pa ）
T —温度，C
A,B,C — Antoine 常数，其值见下表。

附表
常数
塔顶压力
F D = 101.3+4 =105.3k Pa
取每层塔板压强降 A P = 0.7k Pa
则进料板压力
F F = 105.3 + 0.7>d2=113.7k Pa
精馏段平均操作压力
塔顶温度
8.04496 _155
4.
3
7.96681」668.
21
公式：10
t 卡
22.65
X 0.1333x0.76 +10
讦28
x 0.1333X 0.24 = 105.33
t D =83.04C
进料板温度
&04496
7.96681266821
公式：10
t 血
22.65
X 0.1333X0.079 +10 t 曲28 x 0.1333x 0.921 = 113.7
t F =100.66C
3. 平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
M VDm =0.76%46 +(1 -0.76)x 18 = 30.64kg / kmol M LDm =0.71x 46 +(1 -0.71)x18 = 37.88kg / kmol
进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得
y F =0.294
X F =0. 0 4m
M VFm =0.294咒46 + (1 -0.294)x 18 = 26.23kg / kmol M LFm = 0.04X 46 + (1 —0.04) X 18 = 19.12kg/ kmol
精馏段平均摩尔质量为
M Vm （精）二
30.
6Y
26.
23
=28.44kg/kmol
4.平均密度计算
（一）气象平均密度计算
则精馏段平均温度
t M
=
83.
04
+
100.
66
=91.85C
由X D =y i =0.76，查平衡曲线
1 — 1,得
2
M Lm(精)二28.5kg/kmol
由理想气体状态方程计算，即
（二）液相平均密度计算
1/P Lm M ^A /P LA +a B/p LB (。

为质量分数)
塔顶液相平均密度的计算 由t D =83.04C ，查附表并计算
90-80 83.04-80
965.3-971.8 "巴水 -971.8 1 3
p LDm = ------ = 753.68kg/m 3
LDm
0.89 + 0.11
9
733.48 969.82
进料板液相平均密度的计算 由加料板液相组成X F =0.04
□A _0.04>C46 +(1-0.04)X18 "O.096
由t F "00.66C ，查附表并计算
109.5x28.44
90 -80 _ 83.04 -80 730 -735 " P 乙-735
色=733. 48 m/
0.04 X 46
3
=0.096 1 -0.096 = 927.68kg/m
------ + -------- 715.14 957.91
精馏段液相平均密度为
p Lm （精）=_（ 753.68 +927.68）= 840.68kg/m 3
5.液体平均表面张力计算
即
n
b m =送 Xi W
i 壬
塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =83.04C ，查附表并计算
83.04-80
60.7-62.6 " b 水-62.6
b m （顶）
=0.76X16.86（1 -0.76）X 62.02 =27.70mN / m
进料板液相平均表面张力的计算 由t F =100.66C ，查附表并计算
110 -100 100.66 —100 703-716 -
卩乙
=7 15. kG4 my
110—100 100.66-100
951.0-958.4
匕水-
958.4
卩水
=95 7. I©gl my
p LFm
90-80 16.2—17.15
83.04 -80
b 乙一
17.15
90-80
0水=62. 0r2N n/
cr m （进）=0.04X15.15 +（1-0.04））58.67 =56.93mN 精馏段液相平均表面张力为
6.液相平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算，即
塔顶液相平均黏度的计算
A A
由 tD =83.04C ，且 Ig 卩1 =---
Ig ^LDm =0.76x|g0.443（1 -0.76）lg0.342
进料板液相平均黏度的计算
A A
由t F =100.66C ，且lg
卩
1 = ------------
乙醇的
T B
Ig £ =0.04x|g0.359（1-0.0护 Ig0.282
精馏段液相平均表面张力为
^m （精）
=（0.416+0.289）/2 =0.353
（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
110—100 100.66 —100
14.4-15.2 b 乙
-15.2
^乙
=1 5. msN m
110—100 100.66—100
56.9-58.8 b 水一
58.8
6水=5 8. @n7N m
686.64
进料板 lg 卩"2731需
.66 300.88
4乙=0.359 m P a s
110—100 100.66—100
水的黏度 25.89-28.38 打-28.38
卩水=0.282 mPa v （精）=
27
空竺兰=42.315mN/m
乙醇的 A=686.64 B=300.88 得
686.64
乙醇的黏度l
g
巴=云畀疇
04 300.88
4乙=0.443 mPa s
84-83
83.04—83 水的黏度 0.3395-0.3436
垠-
0.3436
卩水=0.342 mPa s
解出卜LDm = 0.416 m P a s
A=686.64 B=300.88 得
解出 ％F m =0.285 mPa s
图1— 2 Sminth 关联图
精馏段的气、液相体积流率为 VM vm
V s
= 3600 P vm 二43.87 怦44
=0.336m 3/s 3600x1.03 LM Lm
L
s
" 3600 p Lm
=
30.22沢28.5 =0.00028m 3/s 3600 咒 840.68 由U max 乂府 式中。

