苯甲苯分离精馏塔化工原理课程设计.doc

材料科学与化学工程学院

化工原理课程设计

设计题目：苯——甲苯二元物系板式精馏塔

设计者姓名：周艳丽

指导教师：韩伟

专业 化学工程与工艺
学号

说明书 共 页 图纸 张
设计时间 2023年 5 月 28 日至2023年 6月 18日

摘要
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种数据的计算方法，能画出精馏塔、塔板结构等图形。在设计中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。
板式精馏塔也是很早就出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有以下优点：生产能力大、塔板效率较高，并且结构简朴，塔盘造价较低，安装、维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简朴，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右，解决能力大等优点，综合考虑更符合本设计的规定。本课程世纪的重要内容为过程的物料衡算，工艺设计计算以及筛板的负荷性能校核。
关键词：板式精馏塔 筛板 计算 校核

Abstract

The pinciples of chemical engineering course design is to cultivate students’ability of important chemical design teaching，through the curriculum that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design，design principals and methods.To learn all kinds of manual operation and physical properties，chemical properties of searching methods and techniques.Grasp the results，can draw process tower structure，etc.In the design process should not only consider the feasibility of the theory，consider the safety in production and economic rationality.
Plate column is an early tower，since the 1950s to plate column on a large scale，industrial master sieve-plate tower，and formed a complete design method.Compared with the blister tower,has the following advantages:high board distillation production capacity,higher tower efficiency and simple structure,cost reduce 40% tray,installation,maintenance is easier.But in the plate column,sieve-plate tower structure than float valves is more simple,easy processing,the cost is about 60% of the tower of the blister,float valves for about 80% of the advantages of large capacity and processing,considering the design conforms to the requirements.The main contents of this course design is the process of material,craft calculation,the structure design and check.
KEYWORDS:plate rectifying column;sieve-plate tower;design

学号：
课程设计任务书
1、设计题目：苯——甲苯二元物系板式精馏塔；
试设计一座板式精馏塔，用于苯——甲苯二元物系的分离。加料量为145kmol/h，其组成为0.48（苯摩尔分数），规定塔顶馏出液组成为0.98（苯摩尔分数），塔底釜液组成0.045（苯摩尔分数），回流比为最小回流比的1.5倍。
2、工艺操作条件：
（1）塔顶压力 P=750mmHg
（2）操作温度 常温
（3）加料热状态 q=0.9
3、设计任务：
完毕精馏塔的工艺设计计算，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏系统的工艺流程图，编写设计说明书。
4、说明：
为使学生独立完毕课程设计，每个学生的原始数据均在产品产量上不同，即1～40号每上浮50 kg/h为一个学号的加料量（例如1号加料量为50kmol/h；2号产品产量为55kmol/h等）；
5、参考书目：
（1）唐伦成编著.《化工原理课程设计简明教程》，哈尔滨工程大学出版社，2023；
（2）陈敏恒等.《化工原理》下册第三版，化学工业出版社出版；
（3）贾绍义，柴诚敬主编. 《化工原理课程设计－化工传递与单元操作课程设计》，天津大学出版社，2023；
（4）申迎华.郝晓刚.《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2023；
（5）其它参考书。

绪论
第二章 精馏塔工艺尺寸的设计计算
2.1精馏流程的拟定
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的规定，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合进料。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔底设立再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充足运用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的重要优点有：
(１) 结构比浮阀塔更简朴，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２) 解决能力大，比同塔径的泡罩塔可增长10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺陷是：
(１) 塔板安装的水平度规定较高，否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
（３) 小孔筛板容易堵塞。
下图是板式塔的简略图（图1）：

2.2精馏塔的物料衡算
2.2.1 摩尔质量
苯的摩尔质量 =78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量 =92.13kg/kmol
已知：进料组成 ：Xf=0.48 ；
馏出液组成 ：Xd=0.98；
釜液组成 ： Xw=0.045。
故，原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量为：
=0.48×78.11+(1-0.48)×92.13=85.40kg/kmol
=0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.39kg/kmol
=0.045×78.11+(1-0.045)×92.13=91.50kg/kmol
2.2.2 二元精馏塔物料衡算
加料量 ： F=145kmol/h
总物料衡算：F=D+W 即145=D+W （1）
苯物料衡算： F=D+W
即145×0.48=D×0.98+W×0.045 （2）
联立（1）（2），解得 D=67.46kmol/h
W=77.54kmol/h
式中， F------原料液流量
D------塔顶产品量
W------塔底产品量
2.2.3 回流比的计算
(1)q线方程： 已知加料热状态q=0.9，故q线方程为：

