乙醇水连续精馏塔的设计

乙醇—水连续精馏塔的设计
目的：
通过课程设计进一步巩固课本所学的容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。

在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇20%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于4%（均为质量分数）。

已知参数：
（1）设计任务
●进料乙醇 X = 20 %（质量分数，下同）
●生产能力 Q = 80 t/d
●塔顶产品组成 > 94 %
●塔底产品组成 < 0.1 %
（2）操作条件
●操作压强：常压
●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa
●进料热状态：泡点进料
●回流比：自定待测
●冷却水： 20 ℃
●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa
●单板压强：≤ 0.7
●全塔效率：E T = 52 %
●建厂地址：天津地区
●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏
设计容：
（1）设计方案的确定及流程说明
（2）塔的工艺计算
（3）塔和塔板主要工艺尺寸的计算（a、塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；
b、塔板的流体力学验算；
c、塔板的负荷性能图）
（4）设计结果概要或设计一览表
（5）精馏塔工艺条件图
（6）对本设计的评论或有关问题的分析讨论
目录
一、精馏流程的确定 (3)
二、课程设计报告容 (3)
1.塔的物料计算 (3)
1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数 (3)
1.2 平均摩尔质量 (3)
1.3 物料衡算 (3)
2.塔板数的确定 (4)
2.1 理论塔板数的求取 (4)
2.2 全塔效率 (6)
2.3 实际塔板数 (6)
3.塔点工艺条件及物性数据计算 (6)
3.1 操作压强 (6)
3.2 温度 (6)
3.3 平均摩尔质量 (7)
3.4 平均密度 (7)
3.5 液体表面力 (9)
3.6 液体黏度 (9)
4.精馏段气液负荷计算 (10)
5.塔和塔板主要工艺尺寸计算 (11)
5.1 塔径 (11)
5.2 溢流装置 (12)
5.3 塔板布置 (15)
5.4 筛孔数与开孔率 (15)
5.5 塔的有效高度（精馏段） (16)
5.6 塔高计算 (16)
6.筛板的流体力学验算 (16)
6.1 气体通过筛板压强降相当的液柱高度 (16)
6.2 雾沫夹带量的验算 (18)
6.3 漏液的验算 (18)
6.4 液泛验算 (18)
7.塔板负荷性能图 (19)
7.1 雾沫夹带线（1） (19)
7.2 液泛线（2） (20)
7.3 液相负荷上限线（3） (21)
7.4 漏液线（气相负荷下限线）（4） (21)
7.5 液相负荷下限线（5） (22)
8.筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23)
9.精馏塔的附属设备及接管尺寸 (24)
三、设计小结 (25)
四、主要参考文献 (25)
一、精馏流程的确定
乙醇—水混合液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷凝后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

二、课程设计报告容
1.塔的物料计算
1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数
089.018
/8046/2046
/20=+=F x
86.018
/646/9446
/94=+=
D x
0004.018
/9.9946/1.046
/1.0=+=W x
1.2 平均摩尔质量
kmol kg M F /49.2018)089.01(46089.0=⨯-+⨯= kmol kg M D /08.4218)86.01(4686.0=⨯-+⨯= kmol kg M W /01.1818)0004.01(460004.0=⨯-+⨯=
1.3 物料衡算
总物料衡算 3.333324/80000=='-'W F 轻组分物料衡算 3.33332.0001.094.0⨯='+'W D 联立二式得：
h kg F /5.15728=' h kg D /3.3333='
h kg W /2.12395='
各物料数值为：
h kmol F /62.76749.20/5.15728== h kmol D /21.7908.42/3.3333== h kmol W /24.68801.18/2.12395==
2.塔板数的确定
2.1 理论塔板数N T 的求取
乙醇—水属于理想物系，可采用M.T.图解法求N T 。

2.1.1 根据乙醇—水的气液平衡数据如下表
液相中乙醇 的摩尔分数
气相中乙醇 的摩尔分数
液相中乙醇 的摩尔分数 气相中乙醇 的摩尔分数 0.0 0.0 0.25 0.551 0.10 0.11 0.30 0.575 0.02 0.175 0.4 0.614 0.04 0.273 0.5 0.657 0.06 0.34 0.6 0.698 0.08 0.392 0.7 0.755 0.1 0.43 0.8 0.82 0.14 0.482 0.894 0.894 0.18 0.513 0.95 0.942 0.2
0.525
1.0
1.0
表1：乙醇—水气液平衡数据
2.1.2 求最小回流比R min 及操作回流比R 。

