乙醇-水混合液精馏塔设计

河西学院

Hexi University

化工原理课程设计

题目: 乙醇-水混合液精馏塔设计

学院:化学化工学院

专业:_化学工程与工艺

学号:2014210040

姓名:赵哲

指导教师:杨自嵘

2016年 12月 1 日

化工原理课程设计任务书

一、设计题目

乙醇-水混合液精馏塔设计

二、设计任务及操作条件

1. 设计任务

生产能力（进料量）/年

操作周期7200小时/年

进料组成

塔顶乙醇浓度不低于95%

塔底乙醇浓度 2. 操作条件

操作压力塔顶4kPa （表压）

进料热状态泡点进料

3. 4. 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

1 概述 ......................................................... 1

2 设计方案的选择及流程说明（附以流程简图） ...................... 2

2.1设计方案的选择和论证 ...................................... 2

2.1.1 设计思路 .............................................. 2

2.1.2选定设计方案的原则 .................................... 2

2.2确定设计方案 .............................................. 3

2.2.1精馏方式的选定 ........................................ 3

2.2.2加热方式的选取 ........................................ 3

2.2.3操作压力的选取 ........................................ 3

2.2.4回流比的选择 .......................................... 3

2.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 .................. 3

2.2.6板式塔的选择 .......................................... 3

2.2.7 关于附属设备的设计 .................................... 4

2.3流程说明 .................................................. 4

3 工艺计算 ...................................................... 5

3.1物料衡算 .................................................. 5

3.2 热量衡算 .................................................. 5

3.2.1 温度的计算 ............................................ 6

3.2.2 密度的计算 ............................................ 6

3.2.3 混合液体的表面张力 .................................... 9

3.2.4 混合物的粘度 ......................................... 11

3.2.5 相对挥发度 ........................................... 11

4 主体设备工艺尺寸计算 ......................................... 12

4.1 塔板数的计算 ............................................. 12

4.1.1 求最小回流比R min . ................................... 12

4.1.2 求操作线方程 ......................................... 13

4.1.4 求塔板效率 ........................................... 15

4.1.5 实际塔板数 ........................................... 15

4.2 塔径的计算 ............................................... 15

4.2.1 气液相体积流量计算 ................................... 15

4.2.2 精馏段 ............................................... 16

4.2.3 提馏段 ............................................... 17

4.3 溢流装置 ................................................. 17

4.3.1 堰长 ................................................. 17

4.3.2 弓形降液管的宽度和横截面 ............................. 18

4.3.3 降液管底隙高度 ....................................... 18

4.4 塔板分布和浮阀数目与排列 ................................. 19

4.4.1 塔板分布 ............................................. 19

4.5 塔板的流体力学计算 ....................................... 20

4.5.1 塔板压降 ............................................. 20

4.5.2 液泛 ................................................. 21

4.5.3 物沫夹带 ............................................. 22

4.5.4 塔板负荷性能图 ....................................... 23

5 辅助设备计算与选型 ......................................... 27

5.1 接管 ..................................................... 27

5.1.1 原料进料管 ........................................... 27

5.1.2 回流管 ............................................... 27

5.1.3 塔顶蒸汽出料管 ....................................... 27

5.1.4 塔釡出料管 ........................................... 27

5.1.5 塔底进气管 ........................................... 28

5.1.6 法兰 ................................................. 28

5.2 筒体与封头 ............................................... 28

5.2.1 筒体 ................................................. 28

5.2.2 封头 ................................................. 29

5.3 人孔 ..................................................... 29

5.4 裙座 ..................................................... 29

5.5 冷凝器 ................................................... 29

5.6 再沸器 ................................................... 30

5.7 预热器 ................................................... 30

5.8除沫器 ................................................... 31

5.9 塔总体高度的计算 ......................................... 32

5.9.1 塔顶部空间高度 ....................................... 32

5.9.2 塔底部空间高度 ....................................... 32

5.9.3 塔总体高度 ........................................... 32

6 设计结果一览表 ............................................... 32

7 设计评述 ..................................................... 33

8 参考文献 ..................................................... 33

致谢 ........................................................... 34

附图 ........................................................... 35

乙醇－水混合液精馏塔设计

赵哲

摘要:化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对丙酮和水的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算, 塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高33. 38米，塔径2米，按作图法理论板数为26。算得全塔效率为0. 431。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为53，提馏段实际板数为5。实际加料位置在第56块板(从上往下数) ，操作弹性为1. 9。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用浮头式换热器。用110℃饱和蒸汽加热，用20℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：乙醇－水、精馏、浮阀塔、负荷性能图、精馏塔设备结构

1 概述

乙醇（C 2H 5OH ），俗名酒精，是基本的工业原料之一，与酸碱并重，它作为再生能源犹为受人们的重视。工业上常用发酵法（C 6H 10O 5）n 和乙烯水化法制取乙醇。乙醇有相当广泛的用途，除用作燃料，制造饮料和香精外，也是一种重要的有机化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一种有机溶剂，用于溶解树脂，制造涂料。

众所周知，在医药卫生方面，乙醇作为消毒杀菌剂而造福于人类。人类餐饮饭桌上饮用各种酒品，乙醇也是其中不可或缺的组成部分，如：啤酒含3％～5％，葡萄酒含6％～20％，黄酒含8％～15％，白酒含50％～70％（均为体积分数）。据有关资料表明，乙醇对人体具有营养价值。

