甲醇-水精馏塔设计报告.

1、黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能黄河水利 职业技术学院毕业论文（设计）报告题目：甲醇-水精馏塔的设计学 生: XXX指导教师：XXX专 业：应用化工技术2班2013年12 月25 日甲醇-水精馏塔的工艺设计作者：XXX单位：黄河水利职业技术学院应用化工技术02班河南开封475003摘要：塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产 过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设 计流程和应注意的事项是非常必要的。本设计对甲醇-水分离过程筛板精馏塔 装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了 选择和确定。2、对生产的主要设备

2、一筛板塔进行了工艺计算设计，其中包括: 精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据 的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定 的实践指导作用。关键词：甲醇-水 分离过程 精馏塔黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能目录1精馏塔设计任务和概述 11.1简介11.2设计任务及要求12计算过程32.1精馏塔的工艺计算 32.1.1精馏塔的物料衡算 32.1.2物料衡算32.2塔板数的确

3、定42.2.1理论板层数 Nt的求取 42.2.2实际板层数的求取 52.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 52.3.1操作压力的计算52.3.2操作温度的计算52.3.3平均摩尔质量的计算 52.3.4平均密度的计算62.3.5液相平均表面张力的计算 72.3.6液体平均粘度的计算 82.4精馏塔的塔底工艺尺寸计算 82.4.1塔径的计算82.4.2精馏塔有效高度的计算 92.5塔板主要工艺尺寸的计算 102.5.1溢流装置的计算102.5.2塔板布置122.6 筛板的流体力学验算 132.6.1塔板压降132.6.2液面落差142.6.3液沫夹带142.6.4 漏液152.6.5 液

4、泛153管径的计算153.1管径的选择153.1.1加料管的管径153.1.2塔顶蒸汽管的管径 163.1.3回流管管径163.1.4料液排出管径16总结17参考文献21致谢22黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能1精馏塔设计任务和概述1.1简介甲醇最早是用木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点 65C，能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和水 不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用 金属镁处理，就得无水甲醇。甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆 的溶剂和甲基化剂等。本设计进行甲醇和水的分离，采用精馏塔，选取效率较高、塔板

5、结构简单、 加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。该设计的优点：1. 操用、调节、检修方便；2制造安装较容易；3. 处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；4. 操作弹性较大。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严 格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算 法。1.2设计任务及要求原料：甲醇水混合溶液，处理量为100kmol/h，其中甲醇的含量为0.4（摩尔 分数，下同）；原料液温度为泡点温度。要求：塔顶甲醇的含量不小于 0.95,塔底甲醇的含量不大于0.04。1、精馏塔的物料衡算2、塔板类型及塔板数的确定3、精馏塔的工艺条

6、件及有关物性数据的计算4、精馏塔塔体工艺尺寸的计算5、塔板主要工艺的计算和流体力学&馏塔接管尺寸计算7、对设计过程的评述和有关问题的讨论设计图纸要求1、绘制工艺流程图2、绘制精馏塔设计条件图3、编写设计说明书一份甲醇-水溶液平衡参数:温度t/c液相摩尔分数x气相摩尔分数y相对挥发度a10000096.42%13.40%7.58198614393.54%23.40%7.33159268991.26%30.40%6.84291187789.38%36.50%6.6102362287.710%41.80%6.46391752684.415%51.70%6.06556245781.720%57

7、.90%5.5011876487830%66.50%4.63184079675.340%72.90%4.03505535173.150%77.90%3.52488687871.260%82.50%3370%87%2.86813186867.580%91.50%2.6911764716690%95.80%2.5343915346595%97.90%2.45363408564.5100%100%3黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能2计算过程2.1精馏塔的工艺计算2.1.1精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率罗申金学尊、心住o卸a f系列1系列2水-甲醇

8、混合溶液T-x-y图#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。甲醇的摩尔质量M 甲醇=32.04kg / k m o l水的摩尔质量M水=18.02kg/k m o l原料液的摩尔组成：Xf0.449/32.040.499/32.040.551/18.02= 0.3140X、97 0370：20003 厂108.90478、，_0. 03 / 32. 04 _c ccXw0. 0 113w 0. 03/ 32. 040. 97 / 1 8. 02(2)原料液的平均摩尔质量原料液的平均

