化工原理课程设计苯乙苯浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计.docx

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1、物力减帝区HUNAN CHY UNIVERSITY2007级化学工程与工艺专业化工原理课程设计说明书题 目：浮阀式连续精微塔及其主要附属设备设计姓 名：何滔滔班级学号：0708102-08指导老师：王锋同组学生姓名：孙威、李湘、牟立梁完成时间：2010年5月7日化工原理课程设计评分细则评审 单元评申要素评审内涵评审等级检查 方法指导 老师 评分检阅 老师 评分设计 说明书35%格式规范是否符合规定的格式要求5-44-33-22-1格式标准内容完整设计任务书、评分标准、主要设备计算、作图、后记、参考文献、小组成员及承担任务10-88-66-44-1设计 任务书设计方柔方案是否合理及 是否有创新1

2、0-88-66-44-1计算 记录工艺计算过 程计算过程是否止确、 完整和规范10-88-66-44-1计算 记录设计 图纸 30%图囿布置图纸幅面、比例、标题栏、 明细栏是否规范10-88-66-44-1图囿布 置标准标注文字、符号、代号标注 是否清晰、正确10-88-66-44-1标注 标准与设计 吻合图纸设备规格与计算结果是否吻合10-88-66-44-1比较图纸 与说明书平时 成绩20%出勤计算、上机、手工制图10-88-66-44-1现场 考察卫生 与纪律设计室是否整洁、 卫生、文明10-88-66-44-1答辩 成绩15%内谷表述答辩表述是否清楚5-44-33-22-1现场 考察内

3、容是否全面5-44-33-22-1回答问题回答问题是否止确5-44-33-22-1总 分综合成绩 成绩等级指导老师评阅老师（签名）（签名）月日月 日说明：评定成绩分为优秀(90-100),良好(80-89),中等(70-79),及格(60-69)和不及格(60)目录一、设计任务书(3)二、主要设备设计计算和说明 (5)1 .课程设计的目的 (5)2 .课程设计题目描述和要求 (5)3 .课程设计报告内容 (5)3.1 流程示意图(5)3.2 流程和方案的说明及论证 (6)3.2.1 流程的说明(6)3.2.2 方案的说明和论证(6)3.2.3 设计方案的确定 (7)4 .精储塔的工艺计算(8)

4、4.1 精储塔的物料衡算 (8)4.2 分段物料衡算(8)4.3 理论塔板数NT的计算(9)4.4 实际塔板数的计算 (10)4.5 工艺条件及物性数据计算 (10)4.5.1 操作压强 Pn-(10)4.5.2 操作温度t(11)4.5.3 平均摩尔质量M-(11)4.5.4 平均密度 pm-(11)4.5.4.1 液相密度 p lm(11)4.5.4.2 气相密度 p m-(12)4.6 液体表面张力(Tm-(12)4.7 精微段气液负荷计算 (12)4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算 (12)4.8.1 塔径(12)4.8.2 溢流装置(设有进口堰) (14)4.8.3 降液管的宽度W与降

5、液管的面积A(14)4.8.4 降液管底隙高度ho(15)4.8.5 塔板布置及浮阀数目与排列 (16)4.9 塔板流体力学计算 (17)4.9.1 气体通过塔板的压强降相当的液柱高度 (17)4.9.2 淹塔(17)4.9.3 雾沫夹带(18)4.10 塔板负荷性能图 (18)4.11 辅助设备-冷凝器的选取(21)三、工艺设计计算结果汇总表 (21)四、参考文献(24)(25)五、后记、设计任务书1设计题目9万吨浮阀式连续精微塔及其主要附属设备设计2工艺条件生产能力：90000吨/年(料液)年工作日：300天原料组成：40嘛，60期苯(质量分率，下同)产品组成：储出液97%苯，釜液2%苯操

6、作压强：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：自选3设计内容(1)确定精微装置流程，绘出流程示意图。(2)工艺参数的确定基础数据的查找及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理 论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。(3)主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。(4) 流体力学计算流体力学验算，操作符合性能图及操作弹性等。(5) 主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算料液泵设计计算；流程计算及选型。4设计结果总汇5主要符号说明6参考文献二、主要设备设计计算和说明1 .课程设计的目的化工原理课程设计

