化工原理课程设计--苯-氯苯连续精馏塔的设计

滨州学院
化工原理课程设计
题目苯-氯苯连续精馏塔的设计系（院）化学与化工系
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学生姓名
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职称讲师
2013 年 12 月 25 日
化工原理课程设计任务书
目录
第一章、产品与设计方案简介 (6)
（一）产品性质、质量指标 (6)
（二）设计方案简介 (6)
（三）工艺流程及说明 (7)
第二章、工艺计算及主体设备设计 (7)
（一）全塔的物料衡算 (8)
1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8)
2）平均摩尔质量 (8)
3）料液及塔顶底产品的摩尔流率 (8)
（二）塔板数的确定 (8)
1）理论塔板数的求取 (8)
2）实际塔板数 (9)
（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (10)
1）平均压强 (10)
2）平均温度 (10)
3）平均分子量 (10)
4）平均密度 (11)
5）液体的平均表面张力 (11)
6）液体的平均粘度 (12)
（四）精馏段的汽液负荷计算 (12)
（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (12)
1）塔径 (13)
2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (13)
（六）塔板上的流体力学验算 (14)
1)浮阀数及排列方式 (14)
2）校对 (15)
3）气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) (15)
4）干板阻力 (15)
5）板上充气液层阻力 (15)
6）由表面张力引起的阻力 (16)
7）雾沫夹带验算 (16)
8）漏液的验算 (17)
9）液泛验算 (17)
第三章、塔板负荷性能图 (18)
（一）雾沫夹带线（1） (18)
（二）液泛线（2） (18)
（三）液相负荷上限线（3） (19)
（四）漏液线（气相负荷下限线）（4） (19)
（五）液相负荷下限线（5） (20)
第四章、对设计过程的评述和感受 (22)
一、前言
课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。

通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。

通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。

同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。

课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。

本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。

连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。

高径比很大的设备称为塔器。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。

它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。

常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。

此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。

据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。

因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。

此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。

此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

（2）操作稳定、弹性大。

当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。

并且塔设备应保证能长期连续操作。

（3）流体流动的阻力小。

即流体通过塔设备的压力降小。

这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。

对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。

4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。

这可以减少基建过程中的投资费用。

（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．
第一章、产品与设计方案简介
（一）产品性质、质量指标
产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。

密度1．105g/cm3。

沸点131．6℃。

凝固点-45℃。

折射率1．5216(25℃)。

闪点29．4℃。

燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。

溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。

易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 1. 3％-7．1％(vol)。

溶于大多数有机溶剂，不溶于水。

常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。

蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。

有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。

对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉2910mg／kg，空气中最高容许浓度50mg／m3。

遇高温、明火、氧化剂有性，LD
50
燃烧爆炸的危险。

质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于97%，原料液中苯45.87%。

（以上均为质量分数）
(二）设计方案简介
1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。

原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。

其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。

由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的符阀塔，符阀塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

（三）工艺流程及说明
首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成苯与氯苯的分离。

第二章、工艺计算及主体设备设计
（一）全塔的物料衡算
1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol 。

525.061
.112/13.5411.78/87.4511.78/87.45=+=
F x 976.061
.112/311.78/9711.78/97=+=D x 0288.061
.112/9811.78/211.78/2=+=W x 2）平均摩尔质量 ()kg/kmol 49.9461.112525.01525.011.78=⨯-+⨯=F M
()kg/kmol 94.7861.112976.01976.011.78=⨯-+⨯=D M
()kg/kmol 62.11661.1120288
.010288.011.78=⨯-+⨯=W M
3）料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：
kg/h 3.7333t/a 70000=='W ，全塔物料衡算：
W D F W D F '
+'=''+'='998.002.038.0 ⇒ h 7333.33kg/kg/h 55.14305kg/h
88.22638='='='W D F h
71.46kmol/6.627333.33/11kmol/h 03.18259.78/55.1430
kmol/h 59.23949.94/88.22638======W D F
（二）塔板数的确定
1）理论塔板数T N 的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M ·T 法）求取T N ，步骤
如下：
1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y x ~
依据()()
B A B t p p p p x --=/，t A p x p y / =，将所得计算结果列表如下：
本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的
相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。