乙醇精馏是生产乙醇中极为关键的环节，是重要的化工单元。其工艺路线是否合理、技术装备性能之优劣、生产管理者及操作技术素质之高低，均影响乙醇生产

的产量及品质。工业上用发酵法和乙烯水化法生产乙醇，但不管用何种方法生产乙醇，精馏都是其必不可少的单元操作。

本次设计的精馏塔是为了精馏乙醇以得到高纯度的乙醇，要求达到塔顶馏出物浓度（≥93%（wt ％））, 塔底浓度（≤0. 1%（wt ％））。本设计采用浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、塔板效率高、压降低、操作弹性大、结构简单等优点。

2 设计方案的选择及流程说明（附以流程简图）

2. 1设计方案的选择和论证

2. 1. 1 设计思路

在本次设计中，我们进行的是乙醇和水二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵间接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。

2. 1. 2选定设计方案的原则

方案选定是指确定整个精馏装置的流程。主要设备的结构形式和主要操作条件。所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量。（2）操作平稳，易于调节。（3）经济合理。（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的

2. 2确定设计方案

2. 2. 1精馏方式的选定

本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能耗小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。

2. 2. 2加热方式的选取

本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用间接蒸汽加热，因为间接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。

2. 2. 3操作压力的选取

本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用泡点进料。

2. 2. 4回流比的选择

对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流R m in 的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R 的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。一般经验值为R (1. 1~2) R min

2. 2. 5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。

塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。

2. 2. 6板式塔的选择

板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结

构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料。

2. 2. 7 关于附属设备的设计

附属设备的设计主要有：

（1）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；然后提出合适的换热器型号。

（2）由原料液进料量选择合适的离心泵

2. 3流程说明

V101-原料储槽 V102-中间槽P101-进料泵P102-回流泵

E101-进料预热器E102-冷凝器E103-再沸器TQ101-乙醇精馏塔

1- 原料进料管2- 塔顶出料管3- 塔底蒸汽管4- 回流管

5- 产品溜出管6- 塔底馏出管

乙醇－水简易流程如上所示：原料液先存储在V101（原来储槽），再经P101（进料泵）打入E101（原料预热器）

，原料经过预热后从板式塔的中部打入塔内；

塔顶通过E103（全冷器）进行全冷凝，进入V102（中间槽），V102中的产品通过5管溜出，另一部分回流液通过P102（回流泵）打入板式塔的顶部；塔底通过E104（再沸器）间接蒸汽加热，塔底馏出物通过管6溜出。

3 工艺计算

3. 1物料衡算

由质量分数求摩尔分数

乙醇相对分子质量M A =46. 07g /mol ；水的相对分子质量M B =18. 02g /mol

进料、塔顶、塔底质量分数：a F =20%(wt %)；a D =95%；a W =0. 2%

x F =a F /M A 0. 2/46==0. 0891a F /M A +1-a F /M B 0. 2/46+(1-0. 2) /18

a D /M A 0. 95/46==0. 8814a D /M A +1-a D /M B 0. 95/46+(1-0. 95) /18 x D =

x W =a W /M A 0. 002/46==0. 00078a W /M A +1-a W /M B 0. 002/46+(1-0. 002) /18

年处理量1⨯ 总生产时间平均分子量进料量：F =

140000⨯1000⨯[0. 2/46+(1-0. 2）/18]=263. 57200⨯3600=mol /s

物料衡算：

⎧F =D +W ⎨⎩Fx F =Dx D +Wx W ⎧D +W =263. 5⇒⎨⎩0. 8814⨯D +0.00078⨯W =263. 5⨯0. 0891

解得：D =0. 0264mol /s , W =0. 2371mol /s

3. 2 热量衡算

常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

温度

t /ºC 乙醇的摩尔分数/ %

液相汽相

x A y A 温度 t /ºC 乙醇的摩尔分数/ % 液相汽相x A y A

100 95. 5 89 86. 7 85. 3 84. 1 82. 7 82. 3

0 1. 9 7. 21 9. 66 12. 38 16. 61 23. 37 26. 08

0 17 38. 91 43. 75 47. 04 50. 89 54. 45 55. 8

81. 5 80. 7 79. 8 79. 7 79. 3 78. 74 78. 41 78. 15

32. 73 39. 65 50. 79 51. 98 57. 32 67. 63 74. 72 89. 43

59. 26 61. 22 65. 64 65. 99 68. 41 73. 85 78. 15 89. 43

3. 2. 1温度的计算

为了考察精馏塔内物质的状态性质，需要计算塔内各部分的温度具体为：塔顶、进料口、塔釡、精馏段平均温度、提馏段平均温度。利用表中数据由拉格朗日插值可求得t F ，t D ，t W