（2）相平衡曲线：由手册查得苯——甲苯二元物系的气液平衡数据如下表（表1）：

苯摩尔分数
温度/℃
苯摩尔分数
温度/℃
液相
气相
液相
气相
0.0
0.0
110.6
0.592
0.789
89.4
0.088
0.212
106.1
0.700
0.853
86.8
0.200
0.370
102.2
0.803
0.914
84.4
0.300
0.500
98.6
0.903
0.957
82.3
0.397
0.618
95.2
0.950
0.979
81.2
0.489
0.710
92.1
1.00
1.00
80.2
表1 本甲苯二元物系气液平衡数据表

由q线方程及上表数据绘制x-y图，见图2。

图2 图解法求理论板数

由图中相平衡线与q线交点坐标（0.4576，0.6818）求得最小回流比，最小回流比为：
取操作回流比为最小回流比的1.5倍，所以，R=1.5Rmin=1.5×1.33=2.0
2.2.4理论塔板数的求取
（1） 精馏塔的气液相负荷
L=RD=2.0×67.46=134.92kmol/h
V=(R+1)D=(2.0+1)×67.46=202.38kmol/h
L’=L+qF=134.92+0.9×145=265.42kmol/h
V’=V-(1-q)F=232.62-(1-0.9)×145=218.12kmol/h
（2） 操作线方程
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
（3）图解法求理论板数NT
苯——甲苯属抱负物系，故可采用图解法求理论板数，如图2所示。求解结果为：总理论板数NT=14块。其中NT,精=7，NT,提=7（不涉及再沸器），加料位置为第8块板。
2.2.5全塔效率
（1）温度的计算
已知xD=0.98，xF=0.48,xW=0.045,由苯——甲苯二元物系气液平衡数据表，根据内插法【计算公式为：】求得塔顶温度tD=80.6℃，进料温度tF=92.4℃，塔釜温度tW=108.3℃。
（2） 液体粘度μL的求取
已知进料组成为xF=0.48，温度为92.4℃。
查液体粘度共线图得µLA=0.262mPa˙s，µLB=0.293mPa˙s。
则塔顶、塔底平均温度下的粘度为：
µL=ΣxiµLi=0.48×0.262+0.52×0.293=0.278mPa˙s
查精馏塔全塔效率关联图（见图3），得
全塔效率ET=54.8%。
图3 精馏塔全塔效率关联图