因泡点进料，在图1中对角线上自点e （0.09，0.09）作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为y q = 0.41，x q = 0.09，此时最小回流比为：
41.109
.041.041
.086.0min =--=
--=
q
q q D x y x x R ①
由于此时乙醇—水系统的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a 点（x D ，x D ）作平衡线的切线aq 并延长与y 轴相交于c 点，截距为0.28，即
07.228
.028
.086.028.028.0min =-=-=
D x R ②
当最小回流比为①时，比②还要小很多，已出现恒浓区，需要无穷多块塔板才能达到g 点。

所以对具有下凹部分平衡曲线点物系求R min 时，不能以平衡数据（y q ，x q ）代入。

图 1 M.T.图解法求N T
取操作回流比14.407.222min =⨯==R R
2.1.3 求理论塔板数N T
精馏段方程 ： 167.0805.01
14.486.0114.414.411+=+++=+++=
x R x x R R y D
如图所示按照M.T.图解法作图可知：
N T =21（包括再沸器），其中
精馏段17层
F
D
W 0.089
0.00040.86
0.20.40.60.8
1.0
0.41
0.28
提馏段4层（包括再沸器） 第18层为进料板。

2.2 全塔效率E T
根据已知条件，E T = 52 % 2.3 实际塔板数N 精馏段 层精337.3252.017
≈==
N 提馏段 层提
87.752
.04N ≈== 3.塔点工艺条件及物性数据计算
3.1 操作压强P m
塔顶压强 kPa P D 3.1053.1014=+= 取每层压强降 kPa 6.0P =∆，则进料板压强
kPa 1.1256.0333.105P F =⨯+=
精馏段平均操作压强：
kPa 2.1152
1
.1253.105P M =+=
3.2 温度t m
根据操作压强，有
B B A A
x P x P P 00
+= 纯组分的饱和蒸汽压P 0和温度t 的关系可用安托尼（Antoine ）方程表示，即
C
t B
A p +-=0lg
A B C CH 3CH 2OH 8.04496 1554.3 222.65 H 2O (60―150℃) 7.96681 1668.21 228 H 2O (0―60℃) 8.10765 1750.286 235
注：式中P 为mmHg ，t 为℃，1mmHg=0.133kpa
表2：安托尼公式相关系数 组分数据：
塔顶x A =0.86 x B =0.14 P=105.3kPa 进料x A =0. x B =0.965 P=125.1kPa 试差法计算，导入Excel 可得： 塔顶 t D = 81.47℃ 进料 t F = 104.88℃ 此时精馏段平均温度 18.932
88
.10447.81=+=精m t ℃
3.3 平均摩尔质量M m
塔顶 86.01==y x D 852.01=x
08.4218)86.01(4686.0=⨯-+⨯=VDm M 80.4118)85.01(4685.0=⨯-+⨯=LDm M
进料板 25.0=F y 035.0=F x
kmol kg M VFm /2518)25.01(4625.0=⨯-+⨯= kmol kg M LFm /89.1818)035.01(46035.0=⨯-+⨯=
则精馏段平均摩尔质量：
kmol M Vm /kg 54.332
25
08.42)(=+=精
kmol M Lm /kg 99.292
89
.1808.41)(=+=精
3.4 平均密度ρm
3.4.1 液相密度ρLm 由式 LB
B
LA A Lm
ραραρ+=
1
（α为质量分数）
温度/℃ 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 乙醇密度/kg/m 3 795
785
777
765
755
746
735
730
716
703
水密度/kg/m 3
998.2 995.7 992.2 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 951.0
表3 乙醇与水的密度
已知：LB ραραρ///1B LA A Lm +=（α为质量分数）
根据表3的密度值，当塔顶温度为81.47℃，由拉格朗日插值法可知：
735
80
47.817467358090--=--乙ρ 3/kg 4.733m =乙ρ
8
.97180
47.818.9713.9658090--=--水ρ 3/kg 8.970m =水ρ
8
.97006
.04.73394.01
+=
LmD
ρ 3745.2kg/m =LmD ρ 进料板，由加料板液相组成035.0=A x ，进料板温度104.88℃时
085.018
)035.01(46035.046
035.0=⨯-+⨯⨯=
A α
716100
88.104716703100110-'-=--乙ρ 3/kg 7.709m ='乙
ρ 4
.958100
88.1044.9580.951100110--=--水ρ 3/kg 8.954m ='水
ρ 8
.954085
