苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计

1 课程设计的目的……………………………………………3 

2 课程设计题目描述和要求…………………………………3 

3 课程设计报告内容…………………………………………4 

4 对设计的评述和有关问题的讨论…………………………22 

5 参考书目……………………………………………………22

1苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 

1．课程设计的目的

2 课程设计题目描述和要求

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 

原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 

原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号） t/h   [单号]  

                  （10+0.1*学号） t/h   [双号]  

产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2%      [单号]  

                    xd=96%，xw=1%      [双号]

工艺操作条件如下：

 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。

 3．课程设计报告内容 

 3.1 流程示意图                                          

  冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯

                        ↑↓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→甲苯的储罐→甲苯 

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。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。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，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，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冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。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，完成苯与甲苯的分离。

3.2.2 方案的说明和论证         

本方案主要是采用浮阀塔。 

精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

3

一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流

动。

二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 

五：结构简单，造价低，安装检修方便。 

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 而浮阀塔的优点正是：

而浮阀塔的优点正是： 

1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其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。 

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。 

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。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，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。

3.3 设计的计算与说明  

3.3.1  全塔物料衡算 

根据工艺的操作条件可知：

料液流量 F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h

料液中易挥发组分的质量分数 xf =（30+0.5*19）%=39.5%； 

塔顶产品质量分数 xd = 98%，摩尔分数为 97.6%；

 塔底产品质量分数 xw= 2%，摩尔分数为 1.7%； 

由公式：

F=D+W                      

F*xf=D*xd+W*xw

代入数值解方程组得：                 

塔顶产品(馏出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.Kg/s；             

塔底产品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s。

3.3.2．分段物料衡算 

lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237)  安托尼方程 

lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377)  安托尼方程 

xa=(P 总-Pb*)/(Pa*-Pb*)            泡点方程 

根据xa从《化工原理》P204表6—1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 xa=0.395 时，假设t=92℃    Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 

当 xa=0.98  时，假设t=80.1℃  Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,

当 xa=0.02  时，假设t=108℃  Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, 

t=92℃，既是进料口的温度，

t=80.1℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，

t=108℃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。 

a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1℃）                      

所以平衡方程为    y=ax/[1+(a－1)x]=2.500x/（1+1.500x）， 

最小回流比 Rmin 为 

             Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)＝1.426，

所以 R=1.5Rmin＝2.139， 

 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.=1.904，

精馏段气相质量流量 V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*0.=2.794， 

所以，精馏段操作线方程  yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1) 

=0.681xn+0.311 

因为泡点进料，所以进料热状态  q=1 

所以，提馏段液相质量流量 L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154， 

提馏段气相质量流量 V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。    

所以，提馏段操作线方程 ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V' 

                           =1.487xm-0.008

3.3.3 理论塔板数的计算

（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017

（2）用逐板计算法计算理论塔板数  

    第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以 y1=xd,然后可以根据平衡方程可得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xn第一板    y1=xd                                                  0.98

x1=y1/[y1+a(1-y1)]                                       0.9514  

第二板    y2=0.681x1+0.311                                        0.9592

x2=y2/[y2+a(1-y2)]                                       0.9039

第三板    y3=0.681x2+0.311                                        0.9268

x3=y3/[y3+a（1-y3)]                                      0.8351

第四板    y4=0.681x3+0.311                                        0.8799

x4=y4/[y4+a(1-y4)]                                       0.7456

第五板    y5=0.681x4+0.311                                        0.81

x5=y5/[y5+a(1-y5)]                                       0.40

第六板    y6=0.681x5+0.311                                        0.7497

x6=y6/[y6+a(1-y6)]                                       0.5451

第七板    y7=0.681x6+0.311                                        0.6823

x7=y7/[y7+a(1-y7)]                                       0.4621

第八板    y8=0.681x7+0.311                                          0.6258

x8=y8/[y8+a(1-y8)]                                         0.4008

第九板    y9=0.681x8+0.311                                          0.5840

x9=y9/[y9+a(1-y9)]                                         0.3596

x9从第十块板开始，用提馏段操作线求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到 xn第十板     y10=1.487x9-0.008                                        0.5267