2.2.6实际塔板数
精馏段实际板层数 N精=7/0.548=12.77≈13块
提馏段实际板层数 N提=7/0.548=12.77≈13块
总板数 N总=N精+N提=13+13=26块
2.3塔的工艺条件及物性数据计算
2.3.1操作压强
塔顶压力 PD=750mmHg=98.68kPa
每层塔板压降 ΔP=0.7kPa
进料板压力 PF=98.68+0.7×13=107.78kPa
精馏段平均压力 P精，m=（98.68+107.78）/2=103.23kPa
塔釜压力 PW=98.68+0.7×26=116.88kPa
提馏段平均压力 P提，m=（107.78+116.88）/2=112.33kPa
2.3.2 温度
由2.2.5中（1）计算结果知
塔顶温度tD=80.6℃，进料温度tF=92.4℃，塔釜温度tW=108.3℃。
那么 精馏段平均温度t精，m=（80.6+92.4）/2=86.5℃
提馏段平均温度t提，m=（92.4+108.3）/2=100.35℃。
2.2.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.98，查平衡曲线图（见图2），得
x1=0.952
MVDm=0.98×78.11+（1-0.98）×92.13=78.39kg/kmol
MLDm=0.952×78.11+（1-0.952）×92.13=78.78kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板（见图2），得
yF=0.650,
查平衡曲线（见图2），得
xF=0.449
MVFm=0.650×78.11+（1-0.650）×92.13=83.02kg/kmol
MLFm=0.449×78.11+（1-0.449）×92.13=85.84kg/kmol
精馏段平均摩尔质量为
MVm=（78.39+83.02）/2=80.71kg/kmol
MLm=（78.78+85.84）/2=82.31kg/kmol
塔釜平均摩尔质量计算
由图解理论板（见图2），得
xW=0.025，
查平衡曲线（见图2），
yW=0.025，
MVWm=0.025×78.11+（1-0.025）×92.13=91.78kg/kmol
MLWm=0.025×78.11+（1-0.025）×92.13=91.78kg/kmol
提馏段平均摩尔质量
MVm=（83.02+91.78）/2=87.40kg/kmol
MLm=（85.84+91.78）/2=87.40kg/kmol
2.3.4平均密度
（1） 精馏段气相平均密度计算
由抱负气体状态方程计算，即=2.79kg/m3
(2)精馏段液相平均密度计算
液相平均密度由下式计算，即
1/ρm=Σai/ρi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=80.6℃，查手册得ρA=813.46kg/m3 ρB=808.52kg/m3
ρLDm=1/(0.98/813.46+0.02/808.52)=813.36kg/m3
进料板液相平均密度计算
由tF=92.4℃,查手册得
ρA=801.64kg/m3 ρB=789.60kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=(0.449×78.11)/(0.449×78.11+0.551×92.13)=0.409
ρLFm=1/(0.409/801.64+0.591/789.60)=794.48kg/m3
精馏段液相平均密度
ρ精，Lm=（813.36+794.48）/2=803.92kg/m3
(3) 提馏段气相平均密度计算
由抱负气体状态方程计算，即=3.16kg/m3
（4） 提馏段液相平均密度计算
由tW=108.3℃，查手册得ρA=780.21kg/m3 ρB=781.87kg/m3
ρLWm=1/(0.048/780.21+0.952/781.87)=781.79kg/m3
由（2）环节中计算的进料板液相平均密度，计算提馏段液相平均密度
ρ提，Lm=（781.79+794.48）/2=788.14kg/m3
2.3.5液体平均粘度
液相平均粘度依下式求取，即lgµLm=Σxilgµi。
（1）塔顶液相平均粘度的计算
由tD=80.6℃,查手册得µA=0.306mPa˙s µB=0.310mPa˙s
lgµLDm=0.98lg(0.306)+0.02lg(0.310)
解出µLDm=0.305mPa˙s
（2）进料板液相平均粘度计算
由tF=92.4℃，查手册得µA=0.273mPa˙s µB=0.281mPa˙s
lgµLFm=0.449lg(0.273)+0.551lg(0.281)
解出µLFm=0.277mPa˙s
（3） 塔釜液相平均粘度计算
由tW=108.3℃，查手册得µA=0.237mPa˙s µB=0.256mPa˙s
lgµLWm=0.025lg(0.237)+0.975lg(0.256)
解出µLWm=0.256mPa˙s
（4） 精馏段液相平均粘度
µ精，Lm=（0.305+0.277）/2=0.291mPa˙s
（5） 提馏段液相平均粘度
µ提，Lm=（0.256+0.277）/2=0.267mPa˙s
2.3.6液体平均表面张力
液相平均表面张力依下式计算，即
σLm=Σxiσi
（1） 塔顶液相平均表面张力计算
由tD=80.6℃,查手册得σA=21.13mN/m σA=21.63mN/m
σLDm=0.98×21.13+0.02×21.63=21.14mN/m
(2) 进料板液相平均表面张力计算
由tF=92.4℃，查手册得σA=19.71mN/m σA=20.34mN/m
σLFm=0.449×19.71+0.551×20.34=20.06mN/m
（3） 塔釜液相平均表面张力
由tW=108.3℃，查手册得σA=17.72mN/m σA=18.59mN/m
σLWm=0.025×17.72+0.975×18.59=18.57mN/m
（4） 精馏段液相平均表面张力
Σσ精，Lm=（21.24+20.06）/2=20.65mN/m
（5） 提馏段液相平均表面张力
Σσ提，Lm=（20.06+18.57）/2=19.32mN/m
第三章 板式塔重要工艺尺寸的设计计算
3.1塔和塔板重要工艺尺寸计算
3.1.1 塔径D
（1）精馏段塔径D精的计算
精馏段的气、液相体积流率为
Vs==1.626m3/s
Ls==0.00384m3/s
由，式中，其中C20由下图（图4）查取，
图4 史密斯关联图

图的横坐标=0.0401
取板间距HT=0.50m，板上液层感度hL=0.06m，则
HT—hL =0.50-0.06=0.44m
查图4得，C20=0.0930
则，=0.0930（20.65/20）0.2=0.0936
m/s
取安全系数0.7，则空塔气速为
u=0.7umax=1.110m/s
=1.372m
按标准塔径圆整后为 D精=1.4m
（2） 提馏段塔径D提的计算
提馏段的气、液相体积流率为
Vs==1.676m3/s
Ls==0.00818m3/s
=0.0771
查图4得，C20=0.0975
则，=0.0975（19.32/20）0.2=0.0968
m/s
取安全系数0.7，则空塔气速为
u=0.7umax=1.068m/s
=1.414m

