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化工原理设计--苯―甲苯分离过程板式精馏塔设计[1]
2008 级化工原理课程设计化工原理课程设计--分离苯―甲苯连续精馏筛板塔 分离苯―河南城建学院专业: 专业:化学工程与工艺 姓名： 姓名：段运明 学号： 学号： 指导老师： 晓燕， 指导老师：李晓燕，赵亚奇第I页2008 级化工原理课
程设计序 言课程设计是“化工原理”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本 门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练， 在整个教 学计划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。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，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混 合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分 由气相向液相转移， 实现原料混合液中各组分的分离。 根据生产上的不同要求， 精馏操作可以是连续的或间歇的， 有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精 馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采 用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。第 II 页2008 级化工原理课程设计目 录一、化工原理课程设计任务书.................................................................................... 1 二、设计计算................................................................................................................ 3 1.设计方案的选定标准 2.操作条件的确定 3 33.设计方案的选定及基础数据的搜集................................................................. 4 4. 精馏塔的物料衡算........................................................................................... 8 5. 塔板数的确定................................................................................................... 9 6. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算................................................. 11 7. 气液负荷计算................................................................................................. 15 8. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算......................................................................... 15 9. 塔板主要工艺尺寸的计算............................................................................. 17 10. 筛板的流体力学验算................................................................................... 20 11. 塔板负荷性能图........................................................................................... 23 12.各接管尺寸的确定.......................................................................................... 27 三、个人心得体会及改进意见.................................................................................. 31 四、参考文献.............................................................................................................. 32 附录（符号说明）...................................................................................................... 33第 III 页2008 级化工原理课程设计一、化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书 （一）设计题目： 设计分离苯D甲苯连续精馏筛板塔 （二）设计任务及操作条件 1、 设计任务： 物料处理量： 50240 吨／年 进料组成 ： 22.6％ 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同） 分离要求： 塔顶产品组成苯 ≥97％ 塔底产品组成苯 ≤1% 2、 操作条件 平均操作压力 ： 101.3 kPa 平均操作温度：94℃ 回流比： 自 选 单板压降： &=0.7kPa 工时： 年开工时数 7200 小时 （三）设计方法和步骤： 1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选 定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要 设备的形式进行简要的论述。 2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定操作条件 （5）确定回流比 （6）理论板数与实际板数 （7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （9）塔径计算及板间距确定 （10）堰及降液管的设计 （11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数第1页2008 级化工原理课程设计（12）塔的水力学计算 （13）塔板的负荷性能图 （14）塔盘结构 （15）塔高 （16）精馏塔接管尺寸计算 3、典型辅助设备选型与计算（略） 包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型 号规格的选定。 