47万吨苯-甲苯浮阀精馏塔设计.doc

1、内蒙古科技大学课程设计说明书内蒙古科技大学本科生课程设计说明书 题 目：苯-甲苯浮阀精馏塔设计学生姓名：王蛟龙学 号：0866115136专 业：化学工程与工艺 班 级：化工2008-1班 指导老师：赫文秀 副教授年产4.0万吨纯度为99.8%的苯-甲苯浮阀精馏塔设计31第一章 设计方案确定21.1设计方案21.2装置流程的确定21.3操作压强选择21.4进料热状态的选择21.5回流比的选择2第二章 物与操作线方程32.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算32.2精馏段操作线方程42.2.1最小回流比的确定42.2.2适宜回流比的确定42.2.3操作线方程5第三章 理论塔板数的确定5第四章 实际板层

2、数的确定54.1 塔板总效率的估计54.2层数的确定7第五章 塔和塔板主要的工艺尺寸的设计85.1设计中所有参数的确定85.1.1定性温度的确定85.1.2精馏段参数85.1.3提馏段参数的确定105.2初选塔板间距125.3塔径的计算：（以精馏段数据为准）125.3.1初步计算塔径125.3.2塔径圆整145.4溢流装置与流体流型155.4.1溢流堰（出口堰）155.4.2降液管175.5塔板设计185.5.1塔板布置185.5.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列195.6浮阀塔板得液体力学验算225.6.1气体通过浮阀塔板时的压强降为225.6.2液泛245.6.3雾沫夹带255.7塔板负荷性能图

3、265.7.1雾沫夹带上限线275.7.2液泛线275.7.3液相负荷上限线285.7.4液相负荷下限线285.7.5塔的操作弹性29第六章 塔体结构296.1塔体空间306.2塔底空间306.3人孔306.4塔高30参考文献33致谢34第一章 设计方案的确定1.1设计方案确定本次设计的任务是苯-甲苯浮阀精馏塔。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。1.2装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷凝器喊人产品冷却器等设备。流程中采用汞直接将原料送入塔内；塔底设置再沸器。1.3操作压强选择精馏操作压强选择常压1.4进料热状态的选择采用泡点进料，原料液通过预热器加热至

4、泡点后送入精馏塔内。1.5回流比的选择本设计采用图解法确定最小回流比。第二章 物与操作线方程2.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算总物料衡算 易挥发组分的物料衡算 式中：，,进料、馏出液和釜残液的流量， 进料中易挥发组分的组成，摩尔分率 馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分率 釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分率苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92.进料组成 =0.3884釜残液组成 馏出液组成 塔顶馏出液的平均摩尔质量 塔底馏出液的流量全塔物料衡算 代入相关数据得：，2.2精馏段操作线方程2.2.1最小回流比的确定总压p为101.3下苯甲苯的气液平衡温度组成表t/80.18590951001051

5、10.62.542.512.462.412.37x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.2690由上表得到塔的平均相对挥发度取：由公式 得 =1.7562.2.2适宜回流比的确定根据设计经验，一般物系的适宜回流比为 (1.1-2.0) 10.22 1.1.1Rmin1.2Rmin1.3Rmin1.4Rmin1.5Rmin1.6Rmin1.7Rmin1.8Rmin1.9Rmin2.0Rmin R1.932.112.282.462.632.812.993.163.343.510.059930.10940.16060.2

6、030.24190.27650.30810.33770.36410.38930.580.520.480.450.420.400.370.350.330.32 N27.071423.437521.480820.219.051718.3517.380916.784616.223915.955 然后由上数据得出附图1.1，由图1.1得适宜回流比取2.2.3操作线方程 精馏段操作线方程提馏段操作线方程 第三章 理论塔板数的确定本次设计采用逐板计算法由= =0.9983 （精馏段方程） 计算直到=0.3884 得n=12 精馏段11层（不包括再沸器），第12层为进料板。然后令 计算直到=0.0235 此

7、处得n=7 所以提馏段6层 所以共需17层理论板（不包括再沸器），第四章 实际板层数的确定4.1 塔板总效率的估计在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。塔板效率是否定得合理，对所设计的他在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。由于影响因素很多，目前尚无适用范围和较精确的计算方法。一般用下面三种方法之一来确定：1、 参考工厂同类型塔板，物系性质相同（或相近）的塔效率的经验数据。2、 在生产现场对同类型，类似物系的塔进行实际查定，得出可靠的塔板效率数据。3、 在没有可靠的经验数据作参考室，可采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联