7、是以个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段.通过课程设计达到如下目的： 巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化 ；培养学生计算技能及应用所学理论知识部分分析问题和解决问题的能力；熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；（6）通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计 思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； 学会编写设计说明书。2 .课程设计题目描述和要求本设计采用连续操作方式。设计一板式塔，板空上安装浮

8、阀，具体工艺参数 如下：生产能力：90000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：40啾,60刈苯（质量分率，下同）产品组成：储出液97%苯，釜液2%苯操作压强：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=23 .课程设计报告内容3.1 流程示意图冷凝塔-塔顶产品冷却器-苯的储罐-苯；T回流原料-原料罐-原料预热器-精储塔塔釜3.2 流程和方案的说明及论证3.2.1 流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合进入原料罐， 在里面停留一定的时间之后，通过 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 储塔中。因为被加热到了泡点，混合物中既有气

9、相混合物，又有液相混合物，这 时候原料混合物就分开了，气相混合物在精微塔中上升，而液相混合物在精储塔 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， 部分进入到塔顶产品冷凝器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐， 而其中的气 态部分重新回到精储塔中，这个过程就叫做回流。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，完成苯和甲苯的分离。3.2.2 方案的说明和论证浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点： 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，具开孔面积大于泡罩塔板， 生产能力比泡罩塔板大20% 40%,与筛板塔接近。 操作弹性大，由于阀片

10、可以自由升降以适应气量的变化，因此位置正常的操作而允许符合波动范围比筛板塔、泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故汽液接触时间较长， 而雾沫夹带量小，塔板效率高。 气体压降及液面落差小，因汽液流过浮阀塔板时阻力较小，是气体压降及 液面落差比泡罩塔小。 塔的造价低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50% 80%,但是比筛板塔图20% 30%浮阀塔盘的操作原理和发展浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排 列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。 蒸汽自阀孔上开，顶开

11、阀片， 穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当 宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防 止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵。推广受 到一定限制。随着科学技术的不断发展。各种新型填料，高效率塔板不断被研制 出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越 深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合 适。3.2.3 设计方案的确定操作压力：精储操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则 来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减

12、压操作。本次设计苯和甲苯为 一般物料，因此，采用常压操作。进料状况进料状况有五种：过冷液，饱和液，汽液混合物，饱和气，过热气。但在实际操 作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。 不受季节气温的影响，此外泡点进料精储段与提储段的塔径相同， 在设计和制造 上也较方便。本次设计采用泡点进料，即 q=1。加热方式精储釜的加热方式一般采用间接加热方式。冷却方式塔顶的冷却方式通常用水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低， 可考虑用冷却盐水来冷却。热能利用精储过程的特性是重复进行气化和冷凝。 因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上述设计方案

13、的讨论及设计任务书的要求， 本设计 采用常压操作，泡点进料，直接蒸汽加热以及水冷的冷却方式， 适当考虑热能利 用。4 .精储塔的工艺计算4.1 精储塔的物料衡算根据工艺的操作条件可知:料液流量 F=152.6Kmol/h料液含苯摩尔分数X=竺生81 =0/4140/78.11 60/92.13塔顶产品含苯摩尔分数为x户0.9744塔底产品含苯摩尔分数为X =0.0235由公式:F=D+WF Xf 二D Xd W Xw代入数值解方程组得：塔顶产品（储出液）流量D=60.86 Kmol/h ;塔底产品（釜液）流量 W=81.7Kmol/h4.2 分段物料衡算1206.350生死口七工口lgPa*=

14、 6.032 女托尼万程t 220.237.*lg Pb =6.0781343.94t 219.58安托尼方程*-P总_P b_泡点方程 * * .P a - P b根据Xa从化工原理书中查出相应的温度根据以上三个方程，运用试差法可求出Pa*,Pb*当 x a=0.395 时，彳贸设 t=92 C Pa*=144.544P , Pb*=57.809P, 当 x a=0.98 时，彳贸设 t=80.1 C Pa*=100.432P , Pb*=38.904P, 当 x a=0.02 时，假设 t=108 C Pa*=222.331P , Pb*=93.973P, t=99.0 C是进料口的温度，