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6、设计评述 四、参考资料 《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编； 《化工原理》 （第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编； 《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社，贺匡国编； 《化学工程手册》上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编； 《常用化工单元设备的设计》 华东理工出版社。第2页2008 级化工原理课程设计二、设计计算（一）确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成 就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、 低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： 1.满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质 量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而 需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应 能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上 要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也 应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强 计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常， 从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 2.满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如 能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能 消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到 所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操 作费和设备费也有很大影响。 3．保证安全生产 例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作 的， 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空， 都会使塔受到破坏， 因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一 个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求 作一般的考虑。 （二）操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、 各种设备的结构型式和某些操第3页2008 级化工原理课程设计作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸 汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 1.操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所 处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用 减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料， 但压力降低将导致塔 径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料， 则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。 但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用 加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用 较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 2.进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的 生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这 主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点 进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 3．加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接 蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作 用， 在塔底易挥发物损失量相同的情况下， 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低， 因而塔板数稍有增加。 采用直接蒸汽加热时， 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力， 以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。（三）.设计方案的选定及基础数据的搜集 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常 压下操作。 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人精馏塔内。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。 该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔 底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过第4页2008 级化工原理课程设计程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量 很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热 量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。 塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它 的主要优点有： (１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60％，为浮 阀塔的 80％左右。 (２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 10～15％。 (３) 塔板效率高，比泡罩塔高 15％左右。 (４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30％左右。 