x10=y10/[y10+a(1-y10)]                                    0.3080

第十一板   y11=1.487x10-0.008                                       0.4500

x11=y11/[y11+a(1-y11)]                                    0.2466 

第十二板   y12=1.487x11-0.008                                       0.3587

x12=y12/[y12+a(1-y12)]                                    0.1828

第十三板   y13=1.487x12-0.008                                       0.2638

x13=y13/[y13+a(1-y13)]                                    0.1254

第十四板   y14=1.487x13-0.008                                       0.1784             

x14=y14/[y14+a(1-y14)]                                    0.0799

第十五板   y15=1.487x14-0.008                                       0.1108

x15=y15/[y15+a(1-y15)]                                    0.0475

第十六板   y16=1.487x15-0.008                                       0.0626

x16=y16/[y16+a(1-y16)]                                    0.0260                                                   

第十七板   y17=1.487x16-0.008                                       0.0307

x17=y17/[y17+a(1-y17)]                                    0.0125

x17 

3.3.4 实际塔板数的计算       

根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.25， 

甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.27， 

所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262

所以：总板效率  E=1/[0.49 (a*μav)e0.245]＝0.544 

实际板数  Ne=Nt/Et＝29.412＝30 

实际精馏段塔板数为   Ne1=14.705=15 

实际提馏段塔板数为   Ne2=14.705=15

由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段 分别计算为佳。而且设计时，往往精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。

3.3.5塔径计算

因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。 

所以 ：气相体积流量  Vh(m^3/h)＝3325.713219，Vs(m^3/s)＝0.923809227， 

液相体积流量  Lh(m^3/h)＝25.123146，  Ls(m^3/h)＝0.006978652。 

查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/m^3)＝792.5，         

液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/m^3)＝790.5，

根据公式 1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得，

           液相密度ρl(Kg/m^3)＝791.1308658， 

根据公式  苯的摩尔分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92]           

M’=苯的摩尔分率*M 苯＋甲苯的摩尔分率*M 甲苯           

ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得

气相密度ρv(Kg/m^3)＝2.742453103。 

气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506，  

根据试差法，设塔径 D(m)＝1.2，根据经验关系:

可设板间距 Ht＝0.45m,  

清液层高度 Hl[常压塔（50～100mm)）]取为50mm,  

所以液体沉降高度 Ht-hl＝0.4m。 

根据下图

可查得，气相负荷因子  C20= 0.065, 

液体表面张力δ(mN/m)，100℃时，  查表  苯 18.85   甲苯 19.49 

所以，平均液体表面张力为 19.227815，

根据公式:    C=C20*[(δ/20)^0.2]得，C= 0.0514585. 

所以，液泛气速    uf(m/s)＝C*〔(ρl-ρv)^0.5〕/〔ρv^0.5〕＝1.093851627。 

设计气速    u(m/s)＝u=(0.6～0.8)*uf＝0.765696139， 

设计塔径    D'(m)=(Vs/0.785/u)^0.5＝1.197147394，根据标准圆整为1.2m, 

空塔气速    u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0.469409612.  

3.3.6 确定塔板和降液管结构

⑴确定降液管结构 

塔径 D(mm)  1200

塔截面积                      At(m^2)     查表                    1.31

Ad/At                         (Ad/At)/%   查表                    10.2

lw/D                          lw/D       查表                     0.73

降液管堰长                    lw(mm)     查表                    876

降液管截面积的宽度            bd(mm)     查表                    290

降液管截面积                  Ad(m^2)    查表                    0.115

底隙 hb(mm),  一般取为 30～40mm,而且小于 hw,本设计取为30mm,

 溢流堰高度 hw(mm),  常压和加压时，一般取 50～80mm．本设计取为60mm,  

⑵降液管的校核   

单位堰长的液体流量，(Lh/lw) (m^3/m.h)＝27.47661034，                     

不大于100～130，符合要求

 堰 上 方 的 液 头 高 度 

how(mm) ＝ 2.84*0.001*E*[(Lh/lw)^0.66667]  ＝25.86020161， 

式中，E 近似取一， how=25.86>6mm,符合要求。 

底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb＝0.2544130，而且不大于 0.3～ 0.5，符合要求。  

⑶塔盘及其布置 

由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位 4mm。

降液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m^2, 

受液区的面积按 Ad 计算，取为 0.115m^2, 

入口安定区得宽度 bs'(mm)，一般为  50～100，本设计取为60。 

出口安定区得宽度 bs'(mm)，一般为  50～100，本设计取为60。 

边缘区宽度 bc(mm)，一般为  50～75，本设计取为 50， 

有效传质区，Aa(m^2)＝ 2*{x*(r^2-x^2)^0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}＝24.59287702. 