9、摩尔质量：M f =0.3140 32.04 (1 -0.314) 18.02-22.4223kg/mol2.1.2物料衡算原料处理量F =10000/22.42 = 446.2484k mo/h#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能= 0.77574158联立解得yn-Xn 1 D XdV V2.2塔板数的确定2.2.1理论板层数Nt的求甲醇一水属非理想体系，但 数。L Dym 二 V Xm 1 - * 瓦y 一 1 C -1）x取可采用逐板计算求理论板黄河守诚水利职业技术学院求新创业修能总物料衡算甲醇的物料衡算F = D W = 446.2 4 814m o/h446.2484 0.314

10、0 =0.9478D0.0113WXd Xqyq Xq0.3 1 4 00.0 1 1 3D =4 4 62 4 84=1 4 42 56mo/h0.94780.01 1 3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点。5黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能 查得甲醇一水体系的相对挥发度a=4.454 （详见附录一（1） 求最小回流比采用泡点进料Xf二Xq =0. 3 1 40则有气液平衡方程求得0.67091 （二一1）xf#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能故最小回流比为可取操作回流比R=1.1Rmin=0.8533

11、15742 （详见附录一（2） 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算L' =L+F V ' =VL=RD V=（R+1） D 求操作线方程精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为汽液平衡方程为： 逐板计算法求理论塔板数由公式yX2.47 X，代入数据可得：1 +(ot _1 X 1 +1.47x总理论板层数：Nt =14(包括再沸器)进料板位置：Nf =72.2.2实际板层数的求取取全塔效率为0.52,则有精馏段实际板层数N精二6/0.52 =11.54 "2提馏段实际层数 N提二8/0.52 = 15.38、162.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.

12、1操作压力的计算塔顶操作压力 每层板的压降 进料板压力FD =10.3 254=1025=0.7K PaPf -105.325 0.7 12=113.04塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力FW =105.325 0.7 27 =124.2Pm =(105.325 113.37) =1 09 3K PaP =(124.2 113.37) =1 18 8KPa2.3.2操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点塔顶温度Td =66.3788C进料处温度Tf =77.8466C塔釜温度Tw =99.2611 C精馏段平均温度 J 二(66.3788 77.8466)/72.1266

13、 C提馏段平均温度 J 二(99.2611 77.8466)/ 2 = 88.5538 C2.3.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由 Xd =丫1 =0.9478 由平衡曲线得：X1 =0.8031MVdm =0.9478 32.04 (1 -0.9478) 18.02 = 31.3081kg/kmolM1dm =0.8013 32.04 (1 -0.8013 18.02 = 29.2794kg/kmol进料板平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yf =0.6623Xf =0.30577黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能M血=0.6623x32.04+(1 -0.6623H18.02 =

14、 27.3054kg/kmolM1dm =0.3057 32.04 (1 -0.3057) 18.02 = 22.3059kg/kmol 塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw =0.0446 Xw = 0.0 1 0 8Mvwm = 0.0446 32.04 (1 0.0446) 18.02 = 18.6762kg/kmolM1wm =0.0108 32.04 (1 -0.0108) 18.02 = 18.1720kg/kmol精馏段平均摩尔质量：Mvm =(31.308 27.305) / 2 = 29.3067kg / kmolM1m =(31.308 22.3056)/2 = 26.

15、807kg/kmol提馏段平均摩尔质量：Mvm =(18.2727 27.305)/2 =22.7888kg/kmolM1m =(18.078 22.305)/2 = 20.1916kg/kmol2.3.4平均密度的计算气相平均密度的计算 有理想气体状态方程计算，即精馏段6mvmPmM vmRTm109.338 29.30678.314 (72.1127 273.15)=1.1163kg/m3提馏段：vm -118.788 22.7898.314 (88.5538273.15)3=0.90019 kg/m液相平均密度方程计算 液相平均密度依下式计算，即 1/5八二八】塔顶液相平均密度的计算：F