筛板塔的缺点是： (１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 (２) 操作弹性较小(约 2～3)。 (３) 小孔筛板容易堵塞。不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的 料液。 下 图 是 板 式 塔 的 简第5页2008 级化工原理课程设计略图 表 1 苯和甲苯的物理性质 分子 沸点 临界温 量M （℃） 度 tC （℃）项 目 苯 A 甲 苯 B 温度 0 C 0 PA , kPa 0 PB ，分子式临界压强 PC（kPa）C 6H 6 C6H5―CH378.11 92.1380.1 110.6288.5 318.577.7表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压80.1 101 ．33 40.085 116 .9 46.90 135 .5 54.第6页95 155 .7 63.100 179 .2 74.10 5 20 4. 2110 .6 240 .02008 级化工原理课程设计kPa003386 .0表 3 纯组分的表面张力温度 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 温度(℃) 苯,kg/ m 3 甲 苯,kg/ m 380 21.2 21.790 20 20.6100 18.8 19.5110 17.5 18.4120 16.2 17.3表 4 组分的液相密度80 814 80990 805 801表 5 液体粘度 ? L100 791 791110 778 780120 763 768温度(℃) 苯 （mP a .s） 甲 苯 （mP a .s）80 0.308 0.31190 0.279 0.286100 0.255 0.264110 0.233 0.254120 0.215 0.228常压下苯――甲苯的气液平衡数据 表 6 常压下苯 甲苯的气液平衡数据 温度 t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0第7页气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.52008 级化工原理课程设计 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.0170.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.085.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0（四） 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量xF =0.226 / 78.11 = 0.256 0.226 / 78.11 + 0.774 / 92.130.97 78.11 = 0.974 0.97 78.11 + 0.03 92.13 0.01 78.11 = 0.012 0.01 78.11 + 0.99 92.13xD =xW =（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F = 0.256 × 78.11 + 0.744 × 92.13 = 88.54 kg kmol M D = 0.974 × 78.11 + 0.026 × 92.13 = 78.47 kg kmol M W = 0.012 × 78.11 + 0.988 × 92.13 = 91.96 kg kmol（3）物料衡算 原料处理量 F = = 78.8 kmol h 84.54 *7200总物料衡算 78.8=D＋W 苯物料衡算 78.8×0.256＝0.974D＋0.012 W 联立解得 D＝58.8 kmol／h W=20.0 kmol／h 式中 F------原料液流量第8页2008 级化工原理课程设计 D------塔顶产品量 W------塔底产品量（五） 塔板数的确定（1）理论板层数 NT 的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x ～y 图，见下图1.2 1 0.8 0.6 0.4 0.2 0 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 系列1 系列2 系列3图 1 苯―甲苯平衡曲线图 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点 e（0.256 ，0.256）作垂线 ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为yq ＝0.45 ,xq ＝0.256故最小回流比为 Rmin =xD ? y q y q ? xq=0.974 ? 0.450 = 2.701 0.450 ? 0.256取操作回流比为 R = 1.2 Rmin = 3.241 ③求精馏塔的气、液相负荷L = R × D = 3.241× 20.0 = 64.82 kmol hV = ( R + 1) D = 4.241× 20.0 = 84.82 kmol hV ' = ( R + 1) D ? (1 ? q) F = (4.241× 20.0) × 20.0 ? (1 ? 1) 78.8 = 84.82kmol / hL' = RD + qF = 3.241× 20.0 + 1× 78.8 = 143.62kmol / h④求操作线方程第9页2008 级化工原理课程设计 精馏段操作线方程为yn +1 =R x xn + D = 0.7642 xn + 0.2297 R +1 R +1提馏段操作线方程为ym +1 =L' W x ? ' xw = 1.693 xm ? 0.0083 ' m V V（2）实际板层数的求取 又根据 Rmin =1 xD α(1 ? xd ) [ ? ] 1? xf α ? 1 xF可解得α =2.378y1 = xD = 0.974x1 = y1 = =0.9403 y1 + α(1 ? y1 )x2 = y2 = 0.8852 y2 + α (1 ? y2 ) x3 = y3 = 0.8025 y3 + α(1 ? y3 )x R x1 + d R +1 R +1 = 0.7642 xn + 0.2297 = 0.9483 y2 = y3 = 0.7642 xn + 0.2297 = 0.9062同理可求 y4 = 0.8430x4 = 0.6931 x5 = 0.5703y5 = 0.7594y6 = 0.6655 ? ? ? x6 = 0.4555 y7 = 0.5778 ? ? ? x7 = 0.3653 y8 = 0.5089 ? ? ? x8 = 0.3035 y9 = 0.4616 ? ? ? x9 = 0.2650 y10 = 0.4322 ? ? ? x10 = 0.2425因为 x10 ＜ x fn=9' y2 = 1.693 x '1 ? 