塔板结构如下两图

  9

⑷浮阀数排列

选择F1 型重型  32g 的浮阀

阀孔直径给定，d0(mm)=39mm,  动能因子F0 一般取为 8～ 12，本设计取为 11.5。

阀孔气速，uo(m/s)=F0/[ρv^0.5]= 6.940790424， 

阀孔数 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。

实际排列时按等腰三角形排,中心距取为 75mm,  固定底边尺寸B(mm)= 70,所以          

实际排出 104 个阀孔，与计算个数基本相同。 

所以，实际阀孔气速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938

实际阀孔动能因子，F0=u0*ρv^0.5=11.483685， 

开孔率ψ=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 10％～14％，符合要求。

3.3.7塔板的流体力学校核

(1) 液沫夹带量校和核

液体横过塔板流动的行程，Z(m) =D-2*bD=0.62

塔板上的液流面积，Ab(m^2) =At-2*Ad=1.08 

物性系数，K，查表得  ＝1 

泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。 

F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191，

F1=Vs*[ρv/(ρl-ρv)^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445，

泛点率 F1＜(0.8～0.82)，F!,F2  均符合要求。

 ⑵，塔板阻力的计算与较核 

临界孔速 u0c(m/s) =(73/ρv)^(1/1.875)= 5.7525979干板阻力，ho(m) =19.9/  ρl*（u0^0.175）=0.035299005， 

充气系数ε0=0.4，塔板充气液层的阻力 hl(m)=  ε0*(hw+how)= 0.034344081， 

克服表面张力的阻力 hσ，一般忽略不计，所以塔板阻力 hf(m)=ho+hl+hσ=0.0693086。 

13

⑶降液管液泛校核 

液 体 通 过 降 液 管 的 流 动 阻 力 ， 

hd=1.18*0.00000001*[(Lh/lw/hb)^2]=0.0098418m, 

降 液 层 的 泡 沫 层 的 相 对 密 度 φ =0.5, 降 液 层 的 泡 沫 高 度 

hd'=hd/ φ=0.019796837(m), 

Ht+hw=0.51m>hd’,合格。 

⑷液体在降液管中停留时间较核 平均停留时间τ＝Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（  不小于 3～5 s）,合格。 

⑸严重泄漏较核 

泄漏点气速 u0'=F0/(ρv^0.5) =3.017734967，F0=5， 

稳定系数，k=u0/u0'= 2.296737127 >1.5～2，合格。  

3.3.8 全塔优化（如下图） 

曲线 1 是过量液沫夹带线，根据 F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf   F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.2Lh， 

曲线 2 是液相下限线，根据 Lh=(0.00284^0.6667)*lw*(how^1.5)   how=6mm 得 Lh(m^3/h)=2.690007381， 

曲线3是严重漏液线，根据 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(ρv^0.5)  F0=5 得 Vh(m^3/h)= 1349.696194， 

曲线 4 是液相上限线，根据 Lh=Ad*Ht／τ*3600     τ=5s 得 Lh(m^3/h)= 37.26， 

曲 线 5 是 降 液 管 泛 线 ， 根 据 hd< φ (Ht+Hw) ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2)^0.5，

曲线 5 必过的五点(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150) 

作图如下 

Vmax(m^3/h)= 4779，Vmin(m^3/h)= 1349 

操作弹性＝Vmax/Vmin=,3.542624166，大于2，小于4，合格

14                                   

3.3.9 塔高 

规则塔体高 h=Np*Ht=13.5m,  

开人孔处  (中间的两处人孔)塔板间距增加为 0.6m,进料处塔板间距增加为 0.6m, 

塔两端空间,上封头留 1.5m  ，下封头留 1.5m, 

釜液停留时间τ为 20min ,  

填充系数φ=0.7，

所以体积流量 V(m^3/h)=Lh*τ/ρl/φ =1.679350119 ， 

所 以 釜 液 高 度 Δ Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)= 0.49495223=0.5m 

所以，最后的塔体高为 17.59m.

3.3.10 热量衡算 

⑴塔底热量衡算 

塔底苯蒸汽的摩尔潜热 rv'苯(KJ/Kg)= 373， 

塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv'甲苯(KJ/Kg)=361； 

所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv'(KJ/Kg)= rv'

   苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv' 

甲 苯*yC7H8=361.1412849， 

15

所以再沸器的热流量 Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822， 

因为加热蒸汽的潜热 rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130℃)， 

所以需要的加热蒸汽的质量流量 Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.5356334。 

⑵塔顶热量衡算 

塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热 rv 苯(KJ/Kg)=379.3 

塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1 

所 以 塔 顶 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv(KJ/Kg)= rv 

苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv 

甲 苯*yC7H8=378.88； 

所以冷凝器的热流量 Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463， 

因为水的定压比热容 Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷却水的进口温度 t1=25℃，冷却水的出口温度 t2=70℃， 

所以需要的冷却水的质量流量 Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.514930857。  

3.3.11 精馏塔接管尺寸 

⑴回流液接管尺寸 

体积流量 Vr(m^3/s)=L/ρ=0.0023769，管流速 ur(m/s)=0.3， 

回流管直径 d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)^0.5= 110.8220919=φ133*6； 

⑵进料接管尺寸

料液体积流率 Vf(m^3/s)=F/ρ= 0.003792206，管流速 uf(m/s)=0.5， 

进料管直径，d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)^0.5=98.268855=φ108*5； 