t F ：

t -89. 089. 0-86. 7

=F , ⇒t F =87. 41ºC

7. 21-9. 668. 91-7. 21

t D ：

t D -78. 1578. 15-78. 41

=, ⇒t D =78. 17ºC

89. 43-74. 7288. 14-89. 43t -100100-95. 5

=W , ⇒t W =99. 82ºC

0-1. 900. 078-0

t W ：

可知塔内的各温度为下：塔顶t D =78. 17ºC ；进料口t F =87. 41ºC ；塔釡t W =99. 82ºC ；

精馏段平均温度t 1=(C ； t D +t F ) /2=82. 79º

t F +t W ) /2=93. 61º提馏段平均温度t 2=(C 。

3. 2. 2密度的计算

用下式计算密度，混合液密度：

ρL

a A a

+B ρA ρB

混合气密度：ρV =

T 0P M

。

22. 4TP 0

其中：a 为质量分数，M 为平均相对分子质量塔顶温度：t D =78. 17ºC 气相组成yD：

78. 41-78. 1578. 17-78. 15

=, ⇒y D =88. 56％

78. 15-89. 43100y D -89. 43

进料温度：t F =87. 41ºC 气相组成yF：

89. 0-86. 789. 0-87. 41

=, ⇒y F =42. 26％

38. 91-43. 7538. 91-100y F

塔底温度：tW=99. 82ºC 气相组成yW：（1）精馏段

液相组成x1=(xD+xF)/2，x1=48.53% 气相组成y1=(yD+yF)/2，y1=65.41% 得：M

100-95. 5100-99. 82

=, ⇒y W =0. 68％

0-17. 000-100y W

L1=46×

0.4853+18× 1−0.4853 =31.59kg/kmol

=46×0.6541+18× 1−0.6541 =36.31kg/kmol

（2）提馏段

液相组成x2=(xW+xF)/2，x2=4.49% 气相组成y2=(yW+yF)/2，y2=21.47% 得：M

L2=46×

0.0449+18× 1−0.0449 =19.26kg/kmol

=46×0.2147+18× 1−0.2147 =24.01kg/kmol

由不同温度下乙醇和水的密度温度/ºC

ρA

/kg /m 3

ρB

/kg /m 3

温度/ºC

ρA

/kg /m 3

ρB

/kg /m 3

80 735 971. 8 95 720

961. 8

85 90

730 724

968. 6 965. 3

100

716

958. 4

求得在tD、tF、tW下的乙醇和水的密度（单位：kg /m 3）

t F =87. 41℃，

90-8590-87. 41

=, ⇒ρcF =727. 11

724-730724-ρc F

90-8590-87. 41=, ⇒ρwF =967. 01

965. 3-968. 6965. 3-ρwF

ρF

0. 21-0. 2

+, ⇒ρF =907. 15

727. 11967. 01

同理求得：

ρD =747. 38 ρW =957. 87

ρL 1=

ρF +ρD

907. 15+747. 38

=827. 26

所以

ρL 2=

ρF +ρW

957. 87+907. 15

=932. 51

=yD×46+ 1−yD ×18=42.80kg/kmol =yF×46+ 1−yF ×18=29.83kg/kmol =yW×46+ 1−yW ×18=18.19kg/mol

M M

ρVF =ρVD ρVW

ρV1

29. 83⨯273. 15

=1. 01

22. 4⨯（273. 15+87. 41）

42. 80⨯273. 15

==1. 4922. 4⨯（273. 15+78. 17）

18. 19⨯273. 15

==0. 5922. 4⨯（273. 15+99. 82） 1. 01+1. 49==1. 25

ρV2=

1. 01+0. 59

=0. 80

3. 2. 3混合液体的表面张力

二元有机物－水溶液表面张力可用下列各式计算：

σm 1/4=ϕsw σw 1/4+ϕso σo 1/4

σw =

式中：

x w V w x 0V 0x V x V

ϕ0=ϕsw =sw w ϕs 0=s 00

x w V w +x 0V 0，x 0V 0+x w V w ，V s ，V s

ϕw q ϕsw 2

B =lg A =lg 2/3

σV q 2/3ϕso ϕ0，Q =0. 441⨯(00-σV w ) ，

A =B +Q ，ϕ+ϕ=1

sw s 0

式中：下角标w ，o ，s 分别代表水、有机物及表面部分，x o ，x w 分别表示主体部分的分子含量，V w ，V o 指主体部分的摩尔分子体积，σw ，σo 为水、有机物的表面张力，对乙醇q =2。

V cD =

m c 46==62. 31mL ρcD 738. 20 m c 46

==64. 59mL ρcW 712. 22 m c 46

==63. 26mL ρcF 727. 11 m c 18

==18. 61mL ρwF 967. 01

V c W =

V c F =

V wF =

V w D =

m c 18

==18. 50mL ρwD 973. 10 m c 18

==18. 77mL ρwW 958. 82

V wW =

由不同温度下乙醇、水的表面张力

温度/ºC

乙醇的表面张力/ mN /m 2

水的表面张力/ mN /m 2

70 18

80 17. 15

90 16. 2

100 15. 2

64. 3 62. 6 60. 7 58. 8

求得在tD、tF、tW下的乙醇和水的表面张力（单位：10−3N /m 2）

乙醇的表面张力：

90-8090-87. 41

=⇒σcF =16. 45

16. 2-17. 1516. 2-σcF

80-7017. 15-18=⇒σc D =17. 31

80-78. 1717. 15-σcD

100-9015. 2-16. 2

=⇒σcW =15. 22

100-99. 8215. 2-σcW

水的表面张力：

90-8060. 7-62. 6

=⇒σwF =61. 19

90-87. 4160. 7-σwF

80-7062. 6-64. 3=⇒σwD =62. 91

80-78. 1762. 6-σwD 100-9058. 8-60. 7

=⇒σwW =58. 83

100-99. 8258. 8-σwW 塔顶表面张力：

ϕwD [(1-x D ) V wD ]2ϕcD =x D V cD [(1-x D ) V wD +x D V cD )

[(1-0. 8814) ⨯18. 50]2=

0. 8814⨯62. 31⨯(0. 1186⨯18. 50+0. 8814⨯62. 31) =0. 0015

B =lg[wD ]=lg0. 0015= -2. 8239

ϕcD

q σV

Q =0. 441⨯(cD cD

T q

2/3

-σwD V wD

2/3

)

