化工原理连续精馏塔课程设计.docx

内蒙古工业大学化工学院课程设计
学 号： 201220517038

化工原理课程设计

（

题 目：3.5万吨/年乙醇连续精馏塔设计
学生姓名：秦云
学 院：化工学院
系 别：应用化学系
专 业：应用化学
班 级：应化12-1
指导教师：刘醒民

二 〇 一 五 年 七 月

化工原理—化工设备机械基础 课程设计任务书
专业 应用化学 班级 应化12-1 设计人 秦云
一. 设计题目
3.5万吨/年乙醇连续精馏塔设计
二. 原始数据及条件
生产能力：年产3.5万吨乙醇（开工率300天/年），每天工作24小时；
原料：乙醇含量为45%（质量分率，下同），水含量为55%的常温混合液。
分离要求：塔顶，乙醇含量不低于91%
塔底，乙醇含量不高于 2%
操作条件：
塔顶压强
进料热状况
塔釜加热蒸汽压力
单板压降
0.5 KPa
（表压）
饱和液体（q=1）
0.5MPa（表压）
≤0.5KPa

三. 设计要求：
（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：
1. 前言
2. 设计方案的确定和流程的说明
3. 塔的工艺计算
4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计
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
5. 附属设备的选型和计算
7. 注明参考和使用的设计资料
8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论
（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）
（三）绘制精馏塔的工艺条件图（1#图纸）

推荐教材及主要参考书：

1.王国胜, 裴世红，孙怀宇. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，2005

2. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，2002.

3. 马江权，冷一欣. 化工原理课程设计. 北京：中国石化出版社，2009.

4.《化工工艺设计手册》，上、下册;

5.《化学工程设计手册》；上、下册;

6. 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京. 2004，01

7.化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京. 2004，01

8.陈敏恒. 化工原理(第三版). 北京：化学工业出版社，2006

目录
第一章 设计方案简介........................................1
第二章 工艺流程图及说明....................................2
第三章 塔板的工艺计算......................................3
3.1 精馏塔全塔物料衡算..................................3
3.2基本物性参数计算....................................3
3.2.1温度...........................................3
3.2.2精馏段和提馏段平均组成.........................4
3.2.3摩尔质量.......................................4
3.2.4操作压力.......................................4
3.2.5密度..........................................4
3.2.6混合物表面张力...................................5
3.2.7混合物的粘度................................6
3.2.8相对挥发度.....................................6
3.3理论塔板和实际塔板数的计算...........................7
3.3.1最小回流比的确定...................................7 3.3.2理论塔板数的确定..................................7
3.3.3确定进料位置....................................10
第四章 塔体的主要工艺尺寸计算...............................11
4.1塔体主要尺寸确定..................................11
4.1.1塔径的初步计算....................................11
4.1.2塔体主要工艺尺寸计算.............................12
4.1.3塔板布置....................................13
4.2 筛板的流体力学验算....................................14
4.2.1塔板压降.........................................14
4.2.2页面落差.........................................14
4.2.3液泛.............................................15
4.2.4漏液...........................................15
4.2.5液沫夹带.......................................15
4.3塔板负荷性能曲线......................................15
4.3.1漏液线..........................................15
4.3.2液沫夹带线......................................15
4.3.3液相负荷下限线..................................16
4.3.4液相负荷上限线..................................17
4.3.5液泛线..........................................17
第五章 板式塔的结构..........................................19
5.1塔其他部分高度的计算..................................19
5.1.1塔的顶部空间高度................................19
5.1.2塔的底部空间高度................................19
5.1.3人孔............................................19
5.2接管..............................................19
5.2.1进料管..........................................19
5.2.2回流管..........................................20
5.2.3塔底出料管......................................20
5.2.4塔顶蒸汽出料管..................................20
5.2.5塔底进气管......................................21
第六章 附属设备的计算.......................................22
6.1 热量衡算............................................22
6.2附属设备的选型........................................23
6.2.1再沸器..........................................23
6.2.2塔顶回流冷凝器..................................24
6.2.3塔顶产品冷凝器..................................24
6.2.4塔底产品冷凝器..................................24
6.2.5原料预热器......................................25
第七章 设计评述.............................................26
主要符号说明.................................................27
塔设计计算结果参数............................................. 29

