化工原理乙醇精馏塔设计

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1、目录乙醇水溶液连续精馏塔优化设计、八、前言 精馏塔优化设计计算精馏流程的确定 塔的物料衡算三 塔板数的确定四、塔的工艺条件及物性数据计算10五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 13六、塔板主要工艺尺寸的计算14七、塔版流体力学验算 17浮阀塔板工艺设计计算结果22心得体会23参考文献24精馏塔优化设计任务书一、设计题目乙醇水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件1.处理量：17500 (吨/年)2 料液浓度：35(wt%)3. 产品浓度：93(wt %)4. 易挥发组分回收率：99%5. 每年实际生产时间： 7200 小时/年6. 操作条件： 间接蒸汽加热； 塔顶压强：101.3kpa (绝对压强) 进

2、料热状况：泡点进料；三、设计任务a) 流程的确定与说明；b) 塔板和塔径计算；c) 塔盘结构设计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。d) 其它i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。乙醇水溶液连续精馏塔优化设计(南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001) 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主 要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺 流程和主体设备设计。关键词：精馏塔 浮阀

3、塔 精馏塔的附属设备(Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001)Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results,

4、 completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.前言精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操 作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。乙醇在工业、医药、 民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求 乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙

5、醇，这是很有困难的， 因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为 乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽 化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏 操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度 的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流 和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔 底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备， 才能实现整个操作。浮阀塔与 20 世纪

6、 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩 塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工 业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1 型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼 油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两 种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中， 才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。 2、操作弹性大。 3、塔板 效率高。 4、气体压强降及液面落差较小。 5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理 易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有

7、一般聚合现象的系统，浮阀塔 也能正常操作。精馏塔优化设计计算 在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇水溶液，要求料液浓度为 35%，产 品浓度为 93%，易挥发组分回收率 99%。年生产能力 17500 吨/年 操作条件：间接蒸汽加热 塔顶压强：101.3kpa (绝对压强) 进料热状况：泡点进料精馏流程的确定乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用 间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二 塔的物料衡算1. 查阅文献，整理有关物性数据水和乙醇的物理性质名分子式相对分子密度20 C沸点101.33kP比热容(

8、20 C)黏度(20导热系数表面张力a xlO 3称质量kg / m 3aKg/(kgC)(20 CC.C)mPa.)(20 Cs& /(m).C)N/m水H 218.029981004.1831.0050.59972.8乙醇CH OH2546.0778978.32.391.150.17222.8常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇水系统 txy 数据如表 11 所示。表 11 乙醇水系统 txy 数据沸点t/C乙醇摩尔数/%沸点t/C乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.

9、7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.75

10、55.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：1825C时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为:a 二 67.83364 - 2.9726x + 0.09604x2 - 0.00163x3 +1.348 x 10-5x4 - 4.314 x 10-8x5式中a25C时的乙醇和水的混合液的表面张力，N/m；x乙醇质量分数，。其他温度下的表面张力可利用下式求得1(t T 12C 2式中O 温度为T时的表面张力；N/m；11O 温度为T时的表面张力；N/m；22T 混合物的临界温度，T =ExT , K； C C i cix 组分 i 的摩尔分数；iT

11、 组分 i 的临界温度， KCi2.料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数35/467=0 1740.35/46.07 + 0.65/18.02X =.93/ 4607d 0.93/ 46.07 + 0.07/18.02=0.8390.174 - 0.99 x 0174 x 0.8390.8391 - 0.99 x0.1740.839=0.00223. 平均摩尔质量M =0.174x46.07+ (1-0.174) x 18.02=22.9 kg/kmolFM = 0.839x46.07+ (1-0.839) x18. 02=41. 55kg/kmol DM =0.0022x46.07+(1-0.00

12、22) x18.02=18.08kg/kmolW4.物料衡算已知：F二=106.14 kmol / h7200 x 22.90总物料衡算 F=D+W=106.14易挥发组分物料衡算 0.839D+0.0022W=106.14x0.174联立以上二式得：D=21.79kg/kmolW=84.35kg/kmol三 塔板数的确定乙醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。(1) 由手册查得乙醇水物系的气液平衡数据，绘出 xy 图，见下图(2) 求最小回流比 R 及操作回流比 Rmin采用作图法求最小回流比在图1中对角线上，自点a(0.839,0.839)作切线ab交 y 轴于点(0.000，0.30