217. 31⨯62. 312/3

(-62. 91⨯18. 502/3) = -0. 7638 =0. 441⨯

273. 15+78. 172A =B +Q =-2. 8239-0. 7638= -3. 5877

联立方程组A =lg swD ，ϕswD +ϕscD =1

ϕscD 连解可以得到：ϕswD =0. 016，ϕscD =0. 984 带入σD

1/4

=ϕswD σwD

1/4

+ϕscD σcD

1/4

⇒σD =17. 73

同理可求得：原料表面张力σF =32. 19 塔底表面张力σW =58. 03

（1）精馏段的平均表面张力为：σ1=

（σF +σD )

=24. 96

2（σF +σW )

=45. 11

（2）提馏段的平均表面张力为：σ2=3. 2. 4混合物的粘度

t 1=82. 79℃，查表得：μ水=0. 3439mPa . s ，μ乙醇=0. 433mPa . s t 2=93. 62 ℃，查表得：μ水=0. 298mPa . s ，μ乙醇=0. 381mPa . s （1）精馏段粘度：μ1=μ乙醇x1+μ水 1−x1

=0.433×0.4853+0.3439× 1−0.4853 =0.3871mPa∙s

（2）提馏段粘度：μ2=μ乙醇x2+μ水 1−x2

=0.381×0.0449+0.298×（1−0.0449）

=0.3.17mPa ∙s

3. 2. 5相对挥发度

由xF=0.0891, yF=0.4226得

αF =

0. 42261-0. 4226

=7. 48

0. 08911-0. 08910. 88560. 8814

1-0. 8856

=1. 04

1-0. 8814

由xD=0.8814, yD=0.8856得

αF =

由xW=0.00078, yW=0.0068得

αF =

0. 00680. 000781-0. 0068

=8. 77

1-0. 00078

7. 48+1. 04

=4. 26

7. 48+8. 77==8. 13

（1）精馏段的平均相对挥发度：α1=（2）提馏段的平均相对挥发度：α2

4 主体设备工艺尺寸计算 4. 1塔板数的计算 4.1.1求最小回流比R min

由于本设计为泡点进料所以进料热状况参数：q =1 根据q 线方程得交点坐标xq=0.0891，yq=0.3025如下图

所以

R min R min +1

x D -y q 0. 8814-0. 3025

=⇒R min =2. 713

x D -x q 0. 8814-0. 0891

R =1. 5R min =4. 07

4.1.2求操作线方程

精馏段：y n +1=

R R +1

x n +

x D R +1

=0. 803x n +0. 174

由精馏段操作线方程和q 线方程可确定提馏段操作线方程：

y m +1=

Wx w L +qF

x m -=0. 2777x m -0. 00139

L +qF -W L +qF -W

4. 1. 3通过作图法确定理论塔板数N T

通过作图法可以求得理论塔板数为N T =26块（包括再沸器），加料板为第24块理论板，精馏段为23块，提馏段为3块（不包括再沸器）

。其图如下所示：

4.1.4求塔板效率

-0. 245

用经验公式E T =0. 49计算塔板效率（αμL ）

精馏段α2=4.26μL1=0. 3871mPa . s

-0. 245E T 1=0. 49⨯（4. 26⨯0. 3871）=0. 43

N1=NT1 ET1=23 0.43=53块提馏段α2=8.13μL2=0. 3017mPas

-0. 245E T 2=0. 49⨯（8. 13⨯0. 3017）=0. 39

N2=NT1 ET2=3−1 0.39=5块 4.1.5实际塔板数

NP=N1+N2=58块 4. 2塔径的计算

4.2.1气液相体积流量计算

根据恒摩尔流假定，可以分别计算出精馏塔内上升蒸汽量和下降液体量，利用平均相对分子质量和气液密度可以计算质量流速和体积流速。

（1）精馏段

摩尔流量：V =(1+R ) ⨯D =(1+4. 07) ⨯0. 0264=0. 134kmol /s

L =R ⨯D =4. 07⨯0. 0264=0. 107kmol /s

质量流量：V 1=M V 1V =36. 32⨯0. 0. 134=4. 87kg /s

L 1=M L 1L =31. 59⨯0. 107=3. 380kg /s

体积流量：V s 1=

V 14. 87

==3. 90m 3/s ρV 11. 25

L s 1=

L 13. 380==4. 09×10-3m 3/s ρL 1827. 26

（2）提馏段

摩尔流量：V ' =V =0. 134kmol /s

L ' =L +q ⨯F =0. 107+1⨯0. 2635=0. 3705kmol /s

质量流量：V 2=M V 2V ' =24. 01⨯0. 134=3. 22kg /s

L 2=M L 2L ' =19. 26⨯0. 3705=7. 14kg /s

体积流量：V s 2=

V 23. 22

==4. 03m 3/s ρV 20. 80

L s 2=

L 27. 14==7. 66×10-3m 3/s ρL 2932. 51

4.2.2精馏段

由u =A ⨯u max ，A （安全系数）=0. 6－0. 8，u max =C 联图查出)