8、图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。式中：全塔效率，无因次；全塔平均温度下的相对挥发度，无因次；顶第一块板上的温度，底最后一层板上的温度，料液在塔顶和塔底平均温度下的粘度，其中： 料中组分i的摩尔分率； 顶、塔底平均温度下各组分液体纯态下的粘度；必须注意此关联是的适用范围是：（1）（2）液体的板长流程长度1.0m，超过1m时，实际可达到的全塔效率比有此式解出的值大。（3）次关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮阀塔可参照使用。有我国某厂八个浮阀塔实例的全塔效率表明，实测数据与由奥康曲线（关联式）所得出的数据基本吻合。苯甲苯的气液平衡数据（苯；%mol,760mmHg

9、）液相组成气相组成沸点液相组成气相组成沸点0.00.0110.5660.079.189.2910020.8105.7170.085.187.3220.037.2101.7880091.284.9730.050.798.2590.095.982.6140.061.995.2495.098.081.3450.071.392.43100.0100.080.01由上数据得图4.1由和从图4.1上查得=80.35 =109.15查化工原理（上册）附表的苯和甲苯在时粘度分别为和故全塔平均温度下的相对挥发度取 全塔效率为4.2层数的确定实际板层数（块）其中应不包含在沸器的理论板层数板第五章 塔和塔板主要的工

10、艺尺寸的设计5.1设计中所有参数的确定5.1.1定性温度的确定定性温度分为精馏段温度和提馏段温度，两个参数由从图3.1查得T进=96.32； ；5.1.2精馏段参数精馏端参数以精馏段的定性温度为依据确定1. 平均组成：据参考平衡数据（一般为数据）即图3.1可确定出精馏段的平均气、液组成，。查附图2得时，2. 精馏段气相体积流率及密度的确定压强的确定：该设计为常压设计，所以P=101.33KPa 其中 3. 精馏段液相体积流率及密度的确定 ； 其中 为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系：根据化工原理课程设计书差得时苯和甲苯的密度分别是和 ，时苯和甲苯的密度分别是和 ，用内插法求得时苯和甲苯的

11、密度分别是和，因此4. 精馏段液体表面张力的确定通过化工原理课（上册）附表查得时，塔顶液相表面张力 同样可查得时，进料板液相表面张力 精馏段液相平均表面张力 5.1.3提馏段参数的确定提馏端参数以提馏段的定性温度为依据确定1.平均组成：据参考平衡数据（一般为数据）即图3.1可确定出精馏段的平均气、液组成，。查图3.1得时，2.提馏段气相体积流率及密度的确定压强的确定： 其中 3.提馏段液相体积流率及密度的确定 ； 其中 为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系得出根据化工原理课程设计书差得时苯和甲苯的密度分别是和 ，时苯和甲苯的密度分别是和 ，用内插法求得时苯和甲苯的密度分别是和，因此4.提馏

12、段液体表面张力的确定通过化工原理课（上册）附表查得时，塔底液相表面张力 由精馏段计算的进料板液相表面张力 提馏相平均表面张力 5.2初选塔板间距塔板间距的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔德操作弹性以及塔德安装、检修等都有关，可参照下表所示经验关系选取。表6.1 板间距与塔径关系塔径，0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距，200-300250-350300-450450-600400-600选定板间距时，应考虑各种不同的实际请况。例如，塔板层数很多时，可选用较小的板间距，适当加大塔径以降低塔的高度；塔内各段负荷差别较大时，也可采用不同的板

13、间距以保持塔径一致；对易起泡沫的物系，板间距应取大些，以保证塔的分离效果；对于生产负荷波动较大的场合，也需加大板间距以保持一定的操作弹性。此外，考虑安装检修的需要，在塔体人孔处的板间距不应小于600-700，以便有足够的工作空间，对只需开手孔的小型塔，开手孔处的板间距可取为450以下。塔板间距初步选定之后，才能进行后续的计算空塔气速，估算塔径等工作。对于所选板间距尺寸是否合理，还需在对塔板布置进行设计后，进行流体力学验算。如不能满足流体力学要求，则还需适当地调整板间距或塔径，至满足为止。本次设计板间距5.3塔径的计算：（以精馏段数据为准）5.3.1初步计算塔径根据流量公式有：式中：塔内的气相流

14、量， 空塔气速，一般适宜的空塔气速为极限空塔气速的0.60.8倍，即而式中：极限空塔气速， 、分别为液相和气相的密度， 负荷系数，负荷系数可由Smith关联图差得化工原理课（下册），即图6.1横坐标是量纲为1的比值，称为液气动能参数，它反映液、气两相的流量与密度的影响，而反映液滴沉降空间的高度对负荷参数的影响。板上液层高度应由设计者首先选定。对于常压塔一般取为0.050.1（通常取0.050.08）；对于减压塔应取低些，可低至0.0250.03。由于本次设计是在常压下操作，故取 。Smith关联图是按液体表面张力的物系绘制的，若所处理的物系表面张力为其他值，则须按下式校正查出的负荷系数，即式中