16、Q一由Td =66.3788 C，查手册得匚=745.8970 kg/m3订=980.1 3 9kQ/m30.9478 汉 32.040.9478 32.04 0.0522 18.04= 0.96991dm1 1X0.9478/ 'a 0.0522/ -755.3519kg/m3进料液相平均密度的计算由Tf -77.8466 C，查手册得PA =7 3 5) 3 8kg/m39 7 7 3 4kg / m30.3057 汇 32.040.3057 32.040.6943 18.02= 0.4391；1wma A / Pa+(1Ga)/ Pb塔底液相平均密度的计算由Tw=99.2611C

17、，查手册得3-716.6650kg/m10.4391/735.938 0.5609/972.3413PB =9 5 9 4 6kg/m0.004105x32.040.004105 32.04 0.995895 18.02二 0.00727563= 852.318kg/m1A / ;?A (1 -A)/I3=957.3 8 4<g / m0.0072756/716.665 0.995895/959.7469精馏段的平均密度Im =(755.3159 852.3148)/2 = 803.8172kg/m3提馏段的平均密度：仆=(852.3184 957.3834)/2= 904.8513kg

18、/m32.3.5液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算1m =、xi i塔顶平均液相表面张力的计算由Td =66.3788 C，查手册得:二 a =15.02591 mN /m -b = 64.9880 mN / m' 伽=0.94786 0.05226=0.9478 5.0259 0.0522 64.9880 = 17.6329mN / m进料平均液相表面张力的计算由Tf = 77.8466 C，查手册得匚A =14.1507mN/m:B = 62.9661mN / mJfm =0.3075S 0.6940.3057 14.1507 0.6943 62.9660 = 48.

19、0441mN/m塔底平均液相表面张力的计算由Td -99.2611 C，查手册得二A =12.3591mN / m二B =58.9404mN /m-1wm =0.0041二A 0.9959b =0.0041 12.3591 0.9959 58.9404 = 58.7492mN/m精馏段平均液相表面张力Gm =(17.6329 48.0441)/2 =32.8385mN/m提馏段平均液相表面张力Gm =(48.0441 58.7492)/2 =53.3966mN/m2.3.6液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即Lg Um 二' xilg 叫塔顶液相平均粘度的计算由Td = 66.

20、3788 C，查手册得=0.3199MPa S% = 42.8 8 0I5 P aSLg 叫dm =0.9478% 0.0522 = 0.9478 log100.3199 0.0522 log 1042.8805叫dm =0.4130M P aS进料液相平均粘度的计算由Tf =77.8466C，查手册得巴=0.2828MPa S 切=36.7 1 8M P aSLg 叫佃=0.3057% 0.6943叮=0.3057 log100.2828 0.6943 log1036.7181J1fm =8.2960MPa S塔底液相平均粘度的计算由Td =99.2611 C，查手册得% =0.2294MP

21、a S % =28.6 2 1M)P aSLgfwm =0.0041% 0.9959b =0.0041 log100.2320 0.9959 log100.29021wm =28.0601MPa S精馏段液相平均粘度1m =(0.4130 8.2960)/2 =4.3545MPa S提馏段液相平均粘度1m =(8.2960 8.2960)/2 =18.1781MPa S2.4精馏塔的塔底工艺尺寸计算2.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为11黄河水利职业技术学院Ls守诚VM vm360 ：:vmLMlm360 dm求新267.3519 29.30673600 1.1163123.0959 2

22、6.80713600 803.8171创业=1.9497m3/s3=0.0011m /s修能取板间距 出=0.40m，板上液层高度h1 0.06m，则Ht - h1 = 0.40 - 0.06 = 0.34mC20 = 0.0675C20 =exp( V.531 1.6562H5.5496H 2 - 6.4695H 3)23(-0.474675 0.079H -1.39H1.3213H )ln LV(-0.07291 0.088307 H -0.49123H 2 0.49136H 3)(ln LV)2H 板间无液空间H =Ht - H 1mLV参数V 气相流量，m3/sL液相流量，m3 / s

23、20C = C20L, -V -气、液相密度，kg/m30.0675 32.8385=0.0475< 20丿Umax =°.803.8171 -1.11631.9987m/s 1.1163取安全系数为0.7,则空塔气速为u =0.7umax -0.7 1.9987 = 1.3991m/s4 1.9497.3.14 1.3991=1.3324m按标准塔经圆整后为 D=1.4m塔截面积为卅A 2 / 4決 1.42 /4 = 1.5386m2实际空塔气速为u =1.9497/1.5386 =1.2672m/s2.4.2精馏塔有效高度的计算为了便于筛板塔的检修，塔壁上应开若干人孔。开