©（尹2，C 20由图1—2
查取，图的横坐标为 Lo P L 、
2 (0.00028 Y 840.68 ¥
(—)(—)=I ----------- -------- I 乂出 V 0.336 丿 I 1.03 丿 0.0238
取板间距H
T = 0.32m ，板上液层高度h^ 0.07m ,则 H
T -rn =0.32-0.07 = 0.25m 塔径D/m 0.3 〜0.5 0.5 〜0.8 0.8 〜1.6 1.6〜 -2.4 2.4 〜4.0 板间距 H T /mm 200〜300 250〜350 300〜450 350- -600
400〜600
附表板间距与塔径的关系 U.ID <1 C«
n.06 0 os 当 O<04 0*05
M U
L m
rnnw
mm
曲■===岂盍補咅證 二•隹二二--- laaisBi
■■■■■£： r ; ) ___ _
「下; ___
B B
I
二二二打 (J 05 U.3C 0”轴 S.rtOnjwi ( 00
O.OL L
_____________ ________
0.02 &朋 QE P OS n.08 (J l(J
020
查图得C 20 =0.052
b L
C =C2O （20
0 2
严“052
忤皿
U ma
尸c j =0.075禺¥0P=0
3 2 皿 S99 /
取安全系数为0.7,则空塔气速为
U =0. Ti ax- 0.易 2. 1 599 ml. 5 1 2 /
按标准塔径圆整后为
D=0.6m
塔截面积为
兀
A T =-D
4
2
冷“區。

.沁6
实际空塔气速为
V S u =—
A T
：g 6i.i8m s 0.2 8 2 6 2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z 精
=（N
精一
1
）0.32 =3.52m
提馏段有效高度为
Z 提（N^
胡）8. 3 2= 1m6
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 w
+ 提 + 0. 8= 5. 9
（六）塔板主要工艺尺寸的计算
1. 溢流装置计算
因塔径D=0.6m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘，不设进口堰
D =
冲亘60罰
V 3.14 1.512
1. 堰长I w
2.溢流堰高度h w
由
h i =h w +h ow
选用平直堰，堰上液层高度h ow 可用Francis 计算，查图1-3近似取E=1,即
图1-3 液流收缩系数计算图
I w =0. 6 O.=6
m 36
bl
V
£
-b 士
t Ooo
h ow =^E 1000
2 kf Jw
丿
2
S 。

0028
予=0.0056 =_284 咒 1 X I ------
1000 V 0.36 丿 取板上清液层高度
% =60mm
2
图鼻』塔板滞渝类團
莹溢说（C ）蚁溢直（di 擀拂戎
HL K
-L …・I
i
七一
■ 1 -
，=-L
l.f)
1
100
L_
h w = h L - h ow£. 0 6- 0. 0 0 56 0.
(3)弓形液降管宽度和截面积
I A
由訂0
.
6
，查图1-4得才丿057
W d 厂0"
A f =0. 2826 0.=0 5 7
W d =0. 1 16 0. 6 0m0 6
由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
3600A f H T 6 =
L h =
360x01632
故降液管设计合理
0.5
0用
0.3
0】
a_o
a QM
aos
am
0,02
图1-4 弓形降液管参数图(4)降液管底隙高度h o
降液管底隙高度依下式计算: ho = -------- L^—*
3600l w U o
0.6 CX7 0.S 0.9 1.0
7D
取叮=0. 0n8 S /
则5霧0幾363絲0m7
hv—h =0.0544 0.0 09 7 0j>0 4 4r7 0.006
故降液管底隙高度设计合理。