13、1)x故匚二0.301 求得R =1.7R minmin+1取操作回流比为R=2 R =2X1.79=3.58min(3) 求精馏塔的气液相负荷L=RD=3.58X21.79=78.0kmol/hV=(R+1)D=(1+3.58) X21.79=99.80 kmol/hL = L + F =78.0+106.14=184.14 kmol/hV = V = 99.80 kmol/h(4) 求操作线方程精馏段操作线方程为LD 78.021.79y= -x + x = x + x 0.839 = 0.782x + 0.183VV D 99.8099.80提馏段操作线方程为LW 184.1484.35

14、y =x -x =x -x 0.0022 = 1.845x一 0.0019V V w 99.8099.80(5) 图解法求理论塔板层数 采用图解法求理论塔板层数, 如图 1 所示, 求解结果为 总理论塔板层数 N =15(包括再沸器)T进料板位置 N =13F作图如 1-1:图 1-12、全塔效率 ET查表得卩=0.516 mPa sAD卩 =0.366 mPa sBD卩=0.361 mPa.sAW卩 =0.284 mPa.sBWa = mr =0.516 x 0.839+0.366 x (1-0.839)=0.49Dr =0.361x0.0022+0.284x(1-0.0022)=0.28W

15、r =(r +r )/2=(0.49+0.28)/2=0.385L D W0 245E =0.49（ a 卩）=0.509T m L3、实际塔板数12精馏段塔板数：N = 12 = 24 精 ET3提馏段塔板数： N =丄=6 提 E四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例：1、操作压力 Pm塔顶压力： P =101.3kpa D若取每层塔板压强AP =0.7kpa则进料板压力：P =101.3+12 x 0.7=109.7kpaF精馏段平均操作压力Pm =101.3 +109.7二105.5 kpa22、温度 tm根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得塔顶t =78.36。CD进料板

16、t =82.53。CF78.36 + 82.532二 80.453、平均摩尔质量M 塔顶 x = y =0.839D1x =0.8511M = 0.839x46.07+ （1-0.839） x 18.02=41.55 kg/kmolVDM =0.851 x46.07+（1-0.851）x 18.02=41.88 kg/kmolLD 进料板：y = 0.445Fx =0.102FM = 0.445 x46.07+（1-0.445）x 18.02=30.50 kg/kmol VFM =0.102x46.07+（1-0.102）x 18.02=20.88 kg/kmol LF精馏段的平均摩尔质量厂=

17、4155 + 35V ,精2二 36.03kg/kmol旷=4188 + 2088l,精2二 31.38kg/kmol4、平均密度 pm(1) 气相密度 pV,m由理想气体状态方程计算 ， 即105.5 x 36.03=1.29 kg/kmolPMp = mVm =Vm RT =8.314 x (80.45 + 273.15)m(2) 液相平均密度依下式计算， 即1/ p =a / pLmi i塔顶液相平均密度的计算 由t = 78.36C，查手册得Dp = 744.64 kg/ m 3Ap = 970.6 kg/ m3Bp =LDm (0.93/ 744.64 + 0.07 / 970.6)

18、= 757.58 kg/ m3进料板液相平均温度的计算由t = 82.53 C查手册得Fp =740.132 kg/m3 p =970.823 kg/m3AB 进料板液相的质量分率0.174 x 46.07aA = 0.174 x 46.07 + (1-0.174) x 18.02 = 0.35P LFm 0.35 / 740.132 + 0.65 /970.823 = 877.19 g/ 科精馏段液相平均密度为p Lm(757.58+877.19)/2=817.39 kg/m35、液体表面张力b = mmi=1塔顶液相平均表面张力的计算x bii由t = 78.36C，查手册得Dc = 18

19、.477 mN/m c = 62.94 mN/mABc 二 0.839X 18.477+0.161X62.94=25.63mN/m LDm进料板液相平均表面张力的计算由t = 82.53 C，查手册得Fc = 18.120mN/m c = 62.301 mN/m ABc 二0.174X18.120+(1-0.174) X62.301=54.61mN/m LFm精馏段液相平均表面张力为c 二(25.63+54.61)/2=40.12 mN/mLm6.液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算， 即lg卩二工x lg卩Lm i i塔顶液相平均捻度的计算由 t =78.36C ， 查手册得D卩=0.48