ρL -ρV

(C 可由史密斯关ρV

横坐标：

L s 1

⨯V s 1ρL 14. 09⨯10-3

=⨯ρV 13. 90

827. 26

1. 25

0. 027

取板间距：H T =0. 45m ，h L =0. 07m ，则H T －h L ＝0. 38m 查图史密斯关联图可知：

C 20=0. 076，C =C 20(

) 0. 2

⎛24. 96⎫

=0. 076⨯ 20⎪⎪

⎝⎭

0. 2

=0. 08

u max =C

ρL -ρV 827. 26-1. 25

=0. 085=2. 06m /s

ρV 1. 25

取u 1=0. 7u max =1. 44m /s D 1=

4V s 1

πu 1

4⨯3. 90

=1. 86m

3. 14⨯1. 44

圆整：D1=2m横截面积：A T =D 1=0. 785×1. 22=3. 14m 2，空塔流速：

u ' 1=

3. 90

=1. 24m /s 3. 14

4.2.3提馏段

横坐标：

L s 2

⨯V s 2ρL 27. 66⨯10-3

=⨯ρV 24. 03

932. 51

=0. 065

0. 80

L =0. 07m ，则H ' T －h ' L ＝0. 38m 取板间距：H ' T =0. 45m ，h '

查图史密斯关联图可知：

C 20=0. 076，C =C 20(

σ' 0. 2

20)

⎛45. 11⎫=0. 076⨯ 20⎪⎪

⎝⎭

0. 2

=0. 089

u ' max =C

ρL -ρV

=0. 089⨯ρV

932. 51-0. 80

=3. 04m /s

0. 80

4V s 2

4⨯4. 03

=1. 55m

3. 14⨯2. 13

取u 2=0. 7u ' max =2. 13m /s D 2=匀整到D 2=2m 横截面积：A T =4. 3溢流装置 4. 3. 1 堰长

πu 2

u ' D 2=0. 785×1. 22=3. 14m 2，空塔流速：1=

4. 03

=1. 28m /s

13. 14

对单溢流取l w =0. 65D =0. 65×2=1. 3m

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算

h ow =

2. 84L A 2/3

E () （近似E =1）。 1000l w

（a ）精馏段：h ow

2. 84L A 2/32. 843600⨯4.09⨯10-3 2/3

⨯() =0. 014m =E () =

10001.31000l w

h w =h L -h ow =0. 07-0. 014=0. 056m

2. 84L A 2/32. 843600⨯7.66⨯10-3 2/3

⨯() =0. 022m （b ）提馏段：h ' ow =E () =

10001.31000l w h ' w =h ' L -h ' ow =0. 07-0. 022=0. 048m 4. 3. 2 弓形降液管的宽度和横截面

查图

A f

=0. 0721

W A 可知T 及d =0. 124 D

则：A f =0. 0721×3014=0. 226m 2，W d =0. 124×2=0. 248m 验算降液管内停留时间：

θ=

精馏段：

A f H T 0. 226⨯0. 45

==-3

L s 14. 09⨯1024. 87s A f H ' 0. 226⨯0. 45T

==-3

L s 27. 66⨯1013. 28s

θ=

提馏段：

停留时间θ>5s ，故降液管可用。 4. 3. 3降液管底隙高度

L s 14. 90⨯10-3

精馏段：取降液管底隙流速为u 0=0. 13m /s ，则h o ===

l w u o 1. 3⨯0. 13

0. 024m ，取ℎ0=0.02m

L s 27. 66⨯10-3

提馏段：取u ' ==0. 045m , 取h ' o 0=0. 13m /s ，则h ' o =

l w u ' 1. 3⨯0. 13o

=0. 05m

因为h ' o 大于h o ，故h o 满足要求。 4. 4塔板分布和浮阀数目与排列 4. 4. 1塔板分布

本设计塔径D =1. 8m 。采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 4. 4. 2浮阀数目与排列（1）精馏段