15、：操作物系的液体表面张力，； 操作物系的负荷系数，。，查图得 极限空塔气速 空塔气速 初算塔径 5.3.2塔径圆整初步算出塔径后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。一般塔径在1以内时，按100增值圆整。塔径超过1时，按200增值圆整。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200等。塔径圆整后，计算圆整塔径下的空塔气速，即并校核安全系数 ，在的范围以内。应予指出，前面所述算出的塔径仍为初估塔径。此后尚需进行流体力学验算合格后才能确定为实际塔径，否则应进行调整。另外，若精馏段与提馏段负荷变化较大，则需分段计算塔径。5.4溢流装

16、置与流体流型板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管及受液管。溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径。一般根据塔径与液体流量，本设计采用单流型，液体流径长、板面利用好，塔板结构简单，直径2.2以下的塔普遍采用此型。一般可根据初估塔径和液体流量，选塔板的液流型式。降液管有圆形与弓形两类。本设计采用内弓形降液管，其在直径较小的塔板中均适用。5.4.1溢流堰（出口堰） 为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰（出口堰）。1. 堰长依据溢流型式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板堰长一般为；双溢流型塔板，两侧堰长取为，其中为塔径。堰长也可以由溢流强度计算。溢流强度即通过单位堰长的液体流量，一般筛

17、板及浮阀塔的堰长溢流强度应为：式中： 溢流堰长， 液体流量，对于少数液气比较大的过程堰上溢流强度可允许超过此范围，有时为增加堰长也可增设辅助堰，由于此次设计选用单溢流型塔板，故选取验算，符合要求。求。2. 堰高堰高于板上液层高度及堰上液层高度的关系如下式中：板上液层高度， 堰上液层高度，板上液层高度取0.05 ，=0.050.0193=0.03073. 堰上液层高度堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压降增大，雾沫夹带增加。对平直堰，设计时一般应大于0.006，若低于此值或液流强度时，应改用齿形堰。也不易超过，否则可改用双型溢流型塔板。平直堰按下式计算：式中：堰长， 塔内液体

18、流量， 液流收缩系数，可根据图查取，取E=1.03因此 一般筛板、浮阀塔板的板上液层高度在范围内选取。故依以上关系计算堰上液层高度后，可依下式决定堰高，即。将值代入上式得，满足要求在工业塔中，堰高一般为，减压塔为，高压塔，一般不宜超过0.1。堰高还要考虑降液管底端的液封，一般应使堰高在降液管底端0.006以上，大塔径相应增大此值。若堰高不能满足液封要求时，可设进口堰。5.4.2降液管1.降液管的宽度与截面积弓形降液管的宽度与截面积可根据堰长与塔径的比值，由图4.3查取。，查得，查化工原理课（下册）塔板结构猜数系列化标准（单溢流型）得塔径为2000时，塔截面积 ，因此 ，降液管的截面积应保证溢流

19、液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算在降液管内的停留时间，即：式中：液体在降液管中的停留时间， 降液管的截面积，2. 降液管底隙高度降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以表示。为保证良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取为：也可按下式计算：式中：一液体通过降液管底隙的流速，一般，不宜超过。也不宜小于，以免引起堵塞。取， 符合要求。3.受液盘及进口堰一般情况多采用平行受液盘，有时为使液体进入塔板时平稳并防止塔板液流进口处头几排阀孔因冲击而漏液，

20、对直径为800以上的塔板，也推荐使用凹形受液盘，此种结构也便于液体侧线抽出，但不宜使用易聚合或有悬浮物的料液。当大塔采用平行受液盘时，为保证降液管的液封并均布进入塔板的液流，也可设进口堰。5.5塔板设计5.5.1塔板布置塔板的板面一般分为四部分即：1. 开孔区为布置筛孔、浮阀等部件的有效传质区，亦称鼓泡区。其面积可以在布置板面上的开孔后求得，也可直接计算。对垂直弓形降液管的单流型塔板可按下式计算，即：式中：开孔区面积， ， ，参数计算：开孔区面积：2. 溢流区溢流区面积为降液管面积，3. 安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区（破沫区），其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹

21、带大量泡沫进入降液管。其宽度可参考下列经验值选定：时 时 直径小于1的塔可适当减小。在设计中，故选4. 无效区在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，称为无效区。其宽度视需要选定，小塔为，大塔可达。为防止液体经边缘区流过而产生“短路”现象，可在塔板上沿塔壁设置旁流挡板。设计中选定5.5.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列1.阀孔孔径孔径由所选定浮阀的型号决定。型（即V-1型）浮阀使用得很普遍，已定为部颁标准。型浮阀的孔径为39，故2.浮阀数目的确定为确定浮阀数，先要求操作时阀孔气速。对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。浮阀全开时的阀孔气速称为阀

22、孔临界气速。工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为： 由此关系可决定。式中：气相密度，取，得，通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔速度。但在实际操作中，则视具体情况，可在等于、小于或大于阀孔临界气速下进行操作。如常压和加压操作时，取；负压操作时，取，在特殊情况下（如气体或蒸汽密度很小），可取得更低一些，以满足塔板压强降严格限制的要求。因为本次设计是在常压下操作，所以浮阀数可根据上升蒸汽量，阀孔气速和孔径用下式算出：3. 浮阀塔板的开孔率浮阀塔板的开孔率是指阀孔面积与板截面积之比，即：式中： 塔板面积， 阀孔总面积， 适宜的空塔气速，其余符号同前。在常压塔、减压塔中开孔率为；在加压塔中，开孔

23、率小于，常见的为；在小直径塔中开孔率较低；一般为。开孔率的计算：，满足要求。为了适应塔中的各板或各段汽（气）相负荷的不同要求，设计时往往改变各板或各段塔板的开孔率。4. 阀孔的排列阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气）泡透过，一般按三角形排列。在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时，相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀，故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。在整块式塔板中，浮阀常以等边三角形排列，其空心距一般为75，100，125，150等几种。在分块式塔板中，为便于塔板分块，浮阀一般按等腰三角形排列，三角形排列，三角形得底边固定为75，三角形高度为65，70，80

24、，90，100，110几种，必要时还可以调整。塔板上浮阀得排列，在绘图布置前，还需要计算或来进行排列。先确定，（），和，算出鼓泡区面积和浮阀数，则可由下列两式之一确定：mm对于分块式塔板，由于塔板塔接要占用一部分鼓泡区面积，所以实际布置阀孔时值应比计算值小，因此取 t=75mm5. 核算阀孔动能因数及开孔率由于实际排得的孔数不一定相等，所以浮阀布置后，还应进行及开孔率得核算：阀孔气速：浮阀动能因数：若不在范围内，则需调整布置至满足为止。开孔率： 应在为宜。根据作塔板布置图得，浮阀动能因数： 在要求得范围内；开孔率： 也在范围内。5.6浮阀塔板得液体力学验算塔板液体力学验算得目的是为了检验以上初

25、算塔径及塔各相工艺尺寸得计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目如下：5.6.1气体通过浮阀塔板时的压强降为：式中： 气体通过每一层浮阀塔板得压强降， 气体克服干板阻力所产生得压强降， 气体克服板上充气液层得静压强所产生得压强降， 气体克服液体表面张力所产生的压强降，习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成：式中： 与相当得液柱高度， 与相当得液柱高度， 与相当得液柱高度， 与相当得液柱高度，1. 干板压降由于浮阀全部开启前后，其干板阻力的计算规律不同，故在计算干板压降前，首先需确定临界孔速。临界孔速是板上所有浮阀全部开启时，气体通过阀孔得速度，以表示。对型重阀：当

26、（阀未全开）当 （阀已全开）式中： 阀孔气速， 液体密度， 气体密度，临界孔速： 由于， 符合要求。2. 板上充气液层阻力一般以经验公式计算 式中： 板上液层高度， 反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无因次。液相为水时，；为油时；为碳氢化合物时，。由于本设计体系为苯和甲苯，故取。板上充气液层阻力 3.液体表面张力所造成的阻力式中： 液体的表面张力， 浮阀的开度，由于浮阀塔的值通常很小，计算时可以从略。一般地说，浮阀塔压降比筛板塔的大，而比泡罩塔的小，因次设计中将其忽略。对常压或加压塔，允许的压降范围为：265530，减压塔为200左右。塔内液体的液柱高度 5.6.2液泛为使液体能由上层

27、塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度用来克服相邻两层塔板间的压强降、板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。因次，可用下式表示：式中： 上升气体通过一层塔板所相当的液柱高度， 板上液层高度， 与液体流过降液管的压强降相当的液柱高度，可按下式计算：当板上不设进口堰时 式中： 液体体积流量， 堰长， 降液管底隙高度， 液体通过降液管底隙时的流速，为防止液泛发生，应保证降液管中当量清液层高度不超过上层塔板的出口堰。为此，应使 式中： 系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。 对一般物系，可取为0.30.4；对不易发泡物系，可取0.60.7.取，符合