24、设人孔的位置为：塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根 据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔6 8块塔板设一个人孔;物料脏物，需经常清洗时，则每隔 3-4块塔板设置一个人孔。设计时定位每8块板开一孔，贝孔数5=实际塔板/8=27/8 4在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m实际塔高可按公式计算：H 二 Hd (N -S) Ht Hb Hf S Ht'H=(N-1-1-S) 0.4 0.6 S 1.2 1.3 1.4=(27 -1 -1 -4) 0.4 0.6 4 1.2 1.3 1.4= 14.5式中：H 塔高(不包括封头和裙座高)，mHd塔咼孔间咼，mHb塔底空

25、间咼，mHt 板间距，mN -实际塔板数(不包括再沸器)Hf 进料孔处板间距，mS-手孔或人孔数(不包括塔顶、塔底空间所开入孔)Ht '开设手孔、人孔处板间距，m其中，Hd 般取1.2 1.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减 少出场气体中液滴的夹带量。塔底空间Hb具有中间储槽的作用，一般釜液最好 能在塔底有10 15min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算，也 可取经验值。常取Hb=1.3-2m进料孔处板间距决定于进料孔的结构形式及进 料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf=1.2 1.4m。开设手孔、 人孔处塔板间距Ht'，视手孔、人孔大小而

26、定，一般取Ht'600mm。2.5塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1溢流装置的计算因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如 下：13黄河水利职业技术学院10 100 1 000W4-#黄河水利职业技术学院#黄河水利职业技术学院液流收编系数计算图堰长lw取 lw =0.6D =0.6 1.4 = 0.840m溢流堰高度hw由 hw = hlh o w选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即.2.84Lh 半howE 1000 llw 丿近似取E=1，则,2.84how1000皿型0.0082m<0.840 丿取板上清液层高度hl二60mm故 hw =

27、0.060 - 0.082 =0.0518弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由lW/D=0.6查图（化工原理148页图21），得15黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能削【缸丹t#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能Af/At=0.055Wd/D=0.097故 Af=0.055At=0.055 X 1.5386=0.0846 m2Wd=0.097D=0.097X 1.4=0.1358m验算液体在降液管中停留时间，即I； =3600AtHt/Lh3600 0.08460.0011 3600=30.7636 5s#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职

28、业技术学院守诚求新创业修能故降液管设计合理。降液管底隙高度hohoLh3600wu'#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能取 u'=0.08m/sho-0.01637m0.0011 36003600 0.84 0.08hw -ho =0.0518 -0.01637 =0.0335m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw'=50mm2.5.2塔板布置塔板的分布因D>800mm,故塔板采用分块式。查表（查化工原理及课程设计p154 表83）得，塔板分为3块。边缘区宽度确定取Wa 二Ws' = 0.08m,Wc =0.06m开孔区面积计算

29、开孔区Aa按下式计算，即(2 兀.Aa=2 xpr x +sin_、180 r y其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.7-0.2158=0.4842mr=D/2-Wc=0.7-0.06=0.6400m故 Aa =2 0.484200.64002 -0.48422 +sin =1.1082m2'、1800.6400丿筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用(T =3.5mm；- 3.5mm碳钢板，取筛孔直径do = 5.0mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间 t =3.0do =3.0 5.0=15.0mm筛孔数目n为¥1551.2°82568 个t20.0 1

30、5开孔率为二 0.907卩.°05匚0.08%2.015丿17黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能气体通过阀空的气速为UoVsAo1.94970.1008 1.1082= 17.4577m/s#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能Vs2.6筛板的流体力学验算2.6.1塔板压降干板阻力h0计算 干板阻力h0下式计算，即h0 =0.051/ 、2U0V<c0丿丿由 do/；-5/3.5 =1.4286 查图得，c0 =0.800故, “/17.4 5 77丫 1.1 1 63 h0 =0.051 I i = 0.0 3 3h7液I 0.8 0