第一章 设计方案简介
精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、喷射塔板等等,本次课程设计是筛板塔。
精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法
本次课程设计是分离乙醇——水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下优点：
(1) 结构简单，造价低
(2) 板上页面落差小，其他压降低
(3) 气体分散均匀，传质效率高
具有以下缺点：
筛板易堵塞，不易处理结焦、粘度大的物料
本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的机会认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。
第二章 工艺流程图及说明
首先，乙醇和水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。原料液全部作为提馏段的回流液。提馏段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冷却，其中一部分停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的一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再沸器中，在再沸器中被加热到重新回到精馏塔；一部分经冷却流出。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，完成乙醇与水的分离。

冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇
   ↑回流↓
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔
    ↑回流↓
    再沸器← → 塔底产品冷却器→水的储罐→水

第三章 塔板的工艺计算
3.1 精馏塔全塔物料衡算
F:进料量(kmol/h) XF:原料组成
D:塔顶产品流量(kmol/h) XD:塔顶组成
W:塔底残液流量(kmol/h) XW:塔底组成
XF=
XD=
Xw=
总物料衡算 : F=D+W
易挥发组分物料衡算 : F XF=D XD+W XW
联立以上式子得:
F=412.32 kmol/h
D=120.77 kmol/h
W=291.55 kmol/s
3.2 基本物性参数

3.2.1 温度
T顶=78.4℃
T进=82.4℃
T底=99.9℃
Tm精=( T顶+T进)/2=(78.4+82.4)/2=80.4℃
Tm提=(T进+ T底)/2=(82.4=99.9)/2=91.2℃

3.2.2平均组成
由平均温度查表可得
精馏段平均组成：
x =0.43
y =0.66
提馏段平均组成：
x=0.0507
y=0.3306

3.2.3摩尔质量
精馏段
气相：MV精=MA*yA+MB*yB=46*0.66+18*0.34=36.48
液相：ML精=MA*Xa+MB*Xb=46*0.43+18*0.57=30.04
提馏段
气相：MV提=MA*yA+MB*yB=46*0.3306+18*0.6694=27.26
液相：ML提=MA*Xa+MB*Xb=46*0.0507+18*0.9493=19.42

3.2.4操作压力
PD=101.3+0.5=101.8 kpa
PF=101.8+0.5*16=109.8 kpa
PW=101.8+0.5*19+5=116.3 kpa
PM精=( PD+ PF)/2=(109.8+101.8)/2=105.55 kpa
PM提= (PF+ PW/2=(109.9+116.3)/2=113.1 kpa

3.2.5密度
混合液密度:

混合气密度:（T为热力学温度，K）
精馏段
aA =0.43*46/((0.43*46)+(0.57*180)=0.62
气相：
ρ精，V= p精MV精/ RTm精=107.55*36.48/8.314*(80.425+273.15)=1.33 kg/m3
液相：
ρ精，L=1/((0.62/789)+(0.38/971.8))=849.72 kg/m3

提馏段
aB =0.0507*46/((=0.0507*460+(18*0.9493))=0.12
气相：
ρ提，V= p提MV提/ RTm提=113.1*27.26/8.314*(273.15+91.2)=1.01
kg/m3
液相：
ρ提，L=1/((0.12/789)+(0.88/971.8))=945.5 kg/m3

3.2.6混合液体表面张力

乙醇表面张力：
温度，℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
σ，m N/m
22.3
21.2
20.4
19.8
18.8
18.0
17.15
16.2
15.2
14.4
水表面张力：
温度，℃
0
20
40
60
80
90
100
σ，m N/m
75.6
72.8
69.6
66.2
62.7
60.7
58.9

精馏段的平均温度约为80℃，由表可查得
σ精，水=62.67 mN/m
σ精，乙醇=17.15 mN/m
σm精=σ精，水*xA+σ精，乙醇*xB=17.15*0.43+62.67*0.57=43.1mN/m
提馏段的平均温度约为90℃，由表可查得
σ提，水=60.7 mN/m
σ题，乙醇=16.2 mN/m
σm提=σ提，水*xa+σ提，乙醇*xb=60.7*0.0507+16.2*0.9493=18.4 mN/m

3.2.7相对挥发度

α=10F
x=5 F1=1.105-0.027x=0.97 α1=10F=9.33
x=15 F2=1.045-0.019x=0.751 α2=5.64
x=25 F3=0.957-0.0153x=0.5745 α3=37.5
x=35 F4=0.89-0.013x=0.5745 α4=2.72
x=45 F5=0.78-0.01X=0.33 α5=2.14
x=55 F6=0.773-0.01x=0.223 α6=1.67
x=65 F7=0.603-0.007x=0.148 α7=1.48
x=75 F8=0.553-0.0062x=0.088 α8=0.88
x=85 F9=0.55-0.0062x=0.023 α9=0.23
α=(α1+α2+α3+α4+α5+α6+α7+α8+α9)/9=3.09