15、t=81.9 C是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，t=108 C是釜液需被加热的温度。根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致papP-a294-OP5盼0 0(t=80.1 C)所以平衡方程为axy 二11(a - 1) x 2.500 x(11.500 x)最小回流比Rmin为min1.39所以 R=1.45Rmin=2.00所以精储段液相摩尔流量L(Kmol/h)=R5 2 60.86=121.7kmol/h精储段气相摩尔流量V(Kmol/h)=(R+1)D= 3 60.86=202.4 kmol/h所以，精储段操作线方程ym+当.蚊心 一0.01 =0.667x n+0.325因为

16、泡点进料，所以进料热状态 q=1所以，提储段液相摩尔流量L(kmol/h) =L+qF 提储段气相摩尔流量V(kmol/h) =V-(1-q)F 所以，提储段操作线方程L Xm WXWym 1m W -1.424 X m - 0.01m Iv v -m4.3 理论塔板数NT的计算(1)由精储段和提储段操作线方程按常规作图 1 (见下页)图1理论塔板数图解得NT= (15.5-1 )层，其中精储段理论板数为7层，提留段理论板数为7.5层第8层为加料板。4.4 实际塔板数的计算可查得：苯在泡点时的黏度 以a(mPa.s) = 0.267 ,甲苯在泡点是的黏度叱b(mPa.s) =0.275 ,所以

17、：平均黏度.av(mPa.s) = _aXXf+-x (1-x f) =0.45 x 0.267+(1-0.45)义 0.275=0.271所以：总板效率 Et=0.17-0.6161g0.271 =0.52实际精储段塔板数为Ne1=7/0.52=13.4 (14块)实际提储段塔板数为Ne2=7.5/0.52=14.9 (15 块)实际板数Ne=14+15=294.5 工艺条件及物性数据计算4.5.1 操作压强Pm塔顶压强 PD=4+101.3=105.3kpa,取每层塔板的压强降为4 p=0.5kpa,则进料压强 PF=105.3+14X 0.5=112.3KPa平均操作压强Pm=108.8

18、kpa4.5.2 操作温度tm根据操作压强，依下式试差计算操作温度：P = Paxa+PbxB试差计算结果tD=81.90C,进料板tF=99.00C,则精储段平均温度4.5.3 平均摩尔质量 Mn塔顶 xD=y1=0.974x 1=0.939MvD=0.974*78.11+(1-0.974)*92.13=78.47kg/kmolMld=0.936P78.11+(1-0.939)*92.13=78. 97kg/kmol进料板 y f=0.638 x f=0.419MvFm=o.638*78.11+(1-0.638)*92.13=83.19kg/kmolMLFm=0.419*78.11+(1-0

19、.419)*92.13=86.26kg/mol则精微段平均摩尔质量：Mv精=78.47+83.172=80.8378.97 86.262= 82.614.5.4 平均密度p m4.5.4.1 液相密度p lm依下式1/ p lm = a/ p LA+%/ p LB (a为质量分数)10.970.03塔顶mD 812.87 808.103p LmD813.01kg/m进料板，由加料板液相组成，xa=0.4190.419 78.11aA =0.419 78.11 (1-0.419)92.13=0.37910.379 1 -0.379=十：LmF 793.6791.3p Lm=792.17精微段平均

20、液相密度1 , 3PLm精=-x (813.01 + 792.17)= 802.59kg/m34.5.4.2气相密度p mvPmM Vm精PmV 精=RT108.8 80.838.314(90.45+271.1)3=2.91kg/m4.6 液体表面张力(T m nm = 、 邓1i 1仃 m顶=0.974 父 21.56 + 0.0256 义 21.04=21.55mN/m二 m 进=0.419 19.69+0.581 12.98=19.28mN/m精储段平均表面张力为：21.55 19.282=20.41mN / m4.7 精微段气液负荷计算V= (R+1)D= (2+1) *60.86=2