20、5 mPa s卩=0.366 mPa sABlg p =0.839 lg(0.485) +0.161 lg(0.366)LDm解出 p =0.463mPa sLDm进料板液相平均黏度的计算由 t =82.53C ， 查手册得Fp =0.479 mPa s p =0.348 mPa s ABlg p = 0.174lg(0.479) + 0.826lg(0.348)LFm解出 p =0.372 mPa sLFm精馏段液相平均表面张力为p =(0.463+0.372)/2=0.418 mPa sLm五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算精馏段的气、液 相体积流率为“ VM 99.8 x 36

21、.03仆 /V = Vm =2787.44 m3 / h =0.774 m3 / ss P1.29Lm_LM_78x31.38 2 99 门 QV1O /L = Lm -= 2.99 m3 / h =8.3 X 10-4 m3 / ss P817.39LmP -PL VPV式中C由式C = C （話）0.2计算,其中的C由史密斯关联图查取，图的横坐标为20 20 20L P2.99817.39h （二）1/2 = （）1/2 = 0.027V p2787.441.29hV取板间距H =0.30m，板上液层高度h =0.05m，则TLH - h =0.30-0.05=0.25mtL查图得 C =

22、0.05320C = C20（鬻）0.2 =0.053 （畔心.06】u =0.061 ；817.39 二1.29 =1.53 m/s max1.29取安全系数为 0.65， 则空塔气速为u =0.65u=0.65X1.53=0.997m/smax=0.995m,：4V 4 x 2787.44.兀uX 3600 x 0.997兀按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积为兀兀A = D2 =0.785 m 2T 44 X 1.02实际空塔气速为2787.44=0.986m/s0.785X36002. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 二(N -1)H =(24-1) X0.30=6.9m

23、精精T提馏段有效高度为Z 二(N 1)H =(6-1) X0.30=1.5m提提T在进料板上方开一人孔,其高度为0. 8 m 固精馏塔的有效高度为Z 二 Z + Z + 0.8 =6.9+1.5+0.8=9.2 m 精提六、塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流堰装置计算因塔径D = 1.0 m,可选用单溢流弓型降液管，采用凹型收液盘。各计算如下:(1) 堰长lW取 l =0.62 D =0.62X1.0=0.62 mW(2) 溢流堰高度 hW由 h =h -hW L OW选用平直堰,堰上液层高度h由下式计算，即OWhOW2.841000E （化）2/3l近似取 E =1, 则2.842.99h =

24、 x 1 x ()2/3 =0.008 mOW 10000.62取板上清液层高度h = 60 mmL故 h =0.06-0.008=0.052 mW(3) 弓形降液管宽度W和截面积Adf由-w =0.62DAW查图得f =0.061d =0.120ADT故 A =0.061 A =0.061X0.785=0.0479 m 2fT =0.12D=0.12X1.0=0.120 md依下式验算液体在降液管中停留时间,即3600 x 0.0479 x 0.302.99=17.30s 5 s3600A H9 二f_t 二LH固降液管设计合理(4) 降液管底隙高度h0Lh3600l u 0取 u二 0.0

25、8m / s02.99则 h 二二 0.016 m03600 x 0.62 x 0.08h h 二 0.0520.016 = 0.036 m0.006 m0故降液管低隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度h二50 mm。2. 塔板布置(1) 塔板的分块因D 800 mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。(2) 边缘区宽度确定取W 二 W二 0.070 m, W 二 0.035 m s s c(3) 开孔区面积计算开孔区面积A按下式计算，即aA = 2(x r2 一 x2 + sin -i a180 r其中 x = D - (W + W ) = 1.0 (0.120+0.070)=0.31

26、0 m2 d s 2r = - W =10 0.035=0.465 m2 c 2故Aa = 2W4 0.3102雹 Sin -1 0採)=0530 m 2(4) 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子F =10,用下式求孔速u ,即 002 丄=8.8py1.29 v求每层塔板上的浮阀数，即sN=_ =278竺=72兀兀d 2u3600 x (0.039)2 x 8.84 0 04浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=90mm=0.090m则可按 下式估算排间距t，即:A 0.530t 二 a =0.081m=81mmNt 73 x 0.090考虑到塔的直径比较大，必须采用分

27、块试、式塔板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81mm，应小于此值，故取t =75mm=0.075m。按t=90mm， t =75mm以等腰三角形叉排方式做图，排得阀数72个。按 N=72 重新核算孔速以及阀孔动能因数：2787.44=9 0=9.003600 x# (0.039)2 x 72F0 = 9.0 129=10.22阀孔动能因数F变化，仍在912范围。0塔板开孔率二=0.997 =11.08%u 9.00七、塔版流体力学验算1. 气相通过浮阀塔板的压强降h 二 h + h + hpc1b干板阻力：U _ 1.8% _ 1-82f；f29 =13.7