取阀孔动能因子F0=12, 则孔速u01为

u o 1=

F 0ρv 1

12. 25

=10. 73m /s

每层塔板上浮阀数目为

N =

V s 1π

d o u 01

3. 90

=304个 2

0. 785⨯0. 039⨯10. 73

取边缘区宽度W c =0. 06m ，破沫区宽度W s =0. 10m 计算塔板上的鼓泡区面积，即

A a =2(x R -x

πR 2

180

sin -1

) R

其中R =D 2−Wc=094m x =D 2−(WD+Ws=0.652m 所以

3. 14⨯0. 9420. 652

(0. 6520. 94-0. 652+sin -1) =2. 24m 2 Aa=2

1800. 94

浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t =75mm

t ' =

则排间距：

A a 2. 24

==0. 098m N t 304⨯0. 075

（2）提馏段

取阀孔动能因子F0=12, 则孔速u02为

u o 2=

F 0ρv 2

120. 80

=13. 42m /s

每层塔板上浮阀数目为

N '=

V s 2π

d o u 02

4. 03

=252个 2

0. 785⨯0. 039⨯13. 42

4. 5塔板的流体力学计算 4. 5. 1塔板压降

气体通过一层塔板的压降为h p =h l +h c +h σ

(干板压降由下式计算h c =0. 051（1）精馏段：干板阻力u o c 1=

1. 825

u o 2ρV

) () c o ρL

73. 1

ρv 1

1. 73. 1

=9. 29m /s 1. 25

因u01>u0c1，故

h c 1

ρv 1u 011. 25⨯10. 732

=5. 34⨯=5. 34⨯=0. 05m

2ρL 1g 2⨯827. 26⨯9. 8

板上充气液层阻力

取ε0=0.5，ℎl=0.07m ，则ℎl1=ε0ℎl=0.035m

液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为

ℎp1=0.05+0.035=0.085m

∆pp1=ℎp1ρL1g=0.085×827.26×9.8=689.11Pa (2) 提馏段：干板阻力u o c 2=

1. 825

73. 1

ρv 2

1. 825

73. 1

=11. 87m /s 0. 80

因u02>u0c2，故

h c 2

ρv 2u 020. 80⨯13. 422

=5. 34⨯=5. 34⨯=0. 042m

2ρL 2g 2⨯932. 51⨯9. 8

板上充气液层阻力

取ε0=0.5，ℎl=0.07m ，则ℎl1=ε0ℎl=0.035m

液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为

ℎp2=0.042+0.035=0.077m

∆pp2=ℎp2ρL2g=0.077×932.51×9.8=703.67Pa 4. 5. 2液泛

为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高度H d 应满足：

H d ≤ϕ(H T +h w ) ，H d =h p +h L +h d 乙醇－水物系属于一般物系，取ϕ=0. 5。（a ）精馏段

单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：

ℎp1=0.085m

液体通过降液管的压头损失：

h d 1

L s 14. 09⨯10-32

=0. 153() =0. 153⨯() =0. 0026m

'l w h 01. 3⨯0. 024

板上液层高度：

ℎL=0. 07m ，则

H d 1=h p 1+h L +h d 1=0. 085+0. 0026+0. 07=0. 1576m

⇒H d 2≤ϕ(H T +h w ) =0. 253m （b ）提馏段：

单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：

ℎp2=0.077m

液体通过降液管的压头损失：

h d 2

L s 27. 66⨯10-32

=0. 153() =0. 153⨯() =0. 0026m

'l w h 01. 3⨯0. 045

板上液层高度：

ℎL=0. 07m ，则

H d 2=h p 2+h L +h d 2=0. 077+0. 0026+0. 07=0. 1496m

⇒H d 2≤ϕ(H T +h w ) =0. 249m 因此塔内不会发生液泛 4. 5. 3 物沫夹带

V s 1

泛点率= 精馏段：

ρv 1

ρL 1-ρV 1

KC F A b

+1. 36L s 1Z L

⨯100%

板上液体流经长度：ZL=D−2WD=2−2×0.248=1.504m 板上液流面积：Ab=AT−2AF=3.14−2×0.226=2.688m2 取物性系数K =1. 0，泛点负荷系数CF=0.103

3. 90

泛点率=

1. 25

+1. 36⨯4. 09⨯10-3⨯1. 504

827. 26-1. 25⨯100%

1. 0⨯0. 103⨯2. 688

=57. 92%

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足e V

提馏段：

取物性系数K =1. 0，泛点负荷系数CF=0.101

4. 03

泛点率= =49. 24%

0. 80

+1. 36⨯7. 66⨯10-3⨯1. 504

932. 51-0. 80⨯100%

1. 0⨯0. 101⨯2. 688

从以上计算结果可知，e V e ' V 都小于0. 1kg 液/kg 气，所以本设计中液沫夹带量

e V 在允许的范围内。

4. 5. 4 塔板负荷性能图

（1）漏液线

对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则

V s =

d o nu o min

F o ρV 1

u o min =精馏段：

V s 1=

d o nu o min =0. 785⨯0. 0392⨯316⨯

5. 25

= 1. 69m 3/s

提馏段：

V s 1=

d o nu o min =0. 785⨯0. 0392⨯280⨯

50. 8

= 1. 88m 3/s

据此可以做出液体流量无关的水平漏液线（2）物沫夹带线

V s

ρv

泛点率=

ρL -ρv

KC F A b

+1. 36L s Z L

⨯100%

泛点率按80%计算精馏段：

V s

0. 8=

1. 25

+1. 36⨯1. 504L s

827. 26-1. 25

1. 0⨯0. 103⨯2. 688

整理得：V s =5. 68-52. 57L s 提馏段：

V s '0. 8=

0. 80

+1. 36⨯1. 504L s '