21、02.4kmol/hVMVm精202.4父80.83 3,Vs1.56m / s3600 7Vm精3600 2.91L=RD=2*60.86=121.72kmol/hLM Lm精3600 PLm精121.72 82.613600 802.59=0.00348m3/sLh=12.528m3/h4.8塔和塔板主要工艺尺寸计算4.8.1 塔径D塔径H/m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距Hr/mm200300250350300450350600400600表1塔径与塔板距关系表据上表可知：初选板间距HT=0.50m取板上7层高度hL=0.08mHT- hL=

22、0.50 0.08=0.42m查下图2得C20=0.072图2史密斯关联图0.003481.56)(802.592.910.037C = C20()2020.412 0.2=0.091 ()20=0.09140.2U max = CPl - Pv 0.0914Pv802.59 - 29=1.515m/s2.91取安全系数为0.7,则u = 0.7 u max = 0.701.515 = 1.06 m / s所以塔径取1.4m,空塔气速为1.014m/s4.8.2 溢流装置l w取堰长lw为0.7D,即l W=0.7*1.4=0.98m4.8.3 出口堰高hwh w=hL-h ow=30.56m

23、,查下图 3 得，E=1.076由 lw/D=0.7/1.4=0.5,L JlW2.5=12.528/0.7图3液流收缩系数计算图22how = 284e（4 = 284,1.076,（12.528）.021m则 1000lw10000.7hW =0.08-0.021 = 0.059m4.8.3降液管的宽度W与降液管的面积A由 l w/D=0.7/1.4=0.5 ,查下图 3 得，WD=0.067,AAt=0.033,受渔收*计FIB管的宽度与面= 0.0938 m2 mW d = 0.067 D = 0.0671.4:二2A f = 0.033 D = 0.05084计算液体在降液管中停留时

24、间以检验液管面积，即7.30（大与5s符合要求）AfH t 0.05080.501-Ls0.003484.8.4 降液管底隙高度h0 取液体通过降液管底隙的流速 U0=0.08m/s,计算降液管底隙高度h。 即0.003480.70.08=0.062 m4.8.5 塔板布置及浮阀数目与排列本设计塔径D=1.4m,采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板以精储段为例（提留段略）取阀孔动能因子F。=12 ,则孔速u0为：u07.035m/ s：,2.91. v每层塔板上浮阀数目为：V S1 56N =2= 186 块(米用 F1型浮阀),20.785 0.0397.035一 dU04取边缘区宽度 WC

25、 = 0.05m ,破沫区宽度 WS = 0.06m计算塔板上的鼓泡区面积，即:Aa二 x .r22180r2 sin (x，r2 -x2 r二 21 x-r sin )180 r(2-63)其中_ D1.4 一 一一r = R = 1 - WC = - - 0.05 = 0.505m22(2-64)x=D - Wd Ws )=20 - 0.248 0.15)=0.602m 22-2=1.165m取孔心距 t=75mm, t= Aa =0.77mmNt取排心距t =80mm及t=75mmS用等腰三角形叉排，绘制排列图的浮阀数N=177功能因数：Vs1.56. _u0 =, F0 = u 父 q

26、 Pv = 1.77220(一)d02N 0.0392 N44在适宜范围内塔板开孔率=N(d0 ) 100% = 177 (0.039)2 = 13.7% D1.44.9塔板流体力学计算(以精储段为例，提留段略)4.9.1 气体通过塔板的压强降相当的液柱高度可根据hp =h +h仃计算(1)干板阻力u0cl =号=七；73! =9.55m/s；V11.19因为U01 u0c1 ,故V1u01.19 10.08h =5.34=5.340.040m2：l1g2 824.24 9.8(2)板上充气液层阻力取曲=0.5, hM =8团=0.5x0.07 = 0.035m(3)液体表面张力所造成的阻力此

27、阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：hp1=0.040 0.035 = 0.075mPp1 =hp1：g =0.075 824.24 9.8 =605.8Pa4.9.2 淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中精液高度Hd (Ht +hw),即Hd =hp 儿 hd(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hp1 =0.0753m 液体通过降液管的压头损失：hd1 =0.153 -L=0.153.i 0.00348 1=0.00157mlwh01 J10.98 父 0.035，(3)板上液层高度：hL = 0.08m ,则 Hd1 =0.0753+0.00157十0