.017.709085.01
-+=
LmF
ρ 3/8.927m kg LmF =ρ 故精馏段平均液相密度：
3(/6.8368.9273.7452
1
m kg Lm =+=）（精）ρ
3.4.2 气相密度mV ρ
3(/30.1)
1.27318.93(314.854
.338.117m kg RT M P Vm m Vm =+⨯⨯==
精）ρ
3.5 液体表面力m σ
温度/℃ 20
30
40
50
60
70
80
90
100 110
表面力/σ×103N/m
乙醇 22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18 17.15
16.2 15.5 14.4
水 72.6 71.2 69.6 67.7 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8 56.9
表4 乙醇—水的表面力与温度的关系
在塔顶处，温度为81.47℃，此时 乙醇：
15
.1780
47.8115.172.168090--=--乙σ m mN /01.17=乙σ
水：
7
.6080
47.816.627.608090--=--乙σ m mN /42.60=水σ
在进料处，温度为104.88℃，此时
乙醇：
5.15100
88.1045.154.14100110--=--乙σ m mN /96.14=乙σ
水：
8
.58100
88.1048.589.56100110--=--水σ m mN /87.57=水σ
∑==n
i i i m x 1
σσ
m mN m /08.2342.6086.0101.1786.0(=⨯-+⨯=）（顶）σ m mN m /37.5687.57035.0196.14035.0(=⨯-+⨯=）（进）σ
则精馏段平均表面力为：
m mN m /73.392
37
.5608.23(=+=
精）σ
3.6 液体黏度
Lm μ
液体的黏度可根据式
B
A T A -=
1lg μ 对于乙醇，其中64.686=A ，88.300=B
温度T ——℃ 黏度μ——mPa ·s 对于水，可根据水的物性参数表知
温度/℃ 70 80 90 100 110 黏度/μ×105Pa ·s
40.61
35.65
31.65
28.38
25.89
表5 水的黏度与温度的关系
塔顶：88
.30064
.68647.8115.27364.686lg 1-
+=-=
B A T A μ m mPa ⋅=480.0乙μ
65
.3580
47.8165.3565.318090--=--水μ s 0.351mPa s Pa 1006.355⋅=⋅⨯=-水μ
进料：88
.30064
.68688.10415.27364.686lg 1-
+=-=
B A T A μ m mPa ⋅=342.0乙μ
38
.28100
88.10438.2889.25100110--=--水μ s 0.272mPa s Pa 1016.275⋅=⋅⨯=-水μ
∑==n
i i i Lm x 1
μμ
s mPa L ⋅=⨯-+⨯=462.0351.086.01480.086.0(）（顶）μ s mPa L ⋅=⨯-+⨯=274.0272.0035.01342.0035.0(）（进）μ 则精馏段平均液相黏度为：
s mPa Lm ⋅=+=
368.02
274
.0462.0(精）μ
4.精馏段气液负荷计算
h kmol D R V /14.40721.79)114.4()1(=⨯+=+=
s m VM V Vm Vm S /92.230
.1360054
.3314.40736003((=⨯⨯=
=
精）
精）ρ
h kmol RD L /93.32721.7914.4=⨯== s m LM L Lm Lm S /0033.06
.836360034
.3093.32736003((=⨯⨯=
=
精）
精）ρ
h m L L S h /88.1136000033.036003=⨯=⋅=
5.塔和塔板主要工艺尺寸计算
5.1 塔径D
参考表6，初选板间距 m 0.40=T H ,取板上液层高度m h L 06.0=
塔径H T /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 /m 200～300
250～350 300～450
350～600
400～600
表6 板间距与塔径的关系
m h H T T 34.006.040.0=-=-
0029.0)30
.16.836)(92.20033.0())((21
21==V L S S V L ρρ
图2 Smith 关系图
由072.020=C
0826.0)20
73.39(
072.0)20
(
2
.02.020=⨯==σ
C C s m C
u V V L /094.230
.130
.16.8360826.0max =-⨯=-=ρρρ 取安全系数为0.70，则
s m u u /466.1094.27.070.0max =⨯==
故 m u V D S
593.1466
.114.392
.244=⨯⨯==
π(满足0.8~1.6的围)
按标准，塔径圆整为m 6.1,则空塔气速为
s /m 453.114
.36.192
.24D V 42
2S =⨯⨯==
πμ实 一般的，在塔径超过1m 时，应按照200mm 增值定塔径。

