苯甲苯精馏分离板式塔设计

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1、河 西 学 院Hexi University化工原理课程设计题 目: 苯-甲苯精馏分离板式塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210020 姓 名: 屈渊 指导教师: 王海平 2016年11月20日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 85000 吨/年操作周期 7920 小时/年进料组成 46% （苯） （质量分率，下同）塔顶产品组成 98% （苯） 塔底产品组成 1.0% （苯）回流比， 自选 单板压降 700Pa 2.操作条件操作压力 塔顶为常压 进料热状态 进料温度20

2、加热蒸汽 0.25Mpa(表压) 3.设备型式 筛板塔 4.厂址 河北省 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述目录1.设计方案的确定12. 精馏塔工艺的设计32.1产品浓度的计算32.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率32.1. 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量32.2物料衡算32.3 最小回流比的确定42.4精馏段和提馏段操作线方程52.4.1

3、求精馏塔的气液相负荷52.4.2求操作线方程52.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置52.6实际板数的计算53. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算73.1物性数据计算73.1.1操作压力计算73.1.2操作温度73.1.3平均摩尔质量计算73.1.4平均密度计算83.1.5液体平均表面张力计算93.1.6液体平均黏度计算103.2精馏塔主要工艺尺寸的计算113.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算113.2.2塔板主要工艺尺寸的计算133.3筛板流体力学验算153.3.1塔板压降153.3.2 液面落差163.3.3液沫夹带163.3.4漏液173.3.5液泛验算173.4塔板负荷性能图183.4.1漏液

4、线183.4.2液沫夹带线183.4.3液相负荷下限线193.4.4液相负荷上限线203.4.5液泛线204.接管尺寸的确定225.板式塔的结构与附属设备23筛板塔设计一览表25参考文献26主要符号说明27致谢28摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词：笨 甲苯 精馏 筛板塔1.设计方案

5、的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体

6、使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦约高10%15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：22. 精馏塔工艺的设计2.1产品浓度的计算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol F=原料组成： 塔顶组成： 塔底组成： 2.1. 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.2物料衡算 F=133.32kmol/h

7、总物料衡算 F=W+D 133.32kmol/h=W+D苯物料衡算 133.32koml/h 0.501=D0.983+W0.012 联立得 D=67.14kmol/h W=66.1kmol/h q线方程根据公式：进料状况下的平均温度：=（91.79+20）/2=55.89进料板的温度：q线方程：2.3 最小回流比的确定图1 苯甲苯气液平衡X-Y图2.求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为 最小回流比 取操作回流比2.4精馏段和提馏段操作线方程2.4.1求精馏塔的气液相负荷L=

8、RD=100.71Kmol/hV=(R+1)D=167.85Kmol/h=L+qF=281.09Kmol/h=V =167.85Kmol/h2.4.2求操作线方程精馏段: y =提馏段-1.3082.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置由苯甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。2.6实际板数的计算（1）全塔效率 查表2数据利用拉乌尔定律计算=2.541=2.327=2.43查表6得=0.272m 0.279 m平均粘度由公式，得: 全塔效率ET =0.4954%（2）实际板数的求取精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.617提馏段实际板数:NT=11/0.54=2

9、0.3 21（包括再沸器）表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6, kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔率汽相中苯的摩尔率1.0001.0000.7800.9000.5810

10、.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2283. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.

11、1操作压力计算（1）塔顶操作压力 （2）每层塔板压降 P=0.7Kpa（3）进料板压力 （4）精馏段平均压力 （5）塔底操作压力 （6）提馏段平均压力 3.1.2操作温度利用表3中的数据可求 ： = 80.54 109.99精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.1.3平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算=0.983，=0.930=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35 kg/Kmol=0.93078.11+（1-0.930）92.13=79.09kg/Kmol（2）进料板平均摩尔质量计算0.721 =0.530=0.72178.11+（1-0.721）92.13=8

12、2.02kg/Kmol=0.53078.11+（1-0.530）92.13=87.19kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol=（+）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol（4）塔底平均摩尔质量计算=0.024， =0.004=0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.80kg/Kmol=0.00478.11+（1-0.004）92.13=92.08kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol=（+）/2=（92.0