3.2.8混合物的粘度
精馏段温度约为80℃
查表，得μ水=0.3565mpa·s, μ醇=0.4950mpa·s
提馏段温度约为91℃
查表，得μ水=0.3130mpa·s, μ醇=0.3960mpa·s
(1)精馏段粘度：
μ1=μ醇x1+μ水(1-x1)=0.4950*0.43+0.3565* (1-0.43)=0.4160 mpa·s
(1) 提留段粘度:
μ2=μ醇x2+μ水(1-x2)=0.3960*0.0507+0.3130* (1-0.0507)=0.3172 mpa·s
平均粘度：μ=（μ1+μ2）/2=(0.4160+0.3172)=0.3666mpa.s

3.3理论塔板和实际塔板数的计算

3.3.1最小回流比的确定：
绘出乙醇—水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图

由上图知，点精馏线与纵轴的截距为0.37
即为值
XD=0.80
最小回流比Rmin=1.16

3.3.2理论塔板数的确定：
简捷法求理论塔板数

Nmin=4.5

知道 ：Nmin=4.5 Rmin=1.16

通过吉利兰图，可查得
跟的关系
在0.01＜＜0.9范围内
令Y= ， X=
有：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X
R1=1.1 Rmin=1.276 R2=1.2Rmin=1.392
R3=1.3 Rmin=1.508 R4=1.4 Rmin=1.624
R5=1.5 Rmin=1.74 R6=1.6 Rmin=1.856
R7=1.7 Rmin=1.972 R8=1.8 Rmin=2.088
即：
X1=(1.276-1.16)/(1.276+1)=0.050967
X2=(1.392-1.16)/(1.392 +1)=0.96990
X3=(1.508-1.16)/(1.508+1)=0.138756
X4=(1.624-1.16)/(1.624+1)=0.176829
X5=(1.74-1.16)/(1.74+1)=0.211679
X6=(1.856-1.16)/(1.856+1)=0.412955
X7=(1.972-1.16)/(1.972+1)=0.273216
X8=(2.088-1.16)/(2.088+1)=0.394280

N1=13.1 N2=11.4
N3=10.6 N4=9.96
N5=9.4 N6=9.07
N7=8.2 N8=8.4

用坐标纸画出N和R的关系图，如下：

由图知，当R=1.7Rmin时，N变化率已经非常小，几乎不再下降，此时经济费用比较合理，故
R=1.7Rmin=1.972
NT=N-1=8.2-1=7.2块
实际塔板数确定：
T顶=78.4℃ T底=99.9℃
Tm=（78.4+99.9）/2=89℃
查表知此温度的乙醇摩尔分数为：6.68%
F=1.105-0.027x=0.92
α=10F=8.32
μ=0.3666 mpa.s
ET=0.49(αμL)-0.245=0.49*(8.32*0.3666)-0.245=0.382
全塔所需实际塔板数：块

3.3.3确定进料位置
X＞80 F=0.55-0.0062x=0.55-0.0062*91=-0.0142
D=10F=0.968
X＜30 F=0.89-0.013*24=0.578
F=10F=3,784

=
Nmin，精=
X==(1.972-1.16)/(1.972+1)=0.273217
Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X =0.394280
N精=
实际精馏段层数为：Np,精=块
实际提馏段层数为：Np，提=19-16=3块
故加料板层数为为：16+1=17块

第四章 塔体的主要工艺尺寸计算
4.1塔体主要尺寸确定
4.1.1塔径的初步计算

气液相体积流量计算
(1)精馏段：
气相：

液相：

（2）提馏段

气相：

液相:

精馏段塔径计算
气，液相负荷：
L=R*D=1.972*120.77=238.16
V=(R+1)*D=358.93
取板间距：Ht=0.5m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.44m

查图可知C20=0.073 ,则

umax=m/s
u= umax*0.7=1.173 m/s
D=m
塔径圆整后：D=1800 mm=1.8 m
塔截面积为:
AT=0.785D2=2.54m2
实际空塔气速为:
u=VS/AT=2.72/2.54=1.071 m/s
精馏段有效高度 :Z精=（N精-1）HT=（16-1）*0.5=7.5m
提馏段有效高度 :Z提=（N提-1）HT=（3-1）*0.5=1m
进料上方开一人入孔，高度为：0.8m
全塔的有效高度 ：Z =7.5+1+0.8 =9.3m