28、4m/s因U0 U，故按下式计算干板阻力，即u 0.1759.00.175h _ 19.9-0_ 19.9 x =0.035m 液拄c P817.39L板上充气液层阻力：本设备分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数 _ 0.5。依下式知0h _ h =0.5 x0.06=0.03m 液柱1 0 L 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为hp =0.035+0.030=0.065m 液拄则 单板压降 勺“ _ hpP 0 =0.065x817.39x9.81=521.21 Pa2. 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液

29、管中清液层高度，hd （ H + h ）。d T wH 可用下式计算，即dH _ h + h + hdp L d与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 h :前已算出 hp ph p h =0.065m 液柱pp液体通过降液管的压头损失：因设进口堰，故按下式计算，即L 2.99d = 0.2(Th)2 =(3600x 0.62x 0.016)2 = 0-0070 液柱w0板上液层高度，前已选定板上液层高度为h = 0.060mL则 H =0.065+0.06+0.0070=0.132md取 =0.5，又已选定 H =0.30m, h =0.036m。则Tw(H + h ) =0.5 (0.3+

30、0.036) =0.168mTw可见H (H + h )，符合防止淹塔的要求。 dT w雾沫夹带 按下两式计算泛点率，即I pVv一 + 1.36L ZS p ps L泛点率=一匕_匕x 100%KC AFb及泛点率=I pV 叫p pL0.78KC AFTx100%板上液体流径长度 Z二D 2W =1.0-2 x 0.12=0.76mLd板上液流面积 A 二 A 2A 二 0.785-2 x 0.061=0.663m 2b T f乙醇和水为正常系统，可查表取物性系数K=1.0,又查得泛点负荷系数C =0.083,F将以上数值带入，得丨 1 292787.44 +1.36 x 2.99 x 0

31、.76泛点率=x100%=57.5%817.39 -1.293600 x 1.0 x 0.083 x 0.663按计算泛点率，得r 1 292787.44泛点率二81739 -1.29xlOO% =60.57%3600 x 0.78 x 1.0 x 0.083 x 0.785以上两 式计 算出的 泛点率 都在 80%以 下，故 可知雾沫 夹 带能量 够满足e 0.1kg（ 液 ）/kg （气）的要求。 v3.塔板负荷性能图 （1）雾沫夹带线 依式做出,既pVV +1.36 LZ门 p ps L泛占率二L V泛点率=KC AFb按泛占率为 80%计算如下:1 29+1.36L x 0.76817

32、.39 1.29s 二 081.0 x 0.083 x 0.663整理得：0. 0397V +1.0336L =0.044ss或：V 二 1.108 26.04Lss由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 L 值，依式（1）算 s出相应的V值列于表1-2中，可据此做出雾沫夹带线（1）。 s表 1-2L /(m 3 / s)s0.0000.002V /(m3 / s)s1.1081.056( 2)液泛线根据 0 (H + h ) = h + h + h = h + h + h + h + hT wp L d c 1 b L d由上式确定液泛线。忽略式中 h ，得b0(H + h )

33、二 5.34Twp u 2Lj + 0.2( 一)2 + (1 + s )h + p 2 gl h0 wLw 02.8400)2/3因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H, h, h0lw，Pv，PL，0及e等均为定值，而u与V又有如下关系，即 osVs兀d 2 N4 o式中阀孔数N与孔径d也为定值，因此可将上式简化成V与L的如下关系:0s saV2 二 b cL dL2/3ss s即0.0661 V 2 =0.095-1.196 L2 -1.366 L2 / 3sss或V 2 =1.437-18.094 L2 -20.666 L2/3sss在操作范围内任取若干个L值，依式(2)算出相应的V值列于

34、表1-3中。 ss表 1-3L (m 3 / s)s0.0000.00050.0010.002V (m 3 / s)s1.4371.3071.2301.109根据表中数据做出液泛线（2）（3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。依式可知液体在降液管中的停留时间为3600 A H9 二T = 3 5sLh以9二5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则(L )s maxAH=T50.061 x 0.305=3.66x 10-3 m3/s3）求出上限液体流量L值（常数）。在V L图上液相负荷上限线为与气体流量V ss ss无关的竖直线（3）。（4）漏液线 对于F1型重