⑶釜液出口管

体积流量 Vw(m^3/s)=L'/ρ=0.006685975，管流速 uw(m/s)=0.5 

出口管直径 dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)^0.5=130.4825516=φ159*8；

⑷塔顶蒸汽管

体积流量 Vd(m^3/s)=V/ρv=1.1797471，管流速 ud(m/s)=15， 出口管直径 dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)^0.5=316.0129882=φ377*8。 

3.3.11 辅助设备设计 

⑴再沸器 

因为蒸汽温度 ts(℃)=130，釜液进口温度 t1'(℃)=100，釜液出口温度 t2'(℃)=110， 

所以传质温差Δtm(℃)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]= 24.66303462， 

因为传质系数 K1(W/m^2/K)=300， 

所以传质面积 A(m^2)=Qr/K/Δtm=157.42694。 

⑵冷凝器 

因为蒸汽进口温度 T1(℃)=100，蒸汽出口温度 T2(℃)=80，冷却水的进口温度t1=25℃,  冷却水的出口温度 t2=70℃， 

所以传质温差Δtm'(℃)=(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)= 41.2448825， 

因为 K2(W/m^2/K)=250， 

所以，传质面积 A'(m^2)=Qc/K2/Δtm'=118.672。 

16

⑶储罐 

Ⅰ原料罐 

因 为 停 留 时 间 τ 1(s)= 1800 ， 

所 以 原 料 罐 的 容 积 量 V(m^3)=F* τ 1/ ρ l/ φ=9.751388076； 

Ⅱ塔顶产品罐 

因 为 τ 2(s)=259200 ，

所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vd(m^3)=D* τ 2/ ρ l/ φ=440.2166633； 

Ⅲ塔底产品罐 

因 为 τ 3(s)=259200 ， 

所 以 塔 顶 产 品 罐 的 容 积 量 Vw(m^3)=W* τ 3/ ρ l/ φ=963.9832197。  

3.4 设计参数表

17塔板设计结构汇总表数据 

塔板主要结构参数 数据 塔板主要流动性能参数 数据

塔的有效高度Z0(m) 13.5 液泛气速 uf(m/s) 1.093407044

实际塔板数 Np 30 空塔气速 u(m/s) 0.469409612

塔 ( 塔 板 ) 内径D(m) 1.2 设计泛点率 rf=u/uf 0.696675915

板间距 Ht(m) 0.45 阀孔动能因子 F0 11.483685

流动形式 单流型 阀孔气速 uo(m/s) 6.940790424

降液管总截面积与塔截面之比 Ad/At 10.2% 泄 漏 点 气 速uo'(m/s) 3.017734967

降 液 管 堰 长lw(mm) 876 雾 沫 夹 带 泛 点 率F1 0.41815191

降液管截面积的宽度 bd(mm) 290 稳定系数 k   2.296737127

溢 流 堰 高 度hw(mm) 60 临界孔速 u0c(m/s) 5.752597951

降 液 管 底 隙hb(mm) 30 堰上方的液头高度how(mm) 25.86020161

边 缘 区 宽 度bc(mm) 50 塔板阻力 hf(m) 0.0693086

出入口安定区宽 bs,bs’(mm) 60 液体在降液管中平均停留时间τ（s） 7.740082575  

塔 板 厚 度 δ（mm） 4 液体通过降液管的流动阻力 hd(mm) 9.9

塔板分块数 3 降液层的泡沫高度hd’(mm) 19.80

浮阀形式 F 1 底隙流速 ub(m/s) 0.254413059

浮阀个数 104 Vmax(m^3/h) 4779

浮阀排列形式 等腰三角形排列 Vmin(m^3/h) 1349

  开孔率ψ 0.10985 操作弹性=Vmax/Vmin 3.542624166

4.对设计的评述和有关问题的分析讨论  

4.1 对设计的评述     

本设计是一次常规的练习设计，目的在于掌握设计的过程和分析问题的能力，必定有许多不足之处，希望老师多多批评。 

4.2 有关问题的讨论 

无。 

 参考书目 

⑴匡国柱，史启才主编 《化工单元过程及设备课程教材》，化学工业出版社，2005.1 

⑵天津大学华工学院柴诚敬主编《化工原理》下册，高等教育出版社，2006.1 

⑶大连理工大学主编《化工原理》下册，高等教育出版社，2002.12 

⑷谭天恩，李伟等编著《过程工程原理》，化学工业出版社，2004.8 

⑸大连理工大学化工原理教研室主编《化工原理课程设计》。 

⑹汤金石等著《化工原理课程设计》，化学工业出版社，1990.6 

⑺《化学工业物性数据手册》，有机卷。