4.1.2塔体主要工艺尺寸计算
D=1800mm 选用单溢流板即可
堰长lw 取=0.6D=1.08m
溢流堰高度（出口堰高）hw
选择平直堰 取E=1
堰上层高度: m
hw=0.06-0.01=0.05
弓形降液管宽度和截面积
由lw/d=0.6查得
Wd/D=0.11，Af /AT=0.054
Wd=0.198m，Af=0.137m2

数值大于5S ，设计合理
降液管底隙高度
取u0＇=0.1m/s
h0=
受液盘的选取
由于D=1800mm＞600mm
故选用凹液盘比较合适

4.1.3塔板布置
塔板分布
本设计塔径D=1.8m 采用分块式塔板
①鼓泡区
②溢流区
③安定区
D=1.8m＞1.5m 取WS=80mm
④无效区
由于塔径比较大， 取WC=150mm
筛孔的计算及其排列
筛孔直径：
选用不锈钢塔板，取d0=2.5mm
板厚为2.5mm
孔中心距：
t/d0=3
t=3*d0=7.5mm
筛孔的排列与筛孔数
采用正三角形排列
x=D/2-（Wd+Ws）=1.8/2-(0.198+0.08)=0.622
r= D/2-Wc=1.8/2-0.15=0.75
鼓泡区面积：Aa=
开孔数：n=1.155Aat2=37265个
开孔率：∅=0.9070.00250.00752=0.1=10%

4.2 筛板的流体力学验算

4.2.1塔板压降
△p=△pc+△p1+△pσ
把压力用液柱高度来表示：
hp=hc+h1+hσ

干板压降
hc=

d0/δ=1 查表得C0=0.8
hc=0.051（25.53/0.8）2（1.33/849.72）=0.0813m

气体通过充气液层的压降
h1=β（hw+how）

h1=0.62*0.26=0.0372m

液体表面张力产生的压降
hσ一般很小，可以忽略
hp=0.0372+0.0813=0.1185

4.2.2液面落差
很小，可以忽略不计

4.2.3液泛

H d=hp+hL+hd

H d=0.1185+0.006+0.002=0.1265m
(hw+HT)*0.5＞0.1265
设计合理

4.2.4漏液

筛板相对漏液量为10%时，取动能因子F0=10

K=u0/uo,min=14.36/8.76=1.66
1.5＜K＜2
故无明显漏液现象

4.2.5液沫夹带
hf=2.5hL=0.015m
ua=1.132m/s

ev=0.011kg液体/kg气体＜0.1kg液体/kg气体
4.3塔板负荷性能曲线

4.3.1漏液线
曲线1

VS，min=0.785 d02 n u0=0.785*0.00252*38602*8.67=1.64m3/s

4.3.2液沫夹带线
曲线2
取ev=0.1kg液/kg气，求VS,LS关系如下

hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.125+2.5 how
how=
hf=0.125+1.58LS2/3
HT-hf=0.375-1.58 LS2/3

Ls/ (m3/s)
0.00198
0.003
0.006
0.009
0.012
0.013
Vs/(m3/s)

2.692
2.615
2.429
2.273
2.133
2.090

4.3.3液相负荷下限线
曲线3
how=0.01
E=1
LS,min=

4.3.4液相负荷上限线
曲线4
取停留时间为 5S
LS，max=(Af+AT)/5=（0.137*0.5）/5=0.0137 m3/s

4.3.5液泛线
曲线5

联立解：

带入相关数据得：

Ls/ (m3/s)
0.002
0.004
0.006
0.008

Vs/(m3/s)

8.27
8.04
7.78
7.47

上图可知：
气相最大负荷
VS,max=2.692
气相最小负荷
VS,min=1.64
操作弹性：

第五章 板式塔的结构
5.1塔其他部分高度的计算

5.1.1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。

5.1.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。
根据经验，塔底可取H底=2m

5.1.3人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔6~8块塔板才设一个人孔，，需经常清洗时每隔3~4块塔板才设一个人孔.本塔中共19块板，需设置3个人孔，每个孔直径为800mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此，取人孔所在为800mm
5.2接管