2.确定操作的回流比R
将1.表中数据作图得y x ~曲线及y x t ~-曲线。

在y x ~图上，因1=q ，
查得935.0=e y ，而525.0==F e x x ，976.0=x 。

故有：
154.0525
.0935.0935.0976.0=--=--=e e e D m x y y x R 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的
2倍，即：308.0154.022=⨯==m R R
3.求理论塔板数
精馏段操作线：69.030.01
1+=+++=x R x x R R y D 提馏段操作线为过()0288.0,0288
.0和()901.0,525.0两点的直线。

0.0
0.20.40.6
0.8
1.0
Y
X
苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解
7080901001101201301400.0
0.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.0
苯-氯苯物系的温度组成图
图解得5.1115.12=-=T N 块（不含釜）。

其中，精馏段41=T N 块，提馏段
5.72=T N 块，第5块为加料板位置。

2）实际塔板数p N
1.全塔效率T E
选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。

该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa ·s 的烃类物系，式中的m μ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：s mPa ⋅=24.0A μ，s mPa ⋅=34.0B μ。

()()288.0525.0134.0525.024.01=-⨯+⨯=-+=F B F A m x x μμμ
46.0288.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ 2.实际塔板数p N （近似取两段效率相同） 精馏段：7.752.0/41==p N 块，取81=p N 块 提馏段：2.1546.0/72==p N 块，取142=p N 块 总塔板数2221=+=p p p N N N 块。

(三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
1）平均压强m p
取每层塔板压降为0.7kPa 计算。

塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 9.11087.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 1.1082/9.1103.105=+=m p 2）平均温度m t
查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为89℃。

()5.842/8980=+=m t ℃ 3）平均分子量m M
塔顶： 976.01==D x y ，940.01=x （查相平衡图）
()kg/kmol 94.7861.112976.0111.78976.0,=⨯-+⨯=m VD M
()kg/kmol 18.8061.112940.0111.78940.0,=⨯-+⨯=m LD M
加料板：935.0=F y ，525.0=F x （查相平衡图）
()kg/kmol 35.8061.112935.0111.78935.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol 49.9461.112525.0111.78525.0,=⨯-+⨯=m LD M
精馏段：()kg/kmol 47.7935.8059.78,=+=m V M
()kg/kmol 34.872/49.9418.80,=+=m L M
4）平均密度m ρ
1.液相平均密度m L ρ,
塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LD
3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB L D
3kg/m 5.8201
.103902
.00.81798.01,,,,=⇒+=+=
m LD B LD B A LD A m
LD ρρa ρa ρ 进料板：3,kg/m 34.806891886.113.9121886.113.912=⨯-=-=t A LF ρ
3,kg/m 55.1029890657.14.11240657.14.1124=⨯-=-=t B L F ρ
3,,,,kg/m 7.87855
.102938
.034.80662.01
=⇒+=
+
=
m LF B
LF B
A
LF A
m
LF a a ρρρρ
精馏段：()3,kg/m 6.8492/7.8785.820=+=m L ρ 2.汽相平均密度m V ρ,
()
3,,kg/m 890.25.84273314.847
.791.108=+⨯⨯=
=
m
m V m m V RT M p ρ
5）液体的平均表面张力m σ
塔顶：mN/m 08.21,=A D σ；mN/m 02.26,=B D σ（80℃）
mN/m 14.21986.002.26014.008.2102.2608.21,=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪
⎪⎭⎫ ⎝⎛+=D A B B A B A m
D x σx σσσσ 进料板：mN/m 21.20,=A F σ；mN/m 26.25,=B F σ（89℃）
mN/m 49.21702.026.25298.021.2026.2521.20,=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪
⎪⎭⎫ ⎝⎛+=F A B B A B A m
F x x σσσσσ 精馏段：()mN/m 32.212/49.2114.21=+=m σ 6）液体的平均粘度m L μ,
塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：
()()s mPa ⋅=⨯+⨯=+=317.0014.0445.0986.0315.0,D B B D A A m LD x μx μμ 加料板：s mPa 390.0298.041.0702.028.0,⋅=⨯+⨯=m LF μ 精馏段：()s mPa 318.02/319.0317.0,⋅=+=m L μ
(四）精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率()kmol/h 76.26103.182438.11=⨯=+=D R V 汽相体积流量/s m 999.1890
.2360047
.7976.26136003,,=⨯⨯=
=
m
V m V s VM V ρ
汽相体积流量/h 7196.4m /s m 999.13
3==h V
液相回流摩尔流率kmol/h 73.7903.182438.0=⨯==RD L 液相体积流量/s m 00220.06
.849360029
.8473.7936003,,=⨯⨯=
=
m
L m L s LM L ρ
液相体积流量/h 7.920m /s m 00220.03
3==h L
冷凝器的热负荷()()kW 45.17713600/31059.7876.261=⨯==Vr Q
(五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
1）塔径
1.初选塔板间距mm 550=T H 及板上液层高度mm 70=L h ，则：
m
48.007.055.0=-=-L T h H
2.按Smith 法求取允许的空塔气速max u （即泛点气速F u ）
01887.0890.26.849999.100220.05
.05
.0=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V
L s
s V L ρρ
查Smith 通用关联图得0925.020=C 负荷因子0937.02032.210925.0202
.02
.020=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=⎪
⎭⎫
⎝⎛=σC C
泛点气速：
()()604.1890.2/890.26.8490937.0/max =-=-=V
V L C
u ρρρm/s
3.操作气速
取m/s 12.17.0max ==u u 4.精馏段的塔径
m 508.112.114.3/999.14/4=⨯⨯==u V D s π 圆整取mm 1600=D ，此时的操作气速m/s 995.0=u 。