故取D = 1.8 m 5.2 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。

各项计算如下。

（a ）U 型流 （b ）单溢流 （c ）双溢流 （d ）阶梯式双溢流 图3 溢流装置图
图4 塔板的结构参数 5.2.1溢流堰长w l
取堰长w l 为0.7D ，即 m l w 26.18.17.0=⨯= 5.2.2 出口堰高w h OW L w h h h -= 由7.08.1/26.1/==D l W
m l L W h 67.626
.188
.115.25.2==
图5 液流收缩系数计算图
查液流收缩系数计算图可知E ≈1 m l L E h W h OW
0127.0)26
.188.11(100084.2)(100084.232
32=⨯== 故 m h W 0473.00127.006.0=-= 5.2.3 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由7.0/=D l W 查图弓形降液管的宽度与面积，得 0.145/=D W d 09.0/=T f A A 故 m D W d 261.08.1145.0145.0=⨯==
22
2229.08.14
14.309.04
09
.0m D A f =⨯
==π
则液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即 s L H A S
T f 75.270033
.04
.0229.0=⨯=
=
τ
因为此值大于5s ，可保证足够的停留时间，使溢
流液中夹带的气泡得以分离。

图6 弓形降液管的宽度与面积 5.2.4降液管底隙高度O h
取液体通过降液管底隙的流速s m u /10.00= m u l L h W S O 026.010.026.10033
.00
=⨯='=
5.3 塔板布置
（1）取边缘区宽度m W C 065.0= ，m W S 075.0= （2）开孔区面积 ()()m W W D x S d 564.0075.0261.028
.12=+-=+-=
m W D R c 835.0065.02
8.12=-=-=
2
1222122273.1835.0564.0sin 835.018014.3564.0835.0564.02sin 1802m R x R x R x A a =⎪⎭
⎫ ⎝⎛
⨯⨯+-⨯⨯=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛
+-=--π
5.4 筛孔数n 与开孔率ϕ
图7 筛孔的正三角形排列
取筛孔的孔径mm d 50=，正三角形排列，一般碳钢的板厚mm 3=δ 若0.3/0=d t ，孔中心距mm t 0.150.50.3=⨯= 此时，筛板数为
孔890473.1)15101158()101158(
2
3
23=⨯⨯=⨯=a A t n
开孔区的开孔率为 %1.10%1003
907.0%100A A 2a 0=⨯=⨯=
ϕ （在5%~15%之间） 每层塔板上的开孔面积A 0为 20175.073.1101.0m A A a =⨯==ϕ 气体通过筛孔的气速 s m A V u S /68.16175
.092.200===
5.5 塔的有效高度Z （精馏段）
m Z 8.124.0)133(=⨯-=
5.6 塔高计算 略
6.筛板的流体力学验算
6.1 气体通过筛板压强降相当的液柱高度p
h
σh h h h l c p ++=
6.1.1 干板压强降相当的液柱高度c h
由67.13/5/0==σd ，查图干筛孔的流量系数，84.00=C
图8 干筛孔的流量系数
m C u h L V c 0312.06.83630.184.068.16051.0)()(051.02
200=⎪⎭
⎫
⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯==ρρ
6.1.2 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度l h s m A A V u f T S a /26.1229
.08.114.325.092.22
=-⨯⨯=-=
44.130.126.1=⨯==V a a u F ρ
查表充气系数0ε与a F 的关系，62.00=ε
图 9 充气系数0ε与a F 的关系
()m h h h h OW W L l 0372.006.062.000=⨯=+==εε
6.1.3 克服液体表面力压强降相当的液柱高度σh
m gd h L 00387.0005.081.96.8361073.39443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ
故 m h h h h l c p 072.000387.00372.00312.0=++=++=σ 单板压强降
kPa Pa g h P L p p 7.09.59081.96.836072.0≤=⨯⨯==∆ρ（设计允许值）
6.2 雾沫夹带量
V
e 的验算
气液气＜液kg /kg 1.0kg /025.006.05.24.026.11073.39107.510
7.52
.33
62
.36
kg h
H u e f T a V =⎪⎭⎫
⎝⎛⨯-⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
---σ
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