932. 51-0. 80

1. 0⨯0. 101⨯2. 688

' 整理得：V s '=7. 41-69. 80L s 列表计算如下： Ls / m 3/s 0. 002 0. 01

Vs / m 3/s 5. 57 5. 15

L s ' / m 3/s

0. 002 0. 01

V s ' / m 3/s

7. 27 6. 71

通过以上关系式可以作出液沫夹带线。（3）液相负荷下限线

取上堰液层高度h ow =0. 006m 作为最小液体负荷标准。由h ow =

（L s ) min 2/32. 843600E () 取E =1. 0 1000l w

⇒L s min =0. 001m 3/s

据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。（4）液相负荷上限线

以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，θ=

A f H T L s

L s , max =

A f H T

0. 226⨯0. 45

=0. 02

5m 3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。（5）液泛线通过下式计算液泛线

ϕ（H T -H W ) =h P +h L +h d =h c +h l +h σ+h L +h d 。

忽略ℎσ

将有关数据带入可以求得

a ' =

0. 051ρV 0. 0511. 177

=⨯=222

(A o c o ) ρL (0. 785⨯0. 004⨯6096⨯0. 8) 826. 040. 0194

b ' =ϕH T +(ϕ-β-1) h w =0. 5×0. 45+(0. 5-0. 61-1) ×0. 0603=0. 158

c ' =0. 153/(l w h o ) 2=0. 153/(0. 84×0. 0164) 2=806 d ' =2. 84⨯10-3E (1+β)(

36002/3

) l w

=1. 79

22/3

⇒0. 0194V s =0. 158-806L 2s -1. 79L s

列表计算如下：

由以上数据即可做出液泛线。

综上所述，作出该塔的负荷性能图如下：精馏段：

提馏段：

5 辅助设备计算与选型 5. 1 接管 5. 1. 1 原料进料管

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：D =密度

ρ=907. 15kg /m 3

4V s

，取u F =1. 6m /s ，该温度下乙醇和水的πu F

m F 14⨯107

V s ===0. 006

ρ3600⨯300⨯24⨯907. 15m 3/s

D =

4V s πu F

=69mm

通过以上计算，查标准系列选取φ76⨯4 5. 1. 2 回流管

采用直管回流管，取u R ＝1. 6m 3/s ，

d R =

4V s πu R

=0. 060m

通过以上计算，查标准系列选取φ76⨯4 5. 1. 3 塔顶蒸汽出料管

采用直管出，取出气气速u =20m /s , 则

D =

πu

4⨯3. 90

3. 14⨯20498mm 。

通过以上计算，查标准系列选取φ530⨯9 5. 1. 4 塔釡出料管

采用直管出料，取u w ＝1. 6m /s ，

d W =

4V s πu W

4⨯=

0. 2371⨯18. 02

957. 87=60mm 3. 14⨯1. 6

采用热轧无缝钢管（YB231－64），外径38mm ，壁厚4. 5mm 。通过以上计算，查标准系列选取φ76⨯4 5. 1. 5塔底进气管

采用直管出料，取u ＝23m /s ，采用间接水蒸气加热M B =18. 2kg /kmol

D =

πu

4⨯4. 03

3. 14⨯23472mm

通过以上计算，查标准系列选取φ530⨯9 5. 1. 6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法兰。

根据进料管选取进料管接管法兰：PN6DN80HG5010 根据回流管选取回流管管接管法兰：PN6DN50HG5010 根据塔釜出料管选取塔釜出料管接管法兰：PN6DN80HG5010 根据塔顶蒸汽管选取塔顶蒸汽管接管法兰：PN6DN500HG5010 根据塔釜进气管选取塔釜进气管接管法兰：PN6DN500HG5010 5. 2筒体与封头 5. 2. 1筒体

用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于内径。当筒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钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：

Δ=2[σ0. 2=5. 1mm

]φ

式中PC ——计算压力，MPa , 根据设计压力确定： D——塔径；

φ——焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；

[σ]——设计温度下材料的许用应力，MPa ，与钢板厚度有关。由上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量得到设计厚度d

故壁厚为6mm , 所用材质A 3。 5. 2. 2封头

本设计采用椭圆形封头，公称直径DN =2000mm 。查的曲面高度ℎl=450mm , 直边高度ℎ0=40mm, 选用封头DN1800×6, JB1154 5. 3人孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔10~20块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共58块塔板，需设6个人孔，每个人孔直径为450mm ，在设置人孔处，板间距为600mm ，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。 5. 4裙座

塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径>800mm , 裙座厚取16mm 。基础环内径D bi=(2000+2×16)-0. 2×103=1632mm 基础环外径D ℎ0=(2000+2×16)+0. 2×103=2432mm

圆整D bi=1800mm D ℎ0=2600mm 考虑到腐蚀余量取18mm ，裙坐高度取3m ，地角螺栓直径取M30。 5. 5冷凝器

塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度t D =56. 72℃，按需冷却到t d =30℃，取冷却水进口温度t 1=20℃，出口温度t 2=30℃，查表有，在此温度范围内水的比热容

Δtm =

c p , H 2O =4. 174kJ ⋅kg -1⋅0C -1

故

(tD -t 2) -(t-t 1) (56. 72-30) -(30-20) ==17. 3

ln t D -t 2-t 1) ln 56. 72-3030-20) d ℃

220

K =m ⋅K =2921KJ /(m ⋅h ⋅C ) 查资料，K 取为

()

所以，换热面积

Q 4. 42⨯106

A ===85. 95m 2

K ⋅∆t m 2921⨯17. 3 查取有关数据如下[3]：公称直径/mm 管程数

600

管数 216

管长/mm

6000

换热面积/m2

100

压力MPa

1. 6

注：摘自《化工原理》上册P360, 管壳式换热器，换热管φ25，标准号：JB /T9715-92 5. 6再沸器

因精馏塔的直径较大，故选用U 型管加热器，采用间接蒸汽加热，加热蒸汽选

220[4]

t =95K =m ⋅K =2921KJ /(m ⋅h ⋅C ) W 择110℃饱和水蒸气，塔底温度℃，取

()

故∆t m =110-95=15℃

6. 0⨯106

A ===136. 94m 2

K ⋅∆t m 2921⨯15

查取有关数据如下：公称直径/mm 管程数

600

管数 430

管长/mm

6000

换热面积/m2

151. 4

压力MPa

1. 6

' Q S

注：摘自《化工原理》上册P359, 管壳式换热器，换热管φ19，标准号：JB /T9715-92 5. 7 预热器

冷流体的温度假定为20℃→67. 98℃，选用110℃饱和水蒸汽进行加热。取传热

220

K =m ⋅K =2921KJ /(m ⋅h ⋅C ) 系数为

()

逆流操作：∆t 2=90℃，∆t 1=42. 02℃ 则

∆t m =

∆t 2-∆t 190-40. 2

==62. 99

ln ∆t 2∆t 1ln 40. 2℃

传热的总热量可用公式Q =C P M ∆t 进行估算：T =341K 时，

C P 1=2. 2507kJ /kg /0C C P 2=4. 1864kJ /kg /0C

C P =C P 1⋅X F +C P 2⋅(1-X F )