2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。

○
1溢流堰长（出口堰长）w
l
取m 12.16.17.07.0=⨯==D l w
堰上溢流强度()()h m /m 130~100h m /m 701.712.1/920.7/33⋅<⋅==w h l L ，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。

○
2出口堰高w
h
ow L w h h h -=
对平直堰()
3
/2/00284.0w h ow l L E h =
由7.0/=D l w 及966.512.1/920.7/5.25.2==w h l L ，查化工原理P 111图5-5得
01.1=E ，于是：
()
m 006.0m 0106.012.1/920.701.100284.03
/2>=⨯=ow h （满足要求）
m 0594.00106.007.0=-=-=ow L w h h h ○
3降液管的宽度d
W 和降液管的面积f
A
由7.0/=D l w ，查化原下P 112图5-7得09.0/,14.0/==T f d A A D W ，即：
m 224.0=d W ，2m 01.2785.02==D A T ，2m 181.0=f A 。

液体在降液管内的停留时间
s 5s 25.4500220.0/55.0181.0/>=⨯==s T f L H A τ（满足要求）
○
4降液管的底隙高度o
h
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s ，取液体通过降液管底隙的
流速m/s 08.0='o
u ，则有： m 0246.008.012.100220
.0=⨯='=o
w s o u l L h （o h 不宜小于0.02~0.025m ，本结果满足要求）
（六）塔板上的流体力学验算
1）浮阀数及排列方式
1浮阀数
选取型浮阀，重型，阀孔直径为
初取阀孔，计算阀孔气速
浮阀个数：n=
2 排列方式
由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。

若同一横排的阀孔中心距
75t mm =，那么相邻两排间的阀孔中心距'
t 计为：
'
a
t
A t N =计
21
21
2
2[sin ]1800.284
2[0.2840.46sin ]1800.46
=0.487a x A R R
m π
π
--=︒
=⨯︒
'0.487
75.5860.075
t mm =
=⨯计
取'80t mm =时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取'65t mm =画出阀孔的排布图如图1所示，其中75,'65t mm t mm ==
图中，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为
4124289N =+⨯=
2）校核
气体通过阀孔时的实际速度：02
0410.38/S
V u m s d N
π=
=
实际动能因数：010.3810.55F ==(在9~12之间) 开孔率：
220(0.039)89
100%100%13.5%440.7854
T d N A ππ⨯⨯⨯=⨯==⨯阀孔面积塔截面积
开孔率在10%~14之间，满足要求。

3）气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)p h
气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)1p c h h h h σ=++ 4）干板阻力c h
浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为oc u ：
10.32/oc u m s == 因为10.38/oc o u u m s <=
所以22
0 1.033510.385.34 5.340.0367228639.81
V c L u h m g ρρ⨯==⨯=⨯⨯
5）板上充气液层阻力1h
取板上液层充气程度因数0.5ε=，那么：
10.50.060.03L h h m ε==⨯= 6）由表面张力引起的阻力h σ
由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：
0.03670.030.6670.6678639.81564.7p h m Pa =+==⨯⨯=
7）雾沫夹带量v e 的验算
气（满足要求）
液气液/kg kg 1.0/kg kg 00822.007.05.255.0093.11026.21107.5107.52
.3362
.36
<=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯-⨯⨯=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡-⨯=---f T a V h H u e σ 式中：L f h h 5.2=，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。