2.塔板布置
（1）塔板的分块
因D<800mm,塔板采用整块式
（2）边缘区宽度确定
取溢流堰前的安定区宽度：W s=0.07m
边缘区宽度：W c=0.035m
（3）开孔区面积
___________ 2
开孔区面积按下式计算：A—X E+
蛊sin
其中 X —(Wd +Ws ) = 06-(0.0696 +0.07) = 0.16m ，分W c 呼一
.
035 =0.265m
A c /C CCL2 c ,c2亠兀X0.2652 . 4 0.16 A =2x|0.16W0.2652 -0.162+ sin
V 180
(4)筛孔计算及其排列
依下式计算塔板上的筛孔数n，即
沁器》0.157 =806孔、=0.157m2
取筛孔的孔径d0 =5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚 6 = 3mm 取t/d0 =3，故孔中心距
依下式计算塔板上的开孔区的开孔率护，即 *
二-0竺=——竺7
一 =10.1% （在 5%-15%£围内）
Aa
°/d
0）
（。

.叽）
气体通过筛孔的气速为
(七) 筛板的流体力学验算
1. 塔板压降
(1)干板阻力h c 计算
依 d o / 6 =5/3=1.67，查图 1-5 得，C 。

=0.772
(2)气体通过液层的阻力h l 计算
气体通过液层的阻力h l 可由式计算
= 1.261m/s
A T -A f 0.2826-0.0161
F 。

=U a
雋=1.261xpT03=1.28
图1-5干筛孔的流量系数
u
p 故 h e =0.051学）2
（亠）=0.051
C O P L
< 21.2
C O
（0.772 丿 1840.68 丿
1.03 = 0.0471m 液柱
u
-V L _
U 0 — —
0.336 = 21.2m/s
A 0 0.101x0.157
干板阻力由
h e =0.0
0.336
U
a
图1-6充气系数关系图
由图1-6查取板上液层充气系数P为0.62 故h| = PhL = P (h W +h O w ) = 0.62x 0.06 = 0.0327m （3）液体表面张力的阻力hb计算
液体表面张力所产生的阻力hy为
壬二士空空込=0.0041m液柱、
住gd o 840.68x9.81 天0.005
气体通过每层塔板的液柱高度h p为
hp =hc +0 + 咯= 0.0471 +0.0372 +0.0041 = 0.0884 m 单板压强降也P p =h ppL g
=0.0884x840.68x9.81 = 0.729kpa 止0.7kpa (基本符合设计要求)
2.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，本例的塔径和液流量都不大，故可忽略液面落差的影响
3.液沫夹带
液沫夹带计算
h f = ( h L / 0.4 ) =2.5 h L =2.5 X 0.06=0.15
.二宁（H；u x）J4£15S（吕宀0.082k g夜/k g气’。

佻液血气
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
4.液漏
对筛板塔，液漏点气速为
U 0, m 行4.4：O j (0.0£56 h0.1h3 L P V / = 4.4 0.77 0 +0 0 56—0/3 0 戶 06
实际孔速 U o =21.2m/SAU o,min 筛板的稳定性系数为
21 2
K
=—— =2.26 >1.5
u
0,min
9.358
故在本设计中无明显漏液
5. 液泛
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 乙醇-水物系属于一般物系，取申=0.5，则
W(H T +hv) =0.5x(0.32+0.0554) =0.1872m
板上不设进口堰，h d 为
h d =0.153(—L
^)2
=0.153(0.08)2
=0.001m
l
W 'ho
又 H d = hp + % + h d 0. 0 8 8 4+ 0. 06 0. 00 1
故H d <0(H T +h W )，在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