0.0083 = 0.4023x1' = x10 = 0.2425x =' 2y '2 y 2' + 2.378(1 ? y '2 )= 0.2206第 10 页2008 级化工原理课程设计' ' y3 = 0.3617 ? ? ? x3 = 0.1924 ' ' y4 = 0.3174 ? ? ? x4 = 0.1636 ' ' y5 = 0.2261 ? ? ? x5 = 0.1094 ' ' y6 = 0.1769 ? ? ? x6 = 0.0829 ' ' y7 = 0.1320 ? ? ? x7 = 0.060 ' ' y8 = 0.0933 ? ? ? x8 & xw所以 n=7 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 进料板在第 19 块板9/0.52=17.3 ≈ 18, 7/0.52=13.5≈14（六） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（1）操作压力计算 塔顶操作压力 PD ＝ 93.2 kPa 塔底操作压力 Pw =108.6 kPa 每层塔板压降 △P＝0.7 kPa 进料板压力 PF ＝93.2＋0.7×18＝105.8kPa 精馏段平均压力 P m ＝（93.2＋105.8）／2＝99.5 kPa 提馏段平均压力 P m =（108.6+105.8）/2 =107.2 kPa （2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托 尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 tw ＝82.4℃ 进料板温度 t F ＝95.3℃ 塔底温度 tw =104.4℃ 精馏段平均温度 tm =（ 82.4＋95.3）/2 = 88.8℃第 11 页2008 级化工原理课程设计 提馏段平均温度 tm =（95.3+104.4）/2 =99.8℃ （3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.974,查平衡曲线（见图 1），得 x1=0.88M V , Dm = 78.47 kg kmol M L , Dm = 79.79 kg kmol进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 y F ＝0.45， xF ＝0.256M V , F ,m = 85.82 kg kmol M L , Fm = 88.54 kg kmol塔底平均摩尔质量计算 由 xw=y2=0.012,查平衡曲线（见图 1），得 x2=0.01M V ,Wm = 91.96 kg kmol M L , wm = 91.99 kg kmol精馏段平均摩尔质量M V ,m = M L ,m78.47 + 85.82 kg kmol = 81.15 kg kmol 2 79.79 + 88.54 = kg kmol = 84.17 kg kmol 2 91.96 + 85.82 kg kmol = 88.89 kg kmol 2 91.99 + 88.54 = kg kmol = 90.27 kg kmol 2提馏段平均摩尔质量M V ,m = M L ,m（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，精馏段的平均气相密度即ρv,m =Pm M v ,m RTm= 2.68 kg m3提馏段的平均气相密度第 12 页2008 级化工原理课程设计ρ 'v , m =Pm M v ,m RTm= 3.07 kg m3②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算 由 tD＝82.4℃，查手册得ρ A = 812.3 kg m3 , ρ B = 807.6 kg m3塔顶液相的质量分率α A = 0.969 ρ L , Dm = 812.15 kg kmol同理 进料板液相平均密度ρ L , Fm = 795.75 kg kmol塔底液相平均密度ρ L , wm = 790.52 kg kmol精馏段液相平均密度为ρ L ,m =812.15 + 795.75 = 803.95 kg kmol 2 790.52 + 795.75 = 793.14 kg kmol 2提馏段液相平均密度为ρ ' L,m =(5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD＝82.4℃，查手册得σA=20.98 m N/m σB=21.43 m N/m σLDm=20.99 mN/m同理 进料板液相平均表面张力第 13 页2008 级化工原理课程设计σLFm=20.04 mN/m塔底液相平均表面张力σLwm=19.94mN/m精馏段液相平均表面张力为σLm=（20.99+20.04）/2=20.52 mN/m提馏段液相平均表面张力为σ‘Lm=（20.04+19.94）/2=19.99 mN/m(6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgμLm=Σxilgμi 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD＝82.4℃，查手册得μA=0.301 mPa?s μB=0.305 mPa?slgμLDm=0.974×lg(0.301)+ (1-0.974)×lg(0.305) 解出μLDm=0.301 mPa?s 同理 进料板液相平均粘度μLFm=0.272 mPa?s塔底液相平均粘度μLwm=0.264 mPa?s精馏段液相平均粘度为μLm=(0.301+0.272)/2=0.287 mPa?s提馏段液相平均粘度为μ‘Lm=(0.264+0.272)/2=0.268 mPa?s（七） 气液负荷计算 精馏段：V = ( R + 1) D = (3.241 + 1) × 20.0 = 84.82 Kmol / h第 14 页2008 级化工原理课程设计VS =V × M Vm 84.82 × 88.15 = = 0.77 m3 / s 3600 ρ vm 3600 × 2.68L = RD = 3.241× 20.00 = 64.82 Kmol / h Ls = LM Lm 64.82 × 90.27 = = 0.00202m3 / s 3600 ρ Lm 3600 × 803.95Lh = 0.00202 × 3600 = 7.278m3 / h提馏段：V ' = V + (q ? 1) F = 84.82 Kmol / h V 'S = V × M Vm = 0.68m3 / s 3600 ρ vmL' = L + qF = 143.62 Kmol / h' Ls =LM Lm = 0.0045m3 / s 3600 ρ LmL'h = 0.0045 × 3600 = 16.2m3 / h （八） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算 塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及 塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。 表 8 板间距与塔径关系塔 径 DT，m 板 间 距 H T， mm对精馏段：0.3 ～ 0.5 200 ～ 3000.5 ～ 0.8 250 ～ 3500.8 ～ 1.6 300 ～ 4501.6 ～ 2.4 350 ～ 6002.4 ～ 4.0 400 ～ 600初选板间距 H T = 0.45m ，取板上液层高度 hL = 0.06m ，? L ?? ρ ? 2 0.00202 ? 803.95 ? 2 故 H T ? hL = 0.45 ? 0.06 = 0.39m ； ? S ?? Lm ? = ×? ? = 0.454 0.77 ? 2.68 ? ? VS ?? ρ vm ?第 15 页112008 级化工原理课程设计查手册得 C20=0.071；依式 C = C 20 ??σ ? ? ? 20 ?0.2?σ ? 校正物系表面张力为 20.52mN / m 时 C = C20 ? ? ? 20 ?0.2? 