13、8+87.19）/2=89.635kg/Kmol3.1.4平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算=2.88=3.37 （2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由=80.54查表5得=812.4，=807.6=812.32进料板液相平均密度计算由=91.79查表5得=796.5，=794.9进料板质量分率=0.477=795.66精馏段液相平均密度计算=（+）/2=（812.32+795.66）/2=803.99塔底液相平均密度计算由=106.42查表5得=782.654，=783.938塔底质量分率=0.0204提馏段液相平均密度计算3.1.5液体平均表面张力计算依式 计算

14、塔顶液相平均表面张力计算由=80.54查表4得=20.984mN/m，=21.502mN/m=+（1-）=21.020mN/m进料板液相平均表面张力计算由=91.79查表4得=19.628mN/m，=19.929 mN/m=+（1-）=19.769mN/m精馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m塔底液相平均表面张力计算由=109.99查表4得=17.9654mN/m，=18.7938 mN/m=+（1-）=0.00417.9654+（1-0.004）18.7938=18.790mN/m提馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769

15、+18.790）/2=19.280mN/m3.1.6液体平均黏度计算依式计算塔顶液相平均黏度计算由=80.54查表4得=0.303mPa s，=0.307mPa s=+（1-）=0.930（0.303）+（1-0.930）（0.307）得=0.302mPa s进料板液相平均黏度计算由=91.79查表6得=0.264mPa s，=0.273mPa s=+（1-）=0.530（0.264）+（1-0.530）（0.273）得=0.269mPa s精馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPa s塔底液相平均黏度计算由=100.99查表6得=0.250mPa s

16、，=0.263mPa s=+（1-）=0.004（0.250）+（1-0.004）（0.263）=0.263mPa s提馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPa s3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率=1.298=0.00289由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距=0.4m，板上液层高度=0.06m，则-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得=0.078，则C=0.078(=0.0783=0.0783=1.313m/s取安全系数为0.7，则空塔气速

17、为u=0.7=0.71.313=0.9191 m/s按表准塔径圆整后为D= 1.4m塔截面积实际空塔气速为0.843m/s提馏段塔径的计算= =1.202=0.00869由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为0.112-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得=0.069C=0.069=0.0677=1.034m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.71.034=0.724m/sD=1.45m为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为1.4m。塔截面积=1.539实际空塔气速为0.781 m/s（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度=（-1）=（17-1）0.4=6.

18、4m提馏段有效高度=（-1）=（21-1）0.4=8 m在进料板上方开1个人孔，高度为0.8m，塔顶处开一人孔，精馏塔的效高度为Z=+0.8=15.2m3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长取=0.66D=0.661.4=0.924m堰高选用平直堰，堰上液层高度计算如下 ，取， =0.0143 精馏段：=-=0.06-0.0143=0.0457 m提馏段：= =0.0297m=-=0.06-0.0297=0.0303m弓形降液管宽度和截面积精馏段：由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124则=0.072

19、2=0.111，=0.124D=0.174m验算液体在降液管中停留时间=17.284s35s故降液管设计合理提馏段：由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124则=0.0722=0.111，=0.124D=0.174m验算液体在降液管中停留时间=5.748s35s故降液管设计合理降液管底隙高度=，取=0.15m/s精馏段=0.0208m-=0.0249m0.006m提馏段=0.0235m-=0.0068m0.006m故选用凹形受液盘 =50mm（2）塔板布置塔板的分块塔径D1.4m，故塔板采用分块式，查表得塔板分为4 块边缘区宽度WC=0.035 m，安定区宽度WS=0.06

20、5 m孔区面积计算其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（0.174 +0.065）=0.461mR=D/2WC=1.4/2-0.035=0.665m=1.118孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，孔中心距t为：t=3do=35=15mm筛孔数目n为： 5739塔板开孔区的开孔率为开孔率在515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段：提馏段： 3.3筛板流体力学验算3.3.1塔板压降（1）干板阻力hc由do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772由得精馏段： 提馏段： （2）气流通过液