5.2.1进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下

查标准系列选取
经计算，实际流速u=0.401m2/s

5.2.2回流管
采用直流回流管 取

查标准系列选取

5.2.3塔底出料管
取 直管出料

查标准系列选取

5.2.4塔顶蒸汽出料管
直管出气 取出口气速

查标准系列选取

5.2.5塔底进气管
采用直管 取气速

查标准系列选取

第六章 附属设备的计算
6.1 热量衡算
0℃的塔顶气体上升的焓Hv
tD温度下，即 78.21 ℃

=30℃温度下

tw温度下，即 91.2 ℃

tD温度下，即 78.4 ℃

0℃的塔顶气体上升的焓Qv
塔顶以0℃为基准
温度由78.21℃到30℃的热量变化
温度由99℃到30℃的热量变化

回流液的焓HR

塔顶馏出液的焓HD

因馏出口与回流液口组成一样，所以

冷凝器消耗的热量QC

进料口的热量QF
t温度下，即 82.4℃

=25℃温度下

塔釜残液的焓QW

6.2附属设备的选型

6.2.1再沸器
塔釜热损失为10%, 则
设再沸器损失能量Q损=0.1QB

加热器实际热负荷

再沸器的选型：选用饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.oC)
料液温度：82℃-99℃ 水蒸气：120℃
加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol
水蒸气的用量m水= QB/ r=
查表得水蒸气温度为t=120℃取k=650（w/m2×k）则再沸器的传热面为:由 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m2
选取型号为：G.CH800-6-70

6.2.2塔顶回流冷凝器
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—1500℃)
本设计取K=700℃)=2926℃)
出料液温度：
冷却水温度：
逆流操作：△t1=58.21 ℃ △t2=43.21℃

选用设备型号：G500I-16-40

6.2.3塔顶产品冷凝器
出料液温度：
冷却水温度：
逆流操作：△t1=43.21 ℃ △t2=10℃

选用列管式换热器

6.2.4塔底产品冷凝器
出料液温度：
冷却水温度：
逆流操作：△t1=64.91 ℃ △t2=10℃

选用列管式换热器。

6.2.5原料预热器

原料液由25℃加热到82℃，假设加热蒸汽进口温度为130℃，出口温度为60℃，
原料液由25℃加热到88.29℃，假设加热蒸汽进口温度为130℃，出口温度为60℃，逆流冷凝，取传热系数取K=700℃)=2926℃)
加热蒸汽温度：
原料液温度：
逆流操作：△t1=35 ℃ △t2=45.03℃

选用U型管换热器。

第七章 设计评述
化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节，是理论联系实际的桥梁，同时也是我们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识，独立思考。要做好课程设计，不仅要了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，还要求有缝隙和解决工程实际问题的能力。
此次设计学到的真的很多。对于我们设计的乙醇-水溶液连续精馏，让自己对于筛板塔的连续精馏有了一定的认识，至少对于筛板精馏设备有了基础的了解，对于溶液连续精馏的工艺流程有了一定认识。在此次设计过程中，知道了查取数据及取合适数据的重要性，在选取设备时都是需要不断地核算，核算是否符合生产要求及其安全要求，才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真，某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的，如何计算，选用何种计算公式都得通过认真思考。
本次设计心得有以下几点：
1、 数据的查取：尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性；
2、 数据的单位：各公式计算时单位的要求及加和时单位的一致性；
3、 耐心和细心：需计算数据多、计算的繁琐都需要有一定的耐心和细心；
4、 清晰的思路：计算的公式特别多，各符号代表的意义及对应的数据一定得很清楚。

主要符号说明：

符号
意义
SI单位
F
进料流量
kmol/s
D
塔顶产品流量
kmol/s
W
塔底产品流量
kmol/s
x
进料组成
无因次
V
上升蒸汽流量
kmol/s
L
下降液体流量
kmol/s
μ
粘度
mPa·s

板效率
无因次
P
压强
Pa
t
温度
℃；
R
回流比
无因次
N
塔板数
无因次
q
进料状况参数
无因次
M
分子量
kg/kmol；
C
操作物系的负荷因子
m/s

密度
kg/m3；

表面张力
mN/m；
u
空塔气速
m/s；
HT
板间距
m；
hL
板上液层高
m；

降液管低隙高度
M

停留时间
S
D
塔径
m；
AT
塔截面积
m2
Af
弓形降液管面积
m2
g
重力加速度
N/kg
Wd
弓型降液管宽度
m；
u0
阀孔气速
m/s；
Z
塔高
m；
Aa
鼓泡区面积
m2；

开孔率
无因次

压降
Pa
K
物性系数
无因次
F0
动能因子
无因次
t
空心距
m；
lw
堰长
m；
hw
溢流堰高度
m；

堰上液层高度
m；
Wc
边缘区宽度
m；
D
进料管的直径
m

塔底空间高度
m

塔顶空间高度
m

下标的说明：

下标
意义
min
最小值
L
液相
V
气相
D
塔顶
W
塔底
F
进料板
M
平均值

筛板塔设计计算结果参数表

项目
符号
单位
数值
平均温度
精馏段
Tm精

℃
78.4
提馏段
Tm提