35、阀，依F = u 亍=5计算，则u =2。又知00 9 V0ipp兀 ,V = d 2 Nus 4 00则得 Vd2 N 5则得 s 4 0p以 F =5 作为规定气体最小负荷的标准，则0兀兀5兀5(V)二 d2Nu 二d2N二一(0.039)2 x 72 x二 0.378 m3/ smin 4 004 0:; p41.29V据此作出与液体流量无关的水平漏液线(4)。4)(5)液相负荷下限线 取堰上液层高度h二0.008m作为液相负荷下限条件，OW依h的计算式计算出L的下限值，依此作出液相负荷的下限线，该线为与气相 OWs流量无关的竖直线(5)。2.84 e3600(l ).“EIsmn 12

36、/31000 l=0.008取 E=1, 则(L )s min0.008 x1000l0.008x10000.62=()3/2 W = ()3/2 x= 1.95 x 10-4 m3 / S2.84 x136002.8436005)根据本题附表 1， 2 及式(3)，(4)，(5)可分别做出塔板负荷性能图上的(1)，2)，(3)，(4)，(5)共 5 条线，见图 1-2。由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气，液负荷下的操作点A (设计点)，处于适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏页控制。按照固定的液气比，由图 2 查出塔板的上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制

37、，所以(V )= 1.12 m3 / s(V )二 0.388 m3 / ss maxs min操作弹性=2.891P3/7-.7/7 4/100. 0010.0020. 0030. 0040. 005图 1-2浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径D1.0板间距 H /mT0.3m塔板形式浮阀塔空塔气速 u0.997(m/s)堰长 l / mw0.62m堰咼h / mw0.052m板上液层高度hL /m0.008m降液管底隙高度 h /m00.016m浮阀数 N/个72阀孔气速 u /(m / s)09.90(m/s)阀孔动能因数 F010.22临界阀孔气速u /(m / s)15.

38、01(m/s)孔心距 t0.090m排间距t/m0.081m单板压降Ap Pap521.21pa液体在降液管内停留时间 0 /s17.3s降液管内清液层高度H m/sd0.06m泛点率 /%57.5气相负荷上限(V )/(m3 /s)s max1.12(m/s)气相负荷下限 (V )/(m3 /s)s min0.388(m/s)操作弹性2.89心得体会此次课程设计让我受益匪浅，使我对精馏塔有了更深一步的了解。精馏塔有 许多分类标准,其中根据塔内气、液接触构件的结构形式, 可以将精馏塔分为塔 式和填料式两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡状、蜂窝状形式 穿过板上的液层，进行传质和传热。

39、在正常操作条件下，气相为分散相，液相为 连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。浮阀精馏塔是化工生 产中重要的设备之一。结合本设计中流体的物性特点，在考虑各种类型塔的优缺点，本设计中选择 了浮阀精馏塔。通过本次设计，让我感触最深的是细心、专心、耐心。因为在设计中有很多的细 节问题，不细心，就出现错误，一旦出现错误，就是要重头在来，那就要浪费很 多时间，而设计的时间是有限的，所以要想按时完成就必须要细心、专心、耐心。 同时在设计中还要进行创新。除此之外，查资料也是很重要的。本设计从计算到 绘图，经过多次修改，全部由自己独立完成。在设计过程中肯定还存在着或多或 少的不足之处，望老师能够

40、指正出来。在为期两周的课程设计中，得到了来自南 华大学化学化工学院教肖志海老师的亲切指导，表示衷心的感谢！参考文献1 贾绍仪 柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20062 姚玉英等.化工原理，下册.天津：天津大学出版社，20053 化学工程手册编辑委员会.化学工程手册气液传质设备。北京：化学 工业出版社，19994 贾绍仪 柴诚敬等.化工传质与分离工程.北京：化学工业出版社，20015 匡国柱，史启才等.化工单元过程及设备课程设计.北京：化学工业出版社，20026 王树楹等.现代填料塔技术指南。北京：中国石油化工出版社，19987 刘乃鸿等.工业塔新型规整填料应用手册。天津：天津大学出版社，19938 徐崇嗣等.塔填料产品及技术手册.北京：化学工业出版社，19959 Strigle R F Random Packings and Packed Tower Design andApplications.Houston: Gulf Publishing Company,198710 兰州石油机械研究所.现代塔器技术.北京：化学工业出版社，1995