21、层的阻力计算由且气相动能因数 Fo查充气系数关联图得=0.58 查充气系数关联图得=0.57精馏段：=hL=0.0348m液柱提馏段：=hL=0.0342 m液柱（3）液体表面张力的阻力的计算精馏段： 提馏段： 气体通过每层塔板的液柱精馏段：0.0775 m液柱提馏段： 0.0772 m液柱气体通过每层塔板的压降精馏段： 提馏段： 符合设计要求。3.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.3.3液沫夹带液沫夹带量根据设计经验，一般取=2.50.06=0.15m精馏段：=0.017kg液kg气提馏段：=0.014 kg液kg气故本设计中

22、液沫夹带量ev在允许的范围内3.3.4漏液对筛板塔，漏液点气速精馏段：实际孔速=11.52m/s，稳定系数=1.911.5提馏段：5.55m/s实际孔速=10.68m/s，稳定系数=1.921.5故本设计中无明显的漏夜。3.3.5液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，板上不设进口堰，=0.009792 m液柱精馏段：=0.5（0.4+0.0457）=0.22285 m0.0775+0.06+0.009792=0.147 m液柱提馏段：=0.5（0.4+0.0303）=0.21515m0.0772+0.06+0.009792=0.146m故在本设计中不

23、会发生液泛现象3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线由得 ，代入数据整理后精馏段：，在操作范围内取几个值，计算结果如下表7精馏段漏液线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）0.6430.6670.6870.703据此做精馏段塔板负荷性能图漏液线。提馏段：，在操作范围内取几个值，计算结果如下表8提馏段漏液线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）0.5270.5520.5720.588据此做提馏段塔板负荷性能图漏液线。3.4.2液沫夹带线取液沫夹带极限值eV=0.1 kg液/kg气由 式中LW=0.924m，

24、HT=0.4m，近似取E=1精馏段：整理得 在操作范围内取几个LSj，计算相应VSj列于下表表9 精馏段液沫夹带线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.4492.3122.2002.104据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线。提馏段：整理得 在操作范围内取几个LSt值，计算相应VSt值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表10提馏段液沫夹带线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.7452.6092.4992.404据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线3.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高

25、度hOW=0.006m作为液相负荷下限线的条件。取E=1.0精馏段：; 据此做精馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的液相负荷下限线。同理提馏段：据此可做提馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.4.4液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间=4s为限精馏段：提馏段：据此可分别作出精馏段和提馏段中与气体流量无关的垂直液相负荷上限线并都记为。3.4.5液泛线令忽略，将how与Ls；与Ls；hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：精馏段：在操作范围内取几个LSj，依上式计算相应VSj列于下表，据此做精馏段塔板负荷性能图中液泛线。表11 精馏段液泛线数据LS（m3/s）0.00060

26、.00200.00350.0050VS（m3/s）2.4292.3162.1952.068提馏段：在操作范围内取几个LSt依上式计算相应VSt于下表，据此做提馏段塔板负荷性能图中液泛线。表12 提馏段液泛线数据LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.3482.2682.1862.098综上所得，分别画出精馏段塔板负荷性能图和提馏段塔板负荷性能图。由精馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得图2 精馏段性能负荷图Vs，min=0.62/s Vs，max=2.09/s精馏段操作弹性为：由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液

27、泛控制，下限为漏液控制。并查得图3 提馏段负荷性能图Vs，min =0.510/s Vs，max =1.610/s提馏段操作弹性为： 4.接管尺寸的确定1.塔顶蒸汽出料管塔顶到冷凝器的蒸气导管，必须具有合适的尺寸，以免压力降过大，管径可按下式计算。取u=1.0m/s,则 式中蒸气速度uv在常压操作时取1220m/s,绝对压为6000pa1400pa时取3050m/s,绝对压小于6000pa时取5070m/s。2.回流管回流量 L=RD=100.7Kmol/h通常，重力回流管内流速uR取0.20.5m/s,强制回流uR取1.52.5m/s。回流管直径dR为 3.进料管df和塔釜出料管dw料液由高