按标准塔径圆整后为 D提=1.6m
（3） 精馏塔塔径的选择
由3.1.1中（1）、（2）计算结果，选择精馏段和提馏段其中较大者，即塔径
D=1.6m
所以，塔截面积AT==2.011m2
实际空塔气速 m/s
3.1.2溢流装置
因塔径D=1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1）堰长lW
对于常用的弓形降液管有：单溢流时，lW=（0.6~0.8）D
取lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m
（2）溢流堰高度
由
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即

近似取E=1，所引起的误差能满足工程实际规定，则

取板上清液层高度 hL=70mm
故 hW=hL-how=0.07-0.025=0.045m
（3） 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由，查弓形降液管的参数图（见图5），得
图5 弓形降液管的参数

=0.0928，=0.15
故 Af=0.0928AT=0.0928×2.011=0.187
Wd=0.15D=0.15×1.6=0.24m
依式验算液体在降液管中停留时间，即
=
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0

取 =0.23m/s
则
hW—h0=0.045-0.032=0.013>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度
3.1.3 塔板布置
（1） 塔板的分块
由于D=1.6m，查表2得，塔板分块为4块。

表2 塔板分块数
塔径，mm
800─1200
1400─1600
1800─2023
2200─2400
塔板分块数
3
4
5
6

（2） 边沿区域宽度拟定
取WS=WS'=0.075m，WC=0.045m
（3） 开孔区面积计算
开孔区面积按下式计算，即

其中

故
3.1.4 筛孔数n与开孔率Φ
由于苯——甲苯物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取d0=5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3d0=3×5=15mm
筛孔数目n为

开孔率为

气体通过阀孔的气速为

3.1.5塔的有效高度Z
精馏段有效高度
Z精=（N精-1）HT=（13-1）×0.5=6.0m
提馏段有效高度
Z提=（N提-1）HT=（13-1）×0.5=6.0m
在进料板上、下方的两段塔中部各开一人孔，人孔高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+2×0.8=6.0+6.0+1.6=13.6m
3.2筛板的流体力学计算
3.2.1 气体通过筛板压降相称的液柱高度
（1） 塔板压降
干板阻力
由d0/δ=5/3=1.67，查干筛孔的流量系数图（见图6），得 c0=0.772

图6 干筛孔的流量系数图

故
（2） 气体通过液层的阻力h1计算
气体通过液层的阻力 hl=βhL

查充气系数关联图（见图7），得β=0.58。
故
F0

图7 充气系数关联图

（3） 液体表面张力所产生的阻力hσ计算
液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算

气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算，即

气体通过每层塔板的压降为

3.2.2 雾沫夹带量eV的计算
液沫夹带量由下式计算，即

故
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
3.2.3 漏液的验算
对筛板塔，漏液点气速u0,min可有下式求取

故
实际孔速
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
3.2.4液泛验算
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式，即

苯——甲苯物系属一般物系，取，则

而
板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

故在本设计中不会发生液泛现象。
3.3塔板负荷性能图
3.3.1液沫夹带线
认为限，求VS—LS关系如下：
由

故

整理得
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表3中。
表3

LS

0.005
0.015
0.025

VS

3.660
3.109
2.679

由上表数据即可做出液沫夹带线1。
3.3.2 液泛线
令
由 ；；；
联立得
忽略hσ,将hOW与LS，hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

式中

将有关数据代入，得
=0.0167

故
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表4中。

LS

0.005
0.015
0.025

VS

10.147
6.873
2.577

表4

由上表数据即可做出液泛线2。
3.3.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体符合标准。
由 =0.006
取E=1，则

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

3.3.4漏液线
由

得
故
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，结果列于表5中。
表5

LS

0.005
0.015
0.025

VS

0.757
0.767
0.775

由上表数据即可做出漏液线4。
3.3.5液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由

故
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图（见图8）。
图8 塔板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。有图可以看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图8查得

故操作弹性为
3.4 板式塔的结构
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，其他处根据需要决定其间距。

3.4.1塔体结构
（1） 塔顶空间
塔顶空间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），本塔塔顶空间取

（2） 塔底空间
塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。
①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min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1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取

（3） 人孔
一般每隔6~8层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~500mm，其伸出塔体得筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。本塔设计每8块板设一个人孔，共两个，即