=2. 2507⨯0. 0938+4. 1864⨯(1-0. 0938) =4. 01kJ /kg /0C

M C =M F ⨯F =0. 16⨯21. 75⨯3600=12528kg /h

6Q =C P M c (t 2-t 1) =2. 1⨯10KJ /h 则

Q 2. 1⨯106

A ===11. 47m 2

K ⋅∆t m 2921⨯62. 99所需传热面积查取有关数据如下：公称直径/mm

325

管程数

管数 56

管长/mm

3000

换热面积/m2

12. 7

压力MPa

1. 6

注：摘自《化工原理》上册P360, 管壳式换热器，换热管φ25，标准号：JB /T9715-92 5. 8除沫器

当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计气速选取：u =K '

ρL -ρV

，系数K ' =0. 107 ρV

u =K '

ρL -ρV 850. 65-1. 84

=0. 107⨯2. 298m /s ρV 1. 84

D =

4V S 4⨯0. 9892

==0. 74m πu 3. 14⨯2. 298

除沫器直径：

综合考虑，圆整为0.8m

选取不锈钢除沫器[6]，类型：标准型；材料：不锈钢丝网(1Gr 18Ni 9)；丝网尺寸：圆丝φ0.23

5. 9 塔总体高度的计算 5. 9. 1 塔顶部空间高度

取除沫器到第一块板的距离为600mm ，则H 顶=1200mm 。 5. 9. 2 塔底部空间高度

取釜液停留时间为5min 。则

H B =(tL, s×60−Rv)/AT+0.6=1. 29m 5. 9. 3 塔总体高度

H =H1+HB+H裙+H封+H顶=33.38m 6 设计结果一览表

项目（名称、符号、单位）塔径D /m 板间距H T /m 塔板类型

精馏段

2 0. 45 分块式塔板

提馏段

2 0. 45

备注单溢流弓形降液管

堰长l w /m 堰高h w /m 板上液层高度h L /m 堰上液层高度h ow /m 降液管底隙高度h o /m 浮阀数N

1. 3 0. 056 0. 07 0. 014 0. 024 304

0. 048 0. 07 0. 022 0. 045 250

等腰三角形叉排

浮阀动能因子F 0 临界阀孔气速u oc /(m /s ) 孔心距t /m

11. 56 9. 29 0. 075

10. 78 11. 87 0. 075

同一横排孔

心距

排间距t '/m

0. 098

0. 119

相邻横排中心距离

降液管内清液层高度

0. 1576

0. 1496

H d /m

泛点率（%）气

相

负

荷

上

限

57. 92 5. 79

49. 24 7. 54

(V s ) max /(m 3/s )

气

相

负

荷

下

限

1. 8

2. 1

物沫夹带控制

1. 24 12. 45 1. 5 689. 11 33. 4

1. 28 12. 84 1. 9 703. 67

漏液控制

塔总高

(V s ) m in /(m 3/s )

空塔气速u /(m /s ) 阀孔气速u o /(m /s ) 操作弹性

每层塔板压降∆p /Pa 塔高H /m

7 设计评述

本设计主要从三个方面塔的工艺计算，结构设计和强度校核。设计了乙醇-水常压浮阀精馏塔。在工艺计算方面主要是根据原料的基本参数对物料衡算、塔板计算、塔板结构设计、精馏塔性能等方面进行计算和设计，塔的工艺计算直接关系到整个设计的成与败，在结构设计部分对裙坐、人孔、进料管等塔的内件进行了设计，同时还对一些焊接结构进行了说明，强度校核是最后一步，塔板的压降校核，液沫夹带量的校核，液泛的校核，液体在降液管内停留时间的校核。 8 参考文献

1 贾绍义, 柴诚敬. 化工传质与分离过程. 北京: 化学工业出版社，2005 2 柴诚敬, 张国亮. 化工流体流动与传热. 北京: 化学工业出版社, 2004 3 黄璐, 王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2002 4 董大勤. 化工设备机械基础. 北京: 化学工业出版社, 2003

5 国家医药管理局上海医药设计院编. 化工工艺设计手册(下册). 北京: 化学工业出版社, 1986

6 王国胜. 化工原理课程设计. 大连: 大连理工大学出版社, 2005 7 篓爱娟, 吴志泉. 化工设计. 上海: 华东理工大学出版社, 2002

致谢

此次化工原理设计过程中，我们的收获很大。在大量反复运算和查阅文献的过程中，增强我们的逻辑与运算能力。不断的演算核对练就了我们的耐心，同时加深

了对课本所学知识的理解，体会到了学以致用的快乐，解决了在以往学习化工原理时的诸多疑点，并且了解了自己在学习当中的不足，在学习方式上的欠缺，通过这次课程设计，让我们明白了该学什么，该做什么。

在今后的学习和生活中我们一定要掌握好理论知识，要把书中的知识掌握好，掌握透。有什么不懂的地方一定要问老师，不仅要知道是什么，还要知道为什么，并且要通过不断的学习把学到的知识运用到我们的生活中，这样才能达到我们学习的目的，满足我们学校的要求“务实创新，学以致用”

最后感谢在这次设计任务中给予我的指导的杨老师还有同学们在化工原理课程设计过程中给我的帮助和指正，才使得此次设计工作圆满成功。附图