28、位槽流入塔内时，进料管内流速uf可取0.40.8m/s；或由泵输送，uf可取1.52.5m/s，塔釜流出液体流速uw一般取0.51.5m/s，计算公式与前面所述回流管径的计算式相同。所有计算所得尺寸均应圆整到相应规格的直径。5.板式塔的结构与附属设备1）. 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、基座、除沫器等附属设备。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。1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，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。2.塔底空间 指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定

29、，即：塔底贮液空间依贮存液量停留35 min或更长时间而定；塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。3、进料位置 通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约13块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。2）. 精馏塔的附属设备 1、 冷凝器常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。 多数情况下，冷

30、凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。2、再沸器 常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度

31、减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。 筛板塔设计一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强Pkpa107.25120.55各段平均温度t0C86.165100.890平均流量气相Vsm3

32、/s1.2981.202液相LSm3/s0.002890.00869实际塔板数N块1721板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm6.48塔径Dm1.41.4空塔气速um/s0.8430.781塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长LWm0.9240.924堰高hwm0.04570.0303溢流堰宽度Wdm0.1470.147板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0mm55孔间距tmm1515孔数n5739开孔面积Aam21.118塔板压降p0KPa0.70.7液体在降液管停留时间s17.2845.748降液管内层清液高度Hdm0.14700.146液沫夹带evkg/kg0

33、.0170.014负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vmaxm3/s2.091.61气相最小负荷Vminm3/s0.620.51操作弹性3.373.1628参考文献（1）贾绍义.柴诚敬 .化工原理课程设计指导书，天津大学出版社；（2）化工原理教研室.化工原理课程设计指导书，吉林化工学院编；（3）杨祖荣. 化工原理，化学工业出版社；（4）匡国柱.史启才.化工单元过程及设备课程设计；（5）陈敏恒等编化工原理下册，化学工业出版社出版；（6）“化工原理设计手册”及其他参考书籍。主要符号说明符号意义单位组分的量Kmol组分的量Kmol塔顶产品流率Kmol/s总板效率%X液相组分

34、中摩尔分率%y气相组分中摩尔分率%相对挥发度%粘度PasF原料进量或流率Kmol/sK相平衡常数L下降液体流率Kmol/sN理论塔板数P系统的总压Paq进料中液相所占分率r汽化潜热KJ/Kmolt温度KV上升蒸气流率Kmol/sW蒸馏釜的液体量Kmolhc与干板压强降相当的液柱高度mhd液体流出降液管的压头损失mhL板上液层高度mWc边缘区高度mWd弓形降压管宽度mWs泡沫区宽度mZ塔的有效段高度m0板上液层无孔系数液体在降液管内停留时间sL液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3AT基截面积m2C气相负荷参数C20液体表面张力为dny.cm-1 时的气相负荷参数Cf泛点负荷系数d0筛板直径m液

35、体表面张力dyn/cmWd降液管宽度m密度Kg/m3Aa基板鼓泡区面积m2Af总降压管截面积m2D塔径meV霧沫夹带量Kg液/Kg气F0筛孔动能因数h0降液管底隙高度mhp与单板压降相当的液层高度mhW出口堰高mh与克服表面张力压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mHT板间距mLW堰长mLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/sN一层塔板上的筛孔总数T孔心距mU空塔气速m/sU0筛板气速m/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3/s致谢通过本次课程设计，不仅使我加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，也让我懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了我的课外知

36、识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。作为组长，在设计的过程中，我遇到了很多困难，感谢老师的帮助与指导，还有同学们的支持使我尽快找到了解决难题的办法。这次设计让我明白了，一种严谨求实的态度，是做好一切工作的前提，这个过程，也为我以后的日常生活和工作留下了宝贵的经验。在本次设计中我也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我获益匪浅，我相信在以后的专业设计中我能做的更好。34答 辩 记 录 与 综 合 成 绩 评 定 表答辩记录： 记录人： 年 月 日成绩评定：学号姓名说明书成绩30%图纸成绩30%答辩成绩40%总评成绩 指导教师： 年 月 日