28、.08= 0.1569m取邛=0.5,已选定 HT= 0.5m, hw1 = 0.06m则 4(Ht +hw 1 =0.5父(0.5 + 0.06)= 0.28m。可见 Hd1 (Ht + hw ),所以符合防止淹塔的要求。4.9.3雾沫夹带Vs1 泛点率=KCfAV11.36LZ:L1 - ：V1100%Vs1 泛点率=0.78KCf At板上液体流经长度：ZL =D -24 =1.4 2 0.135 = 1.13m板上液流面积：Ab = AT -2Af =1.539-2 0.135 = 1.269m2查物性系数K =1.0 ,泛点负荷系数图CF =0.1342.911.56，: 1.36

29、0.00348 1.13泛占率 ,802.6-2.911.0 0.134 1.269= 0.5849/ 2.911.56 ,泛点率=802.6 -2.91100% =58.50%0.78 1.0 0.134 1.539对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%,由以上计算可知，雾沫夹带能够满足ev 0.1(g液/kg气)的要求。4.10塔板负荷性能图(1)雾沫夹带线Vs 泛点率=1VV -1.36LsZl :L - ： VKCFAb据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算:Vs0.8 二一2.911.36 Ls 1.13802.6 -2.911.0 0.134

30、1.539整理得：0.1650 = 0.0603Vs+1.5368Ls ,即 Vs = 2.736 25.49Ls由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，算出Vs （见 表2）。精储段Ls(m3/s)0.0020.01Vs(m3/s)2.6852.481表2雾沫夹带数值(2)液泛线Ht hw i = hp 儿hd =hc hih二hihd由此确定液泛线，忽略式中h二：、川2,“4 -2g0.1532L swho /、2.84)hw +E10002/33600Ls而U0Vs2一dN 4整理得：Vs2 =8.636-5911.4L；-46/09L2/3在操作范围内，任取若干个Ls值

31、，算出相应的Vs值（见表3）:精储段Ls(m3/s)Vs ( m3 / s )0.0018.1700.0037.140.0046.160.0075.09表3液泛线数据(3)液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s,液体降液管内停留= 35s,以日=4s作为液体在降液管内停留时间的下限，则:Ls max 二AfHT0.1354 0.54= 0.016m3/s(4)漏液线对于Fi型重阀，依F0 =5作为规定气体最小负荷的标准 二，2 .Vs = - d Nu04Vs min253=0.0392 177=0.620m3/s2.91(5)液相负荷下限线取堰上液层高度how = 0.

32、006m作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线2/3小E陋上血二0.0061000 |L lw则 Ls min0.006父1000.2.84 10.983/s-0.00084m3600由以上1 5作出塔板负荷性能图，由图4看出:匕A图4塔板负荷性能图(1)在任务规定的气液负荷下的操作点p(设计点)处在适宜操作区内的适中位置；(2)塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；(3)按固定的液气比，由图可查出：塔板的气相负荷上限(Vs ax = 0.234m3 /s气相负荷下限(Vs in x =0.620m3 / s所以：操作弹性=义! =3.780.

33、6204.11辅助设备-冷凝器的选取 (1)基本物性数据的查取苯的定性温度=81.9 55 =68.45 0c 2查得苯在定性温度下的物性数据：ph=828.6 kg/ m3,Cph =1.84kJ/(kg.oc),%=0.0129W/(m.oc) , =0.67 10Pa.s根据设计经验，选择冷却水的温度升为8 oc ,则水的出口温度为 t2 =(35 8)oc =43oc35 43 一 一水的定性温度=39C2查得水在定性温度下的物理特性数据p c=992.3kg/m3,Cpc=4.174kJ/(kg - 0c),入 c=0.633w/(m - 0c), pC=0.67X10-3Pa s(