6.3 漏液的验算
()()m
h h C u V
L L OW 15.930
.16
.83600387.006.013.00056.084.04.413.00056.04.40
=-⨯+⨯=-+=ρ
ρσ
筛板的稳定性系数 ）（5.182.115
.968
.160≥===
OW u u K 故在设计负荷下不会产生过量漏液。

6.4 液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使用降液管中清液层高度()W T d h H H +Φ≤ d L p d h h h H ++=
m h
l L h O
W S
d 00155.0026.026.10033.0153.0153.02
2
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅= m H d 134.000155.006.0072.0=++=
取5.0=Φ，则()()224.00473.04.05.0=+⨯=+ΦW T h H 故()W T d h H H +Φ≤，在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

7.塔板负荷性能图
7.1 雾沫夹带线（1）
2
.36
107.5⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯=
-f T
a V h H u e σ 其中
S S
f T S a V V A A V u 432.0229
.08.114.325.02
=-⨯⨯=-=
…………………（a ） ()⎥⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎢⎣⎡
⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+=+=-3
2336001084.25.25.2W
S
W OW W f l L E h h h h 取近似值0.1≈E ，m h W 047.0=，m l W 26.1=
故 3232
3430.1118.026.136001084.2047.05.2S S f L L h +=⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+=-………（b ） 取雾沫夹带极限值气液kg /1.0kg e V =，已知m /N 1073.393-⨯=σ，m H T 4.0= 将（a ）、（b ）式代入，可得：
2
.33
2
36430.1547.24.0432.01073.39107.51.0⎪⎪⎪⎭
⎫
⎝
⎛
--⨯⨯=--S S L V 整理得 3
2
61.2505.5S S L V -=………………………………………………………（1） 在操作围，任取几个L S 值，依（1）式算出相应的V S 值列于下表中。

s m L S
/3 4106.0-⨯
3105.1-⨯
3100.3-⨯
3105.4-⨯
s
m V S
/3
5.01 4.71 4.52 4.35
依表中数据在VS —LS 图中做出雾沫夹带线（1）
7.2 液泛线（2）
联立式可知
()d OW W p W T h h h h h H +++=+Φ 近似取0.1≈E ，m l W 26.1=
3
233
2
326.136001084.236001084.2⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=--S W S
OW L l
L E h 故 3
25718.0S OW L h = 由于 σh h h h l c p ++=
2
2
2
002000037.06
.83630.1175.084.0051.0051.0051.0S S L V
S L V c V V A C V C u h =⎪
⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=ρρρρ
()32
320354.0029.05718.0047.062.0S S OW W l L L h h h +=⎪⎭
⎫ ⎝⎛+=+=ε m h 00387.0=σ 因此，此时可知
3
2
2
3
22
354.00037.0033.000387.0354.0029.00037.0S
S S S p L V L V h ++=+++=
22
2
06.142026.026.1153.0153.0S S W S
d L L h
l L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅= 由于m H T 4.0=，m h W 047.0=，5.0=Φ，联立上式可知：
()2
3
23
2
2
6.1425718.004
7.0354.00037.0033.0047.04.05.0S S S S L L L V +++++=+
整理得下式
2
3
2
2
385402.25078.38S S S L L V --=……………………………………（2） 在操作围取若干L S 值，依式（2）计算V S 值，列于下表之中，依表中数据 做出液泛线（2）。

s m L S
/3
4106.0-⨯ 3105.1-⨯ 3100.3-⨯ 3105.4-⨯
s
m V S
/3 6.20 5.95 5.76 5.58
7.3 液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为4s ，由式 s m A H L f
T S /0183.05
229
.04.03max ,=⨯=
⋅=
τ
…………………………（3） 液相负荷上限线（3）在V S —L S 坐标图上为与气体流量V S 无关的垂直线。