31、0八8 0 3 1 7.2 柱气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由式计算，即h二-h1ua1.9497 = 1.3409m/sAr-Af1.538619黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能Fo =1.9497 . (1.54 -0.0846) 1.1163 2 = 1.14168kg1/2/(s m"2)查图（化工原理死杲數罚与F.的关联图#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能故 hr 冷2 二' = (hw = how) = 0.55 0.06 = 0.033液体表面张力的阻力h:-计算Igd。液体表面张力所产生的阻力h；

32、：.由式计算，即-0.0033m 液柱4 32.8385803.8172 9.807 5气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp 丸 hhh 0.0 3 3 70.0 3 4 20.0 0 3 =30.0 7 1n3液柱气体通过每层塔板的压降为：Pp 二 hp=0.0713 803.8172 9.807 = 562.0604巳：0.7KR故设计符合要求。2.6.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，故本精馏塔的工艺设计，可忽略液面落差的 影响。2.6.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即hf =2.5hL =2.5 0.06=0.15m5.7勺0”x3.2vs5.r<10f、1.9

33、497lA - Af 丿-32.83851(1.5386-0.0846)= 0.0375g液/kg气：:0.1 液/kg气故在本设计中液沫夹带量e,在允许范围内。264漏液对筛板塔，漏液点气速Uomin可由下式计算，即u0min =4.4C0 . (0.0056 0.13hL -h二)-4.4 0.8 (0.0056 0.13 0.06 - 0.0033)803.8172/1.1163= 9.4790m /s实际空速u0 =17.4 5 7r7/s u0m i n稳定系数为 K = U0 / Umin =17.4577/9.4790 = 1.8417 1.5故在本设计中无明显漏液。2.6.5液

34、泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即Hd ：(Ht hw)甲醇一水物系属一般物系，取=0.5，则(Ht hw) =0.5(0.40 0.0518 -0.2259m0.9478 32.04而 Hd = hp hL hd0.9 6 9 90.9478 咒 32.04 + 0.0522 x 18.04板上不设进口堰，hd可有下式计算，即hd =O.153(u'0)2 =0.153(0.08)2 = 0.001m 液柱Hd =0.0713 0.06 0.00 0.1323m液柱Hd 岂(Ht - hw)故在本设计中不会发生液泛现象。3管径的计算3.1管径的选择3.1.1

35、加料管的管径管路的流量：F=10000kg/h在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在77.8466C时，进料密度为：=849.9424kg/m3取管流速：u = 2.5m/s,则21黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能黄河水利职业技术学院df守诚求新创业修能4 "00003600 3.14 2.5 849.9429=0.0408m圆整后，外径 df =45mm, : = 3.5mm3.1.2塔顶蒸汽管的管径蒸汽用量：Vs -1.9479m3/s取气速u =25m /s，D4 1.94793.14 25=0.3185m圆整后，外径 D = 377mm S =9mm3.1.3

36、回流管管径回流管的摩尔流量为:L = RD =0.9488 136.6918 =129.6996kmol /h 平均摩尔量： Mi =31. 92 6g k/mol 该温度下的密度：八二750.0425kg / m3LM i129.6996 31.9267750.0425= 5.521m3/h取流速u =0.4m/ s4Lh4 5.521D3600二u 一 3600 3.14 0.4 _ 0.070m#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能#黄河水利职业技术学院守诚求新创业修能圆整后，外径 D=76mm : =3mm3.1.4料液排出管径排液量 W =312.8594kmol/h 18.1727

37、kg/kmol =5685.29kg/h取 Uw =0.4 m/s液相密度 几=953.5997Kg/m3-0.0726m4 疋 5841.93743600 3.14 0.4 953.5977圆整后，外径 dW =83mm，、： = 3.5mm总结本设计对甲醇-水分离过程筛板精馏塔装置进行了设计， 主要进行了以下工 作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备筛板塔进行了工艺计算设计，其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确 定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计 算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔 设计条件图

38、。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。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；掌握各种结果的校核， 能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程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。化工生产常需进行液体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部分冷 凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。 前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，

39、板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少， 塔板的造价可减少40流右；安装容易，也便于清理检修。在设计过程中应考 虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜 力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面 影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设 备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能 R等直接关系到生产过程的经 济问题。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。CAD制图进料管蒸汽接管回流管主要符号说明M Vm精（提）镏段液相平均摩尔质量MLm精（提）镏段气相平均摩尔质量Rm精（提）镏段液