34、2)热负荷计算_ _500034Qt =qm,hcph(1-1.841 10 (81.9-55) = 6.878 10W3600冷却水耗量qm,cQtcpc(t2 -t1)46.878 104一 3 一 一4.174 103(43 -35)=2.06kg/s(3)确定流体的流经该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯通过壳壁面向空气中散热, 提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程。(4)计算平均温度81.9按单壳程，双管程考虑，先求逆流时平均温度差一 55冷却水433538.9 20L - .2.2ln 238.938.9 ln 2020：28.42计算R和81.9- 55t2 -t143 -

35、353.36343 - 3581.9 - 350.171选K值。估算传热面积2参照附录，取K=450W/(m c)6.878105.6 m45027.3(5)选热换器型号由于流体温度500C,可选用固定管板式热换器。由固定管板式热换器的系类 标准，选热换器型号为：FLb 50065254 主要参数如下：2外冗直径：400mm 公称压力：1.6Mpa 公称面积：5.6m管子尺寸： 25mme 2.5mm 管子数：30 管长：3000mm管中心距：32mm 管程数Np： 2管子排列方式：正三角形管程流通面积：0.016m2实际换热面积一_ _2S 0- n- d0(L - 0.1)= 30 二 0

36、.025(3 - 0.1 )= 6.8 m2采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为：二 370.5Q T_ 6.87810 4So.：tm -6.827.3三、工艺设计计算结果汇总表浮阀塔工艺设计计算结果汇总表项目符号单位精微段数据及备注提储段数据及备注塔径Dm1.4(略)板间距Htm0.5塔板类型单溢流弓形降液管分块式空塔气速um/s1.06堰长l wm0.98堰图hwm0.06板上液层局度hLm0.08降液管底隙高h0m0.0353浮阀数N177(略)阀孔气速U0m/s7.035浮阀动能因子F012孔心距tm0.075排间距tm0.080单板压降ppPa592.9降液管内消液高度H

37、dm0.1569泛点率%58.49气相负荷上限53m /s2.59气相负荷卜限Ns Ln3m /s0.620操作弹性3.04 （雾沫夹带、 漏液控制）四、参考文献1化工原理上、下修订版，夏清、陈常贵，天津大学出版社，20052化工原理课程设计柴诚敬、王军、张缨，天津大学化工学院，20063化工工艺制图周大军、揭嘉化工工业出版社，20064化工工艺设计手册中国石化集团上海工程有限公司，化学工业出版社2003. 85化学工程师手册机械工业出版社，2001.1五后记历时两个星期，我们组的课程设计任务：苯-甲苯浮阀式连续精储塔设计终 于完成了。这次通过对苯-甲苯浮阀式精储塔的设计，我们了解任务设计的基

38、本 内容，掌握了它的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力， 更 重要的是树立正确的设计思想，加强了个人的团队精神。刚开始时，可谓是困难重重。毕竟对工艺流程只是模糊的认识， 没有把数学 概念加进去，刚开始还真不知道怎么下手，于是只是照着书把整个设计的框架弄 清楚。后来在不断的计算中，出现了大量的问题，不过大家一起查询相关的资料， 请教老师，不断更改方案的可行性。这不仅培养了独立思考、动手操作的能力， 而且在其他方面也有显著的提高。同时在设计的过程中我们发现了自己的不足之 处，对以前所学的知识了解的不过深，掌握的不够牢固，课外知识的缺乏。通过这次课程设计之后，我懂得了：扎实的基础是工

39、程技术人员进行工程设 计的前提，作为化工学科专业的学生，在学校必须把理论知识学全、学好、学透, 以便日后的工作需要。由于时间问题，这次的设计未能十分完善，但是我们了解了基本的设计过程， 学会了怎样动手去解决实际问题的能力。 相信我们以后会更加积极的去学习，对 待每一次难得的动手机会，努力地去弥补自己的缺点，去充实自己，使自己成为 一个真正有能力的人。与组员的合作更是一件快乐的事情，它让我体会到了团队 精神的重要性，相互信任、相互了解，相互合作、相互鼓励，在困难面前我们有 足够的信心。本次课程设计顺利完成当然也少不了老师的帮助，在王锋、尹志芳等老师的带领和指导下，许多难题都迎刃而解了，对此我们十分感谢！