(八) 塔板负荷性能图
1.漏液线
由
u OW =4.4C O J(0.0056 + 0.13h L -hb)p L /巴
_ V
s,min
U
0,m in —
_
A O
h^h W + h OW
空4
E (与
/3
1000
1W
0.0041.3$m0s/6 8 / 1.03 9
U o
V
s, m i M
. C 嘟 0'
0056 h0^E
；rf]"
= 4.4 X0.772 X 0.101 X 0.157 X
/〔0.0056 +0.13[0.054 +1x (
3600L
s
)
2 /
]^_ 0.0041
1840
^
VL
1000
0.36
」1.03
=0.05386(6.95+139.87L s 3
在操作范围内任取几个L s 值，依上式计算相应的V s 值。

计算结果列于下表
由上表数据即可作出漏液线
1
2. 液沫夹带线
以e 为0.1kg 液/kg 气为限，求V s -L s 关系如下
5.7x10 , U a
\3.2
故 h f =2.5(hv +h OW )=2.5 Ihv + 2.84X10」E(
L
l
W 2/3
H T -h f =0.184—3.295L s
U a
V s
A T —A f
V s
"0.2826-0.0161 "3.752V S
3600L s
)3
J = 0.136 + 3.295L s
2/3
整理得
2
V s =0.39 6L<i2
在操作范围内，任取几个L s 值，依上式算出相应的
V s 值列于下表中。

L s m 3
/s
0.6"0' 1.5"0」 3.0X10^ 4.5咒10」
依表中数据在V s-L s 图中可做出液沫夹带线2
3. 液相负荷下线
对于平直堰，取堰上液层高度为h ow = 0.006m 作为液相负荷下限条件，依下式计 算，取E ".0
ho^ 2800 E[3600L S
]2/
^ 0.006
1000 l w
L
=严
06
咒
1000
)3/2
h
a 006%
1000
)3
/.鑒=3.07咒10歸％
2.84x1 3600 2.84 3600
由此可在V s - L s 图上作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3
4. 液相负荷上限线
取液体在降液管中停留的时间下限为 4S
L s,ma"
y.
01612
32
=0.001288m 3
/s
T
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 5.液泛线
令 H d N(H T +h w )
由 H d =h p +h L + h d ；h p =h c + 0 +h b ；h 1 =卩九血=h w +h Ow
将h ow 与L s ，h d 与L s ，h c 与V S 的关系式代入上式，并整理得
(A 0c 0
)
P L
b i HT ^ (P-P -
2
c' = 0. 1 5 3W//(H
V s m 3
/s
0.341 0.299 0.246 0.201
l
w
联立得
护H T +(®-
=(P +1h OW h
a'W 2
= b- c s L -
dsV
式中
d' =2.84咒10虫£(1 + P) I ——
I l W
将有关数据代入，得
b' = 0.5 0.32 ( 0-. 3 2 -0.6 2 1 ) =0.0
c' = ----- = 1 2 54 7.0 9
(0.3<6 0 . 02
0 9 7 )
. 2 / 3
d
、2
.琢10
七.p+O.62
譏〕=2.
136
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。

故
依表中数据做出液泛线5。

a'= 0.051
(0.101 0.157
0r712
0r 3
804 0 167
8
2
2
2/3
0.417V s 2
=0.749 -12547.09L s 2
-2.136L s
3
乂,max
=0.823m /s
V s, mi 〒0. 2 3n5
s/
故操作弹性为
(九) 各接管尺寸的确定
1.进料管
进料体积流量；V sF =FM F
-137
.4
^
20.21
经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)规格：© 38X 5mm
板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。