8）漏液的验算
动能因数05F =，相应的气相最小负荷min S V 为：
2min 00min 4
S V d Nu π
=
其中0min 4.92/u m s ===
所以2
33min 00.03989 4.920.523/ 1.103/4
S V m s m s π
=
⨯⨯⨯=<
可见不会产生过量漏液。

9）液泛的验算
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度()w T d h H ΦH +≤
d
L p d h h h H ++=
m 00098.00246.012.100220.0153.0153.02
2
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=o w s
d h
l L h m 153.000098.007.00816.0=++=d H
()()m 305.00594
.055.05.0=+=+Φw T h H ()w T d h H H +Φ≤成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做
出最合理的设计，还需重选T H 及L h ，进行优化设计。

第三章、塔板负荷性能图
（一）雾沫夹带线（1）
2
.365.2107.5⎥
⎦
⎤⎢⎣⎡
-⨯=-L T a v h H u e σ （1）
式中：s s
f T s a V V A A V u 5467.0181
.001.2=-=-=
()3
/23
/23
/2547.1149.012.1360001.100284.00594.05.2360000284.00594.05.25.25.2S
s w s
ow w L f L L l
L E h h h h +=⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯+=⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣
⎡⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛+=+==
将已知数据代入式（1）
1.0547.1149.055.05467.0103
2.21107.52
.33/236
=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡--⨯⨯=--s s v L V e
3/202.18671.4s s L V -= （1-1）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（1-1）算出对应的s V 值列于下表：
依据表中数据作出雾沫夹带线（1）
（二）液泛线（2）
()d ow w p w T h h h h h H +++=+Φ （2） 3
/23
/23
/26186.012.1360001.100284.0360000284.0s
s w s
ow
L L l
L E h =⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=
2
2
2
2
01556.06.849890.2132.08.0051.0051.0051.0s s L V o
o s L V o o
c V V A
C V C u h =⎪
⎭⎫
⎝
⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫
⎝⎛=⎪⎪⎭⎫
⎝⎛⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=ρρρρ
()(
)3
/23/23526.003386.06186.00594.057.0s
s
ow w l L L h h h +=+=+=β
00205.0=σh
03591.03526.001556.03/22++=++=s
s l c p L V h h h h σ
22
2
6.2010246.012.1153.0153.0s s o w s d L L h
l L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛= ()()
2
3/23
/226.2016186.00594.00359.03526.001556.00594.055.05.0s s s
s L L L V +++++=+ 23
/221295642.6246.13s s s L L V --= （2-2）
在操作范围内，任取几个s L 值，依式（2-2）算出对应的s V 值列于下表：
依据表中数据作出液泛线（2）
（三）液相负荷上限线（3）
/s m 0199.05
181
.055.03max ,=⨯=
=
τ
f
T s A H L （3-3） (四）漏液线（气相负荷下限线）（4）
3
/26186.00594.0s
ow w L L h h h +=+=
漏液点气速 ()[]
890.2/6.84900205.06186.00594.013.00056.08.04.43/2-++⨯=s om L u om o s u A V =min ,，整理得：
804.0741.53/22min ,+=s
s L V （4-4） 在操作范围内，任取几个s L 值，依式（4-4）算出对应的s V 值列于下表：
依据表中数据作出漏液线（4）
（五）液相负荷下限线（5）
取平堰堰上液层高度006.0=ow h m ，0.1≈E 。

006.012.1360001.100284.0360000284.03/23/2min ,=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=s w s ow L l L E h
/s m 1055.934min ,-⨯=s L （5-5）
操作气液比 6.90800220.0/999.1/==
s s L V
0.0000.0020.0040.0060.0080.0100.0120.0140.0160.0180.020
0.0
0.5
1.0
1.5
2.0
2.5
3.03.5
4.04.5
5.0L s (m 3/s )
V s (m 3/s)
液相体积流量气相体积流量
操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷max ,s V 与气相允许最小负
荷min ,s V 之比，即：
操作弹性=
74.392
.044.3min ,max ,==s s V V 四、对设计过程的评述和感受
通过这次课程设计，我有了很多收获。

首先，通过这一次的课程设计，我进
一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。

对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。

而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。

其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，
加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。

使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。

非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。

在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的
认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。

我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。

这次课程设计我投入了不少时间和精力，我觉得这是完全值得的。

我独立思考，勇于创新的能力得到了进一步的加强。

由于时间和经验等方面的原因，该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。

今后会进一步学习来加深了解。

. .。