28、防止淹塔要求。5.6.3雾沫夹带通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定指标。即大塔 泛点率80%直径0.9以下塔 泛点率70%减压塔 泛点率900 的大塔，取泛点率=75%为其雾沫夹带量上限，则：按泛点率为75%计算如下可整理出 依式算出相应的值列与下表中。据此，可做出雾沫夹带线（1）表6.20.0000.0104.243.915.7.2液泛线指降液管内泡沫层允许达到最大值时的关系。塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。时可整理出的曲线方程。其

29、中： 得出曲线方程为在操作范围内任取若干个值，算出相应的值列于下表中表6.30.0010.0050.010.0155.505.264.934.50据表中数据做出液泛线（2）5.7.3液相负荷上限线当降液管尺寸一定时，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时间过短，则其中气泡来不及释放就带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。要求液体在降液管内的停留时间秒，取秒计算，则求出上限液体流量值。在图上做出液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线（3）。4.7.4泄露线气相负荷下限线（为发生严重漏液现象时的最低气相负荷）对型重阀，当时，泄漏量接近10%为确定气相负荷下限的依据。当时，据此做出与液体

30、流量无关的水平漏液线（4）5.7.4液相负荷下限线为保证板上液流分布均匀，提高接触效果，取堰上液层高度作为液相负荷下限。由于可以推出：所以：=0.0012由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成的区域即为适宜操作区。根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线，见附图。由塔板负荷性能图可以看出：（1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区以内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限和下限，进而求出操作弹性。5.7.5塔的操作弹性在塔的操作液气比

31、下，在附图上作出操作线OP（操作点与坐标原点的连线），操作线OP与负荷性能图交点的气相负荷与之比，称为操作弹性。操作弹性 在34范围内。设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。第六章 塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其它处根据需要决定其间距。6.1塔体空间塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。因板间距，故选取塔顶间距6.2塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值

32、由如下两因素决定，即：（1） 塔底贮液空间依贮存液量停留或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。（2） 塔底液面至最下层塔板之间要有的间距，大塔可大于此值。选塔底空间6.3人孔一般每隔层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600，人孔直径一般为（特殊的也有长方形人孔），其伸出塔体的筒体长为，人孔中心距操作平台约。本次设计中计算得实际板层数为32，故设人孔5个，并且选人孔处板间距。6.4塔高式中： 塔高（不包括封头、裙座）， 实际塔板数 进料板数 进料板处板间距， 人孔数 设人孔处的板间距， 塔顶空间（不包括头盖部分）， 塔底空间（不包括

33、底盖部分）， 现将计算结果汇总列于下表浮阀塔板工艺设计计算结果项 目数值及说明备 注塔径D/m2.0板间距0.4塔板形式单溢流弓型降液管分块式塔板空塔气速0.9016堰长1.4堰高0.0307板上液层高度0.05降液管底隙高度0.0329浮阀数308等腰三角形叉排阀孔气速7.097阀孔动能因数11.71临界阀孔气速7.27孔心距0.075指同一横排的孔心距排间距0.070指相邻二横排的中心线距离单板压降562液体在降液管内停留时间16.41降液管内清液层高度0.1019泛点率/%50.13气相负荷上限2.58雾沫夹带控制气相负荷下限1.114漏液控制操作弹性3.54参考文献：【1】、路秀林 王

34、者相主编塔设备 化学工业出版社【2】、夏清 陈常贵主编化工原理（上、下） 天津大学出版社【3】、贾绍义 柴诚敬主编化工原理课程设计 天津大学出版社【4】、自编讲义化工原理课程设计【5】、朱有庭 曲文海 于浦义主编化工设备设计手册（下） 化学工业出版社【6】、贾紹义等编 化工传递与单元操作课程设计 天津大学出版社2002【7】、程能林 胡声闻主编溶液手册（上册） 化学工业出版社1986致谢两个星期的化工原理设计即将结束了，以前学的都是课本上的理论，这次用于设计和实践，有很多考虑不周全以及不懂的地方，如果没有老师的悉心指导，同学的帮助，想要完成这个设计是难以想象的。首先要感谢我的老师郝文秀副教授，在设计的全过程中，郝老师为我们指正错误，引导我们正确思路。在此，谨向老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意。其次我要感谢的是在设计过程中帮助过我的同学们，让我明白大家的力量是无穷的。在此我说声谢谢！