由图
5-20查得 V s,
V s
二驚養.
502
取适宜的输送速度U f =3.0m/s,故d 计=J
4V SF
严亟832 “.018796m
3.14% 3
P F
927.68 咒3600 _0
.
000832m
"
4
".
00141
7 =2.29m/s
3.14X0.0282
3. 塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量:
U s ^3.1^0.'025^7.
2867m/s
实际管内流速：
（十）筛板塔的工艺设计计算结果总表
筛板塔的工艺计算结果汇总
序号 项目
数值
1 平均温度tm,C 91.85
2 平均压力Pm kPa 109.5
3 气相流量Vs ,( nB/s ) 0.336
4 液相流量Ls ,( mS/s ) 0.00028
5 实际塔板数 18
6 有效段高度Z , m 5.92
7 塔径，m 0.6
8 板间距，m 0.32
9
溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形
11
堰长，m
0.36
如严.87 伽
44
=0.3365m 3/s
P v
1.03X3600
取适宜速度uv=10m/s ，那么 d 计
4V sv
严耳0.207m
3.14x10
经圆整选取拉制黄铜管，规格: (I)260X 5mm
实际管内流速：U f 2.釜残液出料管
釜残液的体积流量:
WM w 228.6
处 18.08
=0.001191m 3/s
P w
959.6 咒 3600
取适宜的输送速度:
Uf=3m/s,则
=涪彳瞬“02249m
经圆整选取热轧无缝钢管，规格:
(1)32 X 3mm 实际管内流速：U w 4x0.001191
3.14X0.0262
"2
.
244m/s
4X0.3365
12 堰高，m 0.054
13 板上液层高度，m 0.06
14 堰上液层高度，m 0.0056
15 降液管底隙高度，m 0.0097
16 安定区宽度，m 0.07
17 边缘区宽度，m 0.035
18 开孔区面积，m2 0.157
19 筛孔直径，m 0.005
20 孔中心距，m 0.015
21 筛孔数目806
22 开孔率，% 10.1
23 空塔气速，m/s 1.189
24 筛孔气速，m/s 21.2
25 稳定系数 2.26
26 每层塔板压降，Pa 729.04
27 负荷上限液沫夹带控制
28 负荷下限漏液控制
29 液沫夹带eV, （kg液/kg气）0.082
30 气相负荷上限，m3/s 0.823
31 气相负荷下限, m3/s 0.235
32 操作弹性 3.502
第三章总结
两个周的化工原理课程设计已经圆满结束。

在此感谢张老师对我们悉心的指
导，感谢同学给予的帮助。

通过本次设计，让我很好的锻炼了理论联系实际，与具体项目、课题相结合设计的能力。

既让我们懂得了怎样把理论应用于实际，又让我们懂得了在实践中遇到的问题怎样用理论去解决。

在本次设计中，我们还需要大量的以前没有学到
过的知识，所以我们就上网，图书馆找资料。

在查阅资料的过程中，我们要判断优劣、取舍相关知识，不知不觉中我们查阅资料的能力也得到了很好的锻炼。

在设计过程中，总是遇到这样或那样的问题。

有时发现一个问题的时候，需要做大
量的工作， 花大量的时间才能解决。

验算的时候只要一个不合格， 那么必须全部 重来，不断的改正，不断地吸取教训，才能不断的进步，得到最终的设计成果。

通过该课程设计， 全面系统的理解了精馏塔的一般原理和基本实现方法。

把死板 的课本知识变得生动有趣，激发了学习的积极性。

把学过的精馏塔的知识强化，
能够把课堂上学的知识通过自己设计的精馏塔表示出来， 加深了对理论知识的理 解。

以前对与精馏塔
认识是模糊的， 概念上的， 现在通过自己动手做实验， 从实践上认识了精馏 塔是如何运行的， 各个部件之间的关系， 对精馏塔原理的认识更加深刻。

课程设 计中程序比较复杂。

在这次课程设计中， 我就是按照实验指导的思想来完成。

加深了理解精馏塔 的内部功能及内部实现，培养实践动手能力。

在整个设计中我懂得了许多东西， 也培养了我独立工作的能力， 而且大大提 高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。

虽然这个设计还存在一些瑕疵， 但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计 的最大收获和财富，结果固然重要，但过程才是最让人受益匪浅的。

参考文献
3. 化工原理课程设计。

4. 化工原理（上、下
册）（第二版）。

陈敏恒，丛德兹等。

化学工业出版社 2004
5. 钢制塔式容器 JB/T4710-2005。

杨祖荣，刘丽英，刘伟。

化学工业出版社 2009 贾邵义，柴诚敬。

天津大学出版社 2010 柴诚敬，刘国维，李阿娜。

天津科学技术出版社 1995
1. 化工原理（第二版）
2. 化工原理课程设计。