（4） 塔高

故全塔高为17.8m，此外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安顿，所以裙板取了较小的1.5m。
3.4.2 塔板结构
塔板按结构特点，大体可分为整块式和分块式两类塔板。由于本设计采用的塔径为1.6米，根据刚度、安装、检修等规定，将塔板提成4块通过人孔送入塔内（如图9所示）。

图9 塔板分块示意图

第四章 塔附件设计
4.1接管——进料管
本设计采用直管进料管，观景的计算如下：

取，得
取的进料管。
4.2法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应的法兰。
4.3筒体与封头
4.3.1筒体
用钢板卷制而成的筒体，其公称直径等于内径。当通体直径较小时可直接采用无缝钢管制作，此时公称直径的值等于外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算公式见下式：

由上式计算出的计算厚度δ加上腐蚀裕量C2得到设计厚度δd。
4.3.2封头
本设计采用半球形封头，其厚度与筒体取相同厚度。

第五章 设计结果一览表
序号
项目
符号
单位
计算数据
1
产品摩尔质量
塔顶
MD
kg/kmol
78.39
塔底
MW
kg/kmol
91.5
原料液
MF
kg/kmol
85.40
2
塔顶产品量
D
kmol/h
67.46
3
塔底产品量
W
kmol/h
77.54
4
最小回流比
Rmin

1.33
5
精馏段
液相负荷
L
kmol/h
134.92
气相负荷
V
kmol/h
202.38
6
提馏段
液相负荷
L'
kmol/h
265.42
气相负荷
V'
kmol/h
218.12
7
理论板数
NT
块
14
8
全塔效率
ET

54.8%
9
温度
塔顶
tD
℃
80.6
进料
tF
℃
92.4
塔釜
tW
℃
108.30
精馏段
t精，m
℃
86.5
提馏段
t提，m
℃
100.35
10
实际塔板数
N
块
26
11
精馏段平均密度
气相
ρv,m
kg/m3
2.79
液相
ρL,m
kg/m3
803.92
12
提馏段平均密度
气相
ρv,m
kg/m3
3.16
液相
ρL,m
kg/m3
788.14
13
液体平均粘度
塔顶
µLDm
mPa˙s
0.305
进料板
µLFm
mPa˙s
0.277
塔釜
µLWm
mPa˙s
0.256
精馏段
µ精，Lm
mPa˙s
0.291
提馏段
µ提，Lm
mPa˙s
0.267
14
液体平均表面张力
塔顶
σLDm
mN/m
21.14
进料板
σLFm
mN/m
20.06
塔釜
σLWm
mN/m
18.57
精馏段
σ精，Lm
mN/m
20.65
提馏段
σ提，Lm
mN/m
19.32
15
精馏段平均压强
P精，m
kPa
103.23
16
提馏段平均压强
P提，m
kPa
112.33
17
精馏段平均流量
气相
Vs
m3/s
1.626
液相
LS
m3/s
0.00384
18
提馏段平均流量
气相
VS
m3/s
1.676
液相
LS
m3/s
0.00818
19
板间距
HT
m
0.5
20
塔的有效高度
Z
m
13.6
21
塔径
D
m
1.6
22
实际空塔气速
u
m/s
0.833
23
塔板液流形式
单溢流
24
溢流管型式
弓形
25
堰长
lw
m
1.12
26
堰高
hw
m
0.045
27
溢流堰宽度
Wd
m
0.24
28
弓形降液管截面积
Af
m2
0.187
29
管底与受业盘距离
ho
m
0.032
30
板上清液层高度
hL
m
0.07
31
塔板分块

块
4
32
孔径
do
mm
5
33
孔间距
t
mm
15
34
孔数
n
个
7290
35
开孔面积
Aa
m2
1.420
36
开孔率
Ф

10.1%
37
筛孔气速
uo
m/s
11.69
38
稳定系数
K

1.934
39
塔板压降
hP
m
0.0859
40
液体在降液管中停留时间
θ
s
11.43
41
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.0082
42
负荷上限
液沫夹带控制
43
负荷下限
漏液控制
44
气相最大负荷
VS·max
m3/s
3.10
45
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.98
46
操作弹性

3.136
47
塔高
H
m
17.8

参考书目
（1）唐伦成编著.《化工原理课程设计简明教程》，哈尔滨工程大学出版社，2023；
（2）陈敏恒等.《化工原理》下册第三版，化学工业出版社出版；
（3）贾绍义，柴诚敬主编. 《化工原理课程设计－化工传递与单元操作课程设计》，天津大学出版社，2023；
（4）申迎华.郝晓刚.《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2023；
（5）其它参考书。

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