7.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）
由 3
2
5718.0047.0S OW W L L h h h +=+=
O
S OW A V u min ,=
代入漏液点气速式：
()V
L L O
OW h h C u ρρσ/13.00056.043.4-+=
30.1/6.83600387.05718.0047.013.00056.084.04.432
min ,⨯⎥⎦
⎤⎢⎣⎡-⎪⎭⎫
⎝⎛++⨯=S S L A V
其中，已得出20175.0m A =，代入并整理得：
3
2min ,0743.000784.041.16S s L V += (4)
此即气相负荷下限关系式，在操作围任取n 个L S 值，依式（4）计算相应的 V S 值，列于下表中，依附表中的数据作气相负荷下限线（4）。

s m L S
/3
4106.0-⨯
3105.1-⨯
3100.3-⨯
3105.4-⨯
s
m V S
/3 1.46 1.54 1.59 1.63
7.5 液相负荷下限线（5）
取平堰、堰上液层高度m h W 006.0=作为液相负荷下限条件，取1≈E ，则 3
2min ,3600100084.2⎪⎪⎭⎫
⎝⎛=
W S OW l L E h 3
2
min ,26.136********.2006.0⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=S L 整理上式得
s m L S /1007.133min ,-⨯=…………………………………………………（5） 以此值在V S —L S 坐标图上作线（5）即为液相负荷下限线。

将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。

5条线包围的区域为精馏段塔板操作区，P 点为操作点，OP 线为操作线。

OP 线与线（1）的交点相应气相负荷为m ax ,s V ，OP 线与气相负荷下限线（4）的交点相应的气相负荷为m in ,s V 可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。

精馏段的操作弹性83.252
.130
.4min
,max ,==
=
S S V V 图10 精馏段负荷性能图
(1)
(2)(5)
(3)
(4)
5
10
15
20
2
4
6
8
P
V V s,max
s,min L ×10 /（m /s）S
3
3
V /（m /s）S
3
8.筛板塔的工艺设计计算结果总表
9.精馏塔的附属设备及接管尺寸
选用列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底产品冷凝器，热虹吸式再沸器
三、设计小结
经过两周的化工原理课程设计，受益颇多。

课程设计是一个我们自我学习，自我检测的过程，在设计的过程中，学会自己查阅资料，运用图书馆，网络等可以运用的资源来收集所需的资料，所以，这次的课程设计，是自我完善的良好过程。

在这次设计当中，不论是谁都付出了相当多的努力，同学之间相互研究问题，讨论问题，仔细思考，以寻求问题的答案，这期间，我们同心协力，把互帮互助，团队合作发挥到最大值，同学之间相互帮助，耐心帮助有问题不懂的同学，正是这种互帮互助的精神，才使得我们的设计都非常顺利。

本次，我的设计题目是乙醇和水的连续精馏，这使得我对课本中有关蒸馏的章节有了更加深入的了解和学习，对于蒸馏方面问题的把握也更加准确。

当然，在次过程中，我亦发现了我存在的需都问题，譬如，对概念的把握有些迷糊等，幸而通过设计巩固了所学的知识。

此外，通过设计，让我更加明白了理论联系实际的重要性，无论理论知识学得再好，不能设计出方案也是不行的，但是，反言之，一味追际，而忽略理论知识的重要性也是万万不可的，总之，只有把理论和实际相结合，才能设计出优秀的方案。

当然，我的设计并不完善，还有待改进，望老师予以帮助。

总之，这次设计总体来说应该是自我提高的很好的过程，而我，也认真的体会了这个过程。

相信在以后的学习过程当中，会有很大的帮助。

四、主要参考文献
1、《化工设备设计全书—塔设备》。

路秀林，王者相。

化学工业，2004
2、《化工原理》。

迁乔，王娟，曲虹霞，马卫华。

国防工业，2007
3、《化工传递与单元操作课程设计》。

贾绍义，柴诚敬。

天津大学，2002
4、《化工设计》。

王静康，黄璐。

天津大学，1986
5、《化工原理》。

谭天恩，麦本熙，丁惠华。

化学工业，1992。