20.52 ? = 0.071× ? ? ? 20 ?0.2= 0.0714?max = Cρ L ? ρV = 1.235m / s ρV可取安全系数为 0.8，则（安全系数 0.6―0.8） ? = 0.8? max = 0.8 × 1.235 = 0.988m / s ， 故D =4VSπ?=4 × 0.77 = 0.996m 3.142 × 0.988按标准,塔径圆整为 1.0m,则空塔气速 0.98m/s。 对提馏段： 初选板间距 H T = 0.45m ，取板上液层高度 hL = 0.06m ，? L ?? ρ ? 2 0.0086 ? 793.395 ? 2 故 H T ? hL = 0.45 ? 0.06 = 0.39m ； ? S ?? Lm ? = ×? ? = 0.7 ? 7.88 ? ? VS ?? ρ vm ?查手册得 C20=0.070；依式 C = C 20 ? 校正物系表面张力为11?σ ? ? ? 20 ?0.2?σ ? 19.895mN / m 时 C = C20 ? ? ? 20 ?0.2? 19.895 ? = 0.070 × ? ? ? 20 ?0.2= 0.0699? 'max = Cρ L ? ρV 793.14 ? 3.07 = 0.0699 × = 1.123m / s 3.07 ρV'可取安全系数为 0.8，则（安全系数 0.6―0.8） ? = 0.8? max = 0.8 × 1.123 = 0.898m / s ， 故D =4VSπ?= 0.88m按标准,塔径圆整为 1.0m,则空塔气速 0.866m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差 不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 1.0m （2）塔高的计算第 16 页2008 级化工原理课程设计H = (n ? n p ? 1) H T + n p H p + H D + H B + H1 + H 2=(32-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=20.8m 式中H --塔高，m；n―实际塔板数 n p ---人孔数（按八层塔板设一人孔，需三个人孔） H p ---设人孔处的板间距，m（人孔直径一般为 450-600，取 600mm）H D ---塔顶空间高度，m（通常取为 1.5-2.0 H T ，取 2.0 H T ） H B ---塔底空间高度，m（经验值，取 2m） H1 ---封头高度，m（经验值，取 0.5m） H 2 ---裙座高度，m（经验值，取 3m） （九） 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 因塔径 D＝1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长 l w ：单溢流去 lW=（0.6～0.8）D，取堰长 l w 为 0.66D=0.66×1.0=0.66m b)出口堰高 hW ： hW = hL ? hOW 由 lW / D = 0.66 ， Lh / lW2.5=3600 × 0.00202 = 20.549m 0.662.522.84 ? Lh ? 3 E? ? 查手册，知 E=1.042,依式 how = 1000 ? lw ?可得 hOW2.84 ? Lh ? 3 2.84 ? 7.278 ? 3 = E? ? = × 1.042 × ? ? = 0.015m 1000 ? lW ? 1000 ? 0.66 ?22故 hw = 0.06 ? 0.015 = 0.045mhh h n p c)降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 A f ： 由 l w / D = 0.66 查手册得 W d / D = 0.124 ， A f / AT = 0.0722 故Wd = 0.124 D = 0.124 × 1.0 = 0.124m，A f = 0.0722 ×π4D 2 = 0.0722 ×3.14 × 1.02 = 0.0567 m 2 4计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，第 17 页2008 级化工原理课程设计即τ =Af H T Ls=0.0567 × 0.45 = 12.63s （大于 5s，符合要求） 0.00202'd)降液管底隙高度 ho ：取液体通过降液管底隙的流速 ?o = 0.11m / s （0.07---0.25）ho =Ls 0.00202 = = 0.028m 符合（ h0 = hw ? 0.006 ） ' lw × ?o 0.66 × 0.11e)受液盘 采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为 50mm 对提溜段： a)溢流堰长 l w ：单溢流去 lW=（0.6～0.8）D，取堰长 l w 为 0.8D=0.8×1.0=0.8m b)出口堰高 hW ： hW = hL ? hOW 由 lW / D = 0.8 ， Lh / lW2.5= 16.70m22.84 ? Lh ? 3 查手册得 E=1.02,依式 how = E? ? 1000 ? lw ?可得 hOW2.84 ? Lh ? 3 = E ? ? = 0. ? lW ?2故 hw = 0.06 ? 0.0215 = 0.0385m c)降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 A f ： 由 lw / D = 0.8 查手册得 Wd / D = 0.158 ， A f / AT = 0.142 故 Wd = 0.158 D = 0.158m ，A f = 0.142 ×π4D 2 = 0.1115m 2计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即τ =Af H T Ls= 11.15s （大于 5s，符合要求）'d)降液管底隙高度 ho ：取液体通过降液管底隙的流速 ?o = 0.23m / s （0.07---0.25） 依公式： ho = (2) 塔板布置 ①塔板的分块第 18 页Ls = 0.0245m 符合（ h0 = hw ? 0.006 ） ' lw × ?o2008 级化工原理课程设计 因 D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为 4 块。 对精馏段： a)取边缘区宽度 Wc=0.05m(30～50mm),安定区宽度 Ws = 0.075m ， （当 D〈1.5m 时，Ws=60～ 75mm〉 b)依公式： Aa = 2 ? x R ? x +2 2? ?πR 2180sin ?1x? ? 计算开空区面积得： R?R=D 1.0 D 1.0 ? (Wd + Ws ) = ? ( 0.124 + 0.075 ) = 0.301 ? WC = ? 0.05 = 0.45m ， x = 2 2 2 2π 0.301 ? ? Aa = 2 ? 0.301× 0.452 ? 0.3012 + × 0.452 sin ?1 = 0. 0.45 ? ? ?c)筛孔数 n 与开孔率 ? ：取筛空的孔径 d 0 为 5mm ，正三角形排列，一般碳的板厚为 3mm , 取 t / d 0 = 3 .0 ， 故孔中心距 t = 3.0 × 5 = 15.0mm 筛孔数：n=1158 × 103 1158 × 103 × Aa = × 0.4980 = 2563 个， t2 15.02 A0 0.907 %= % = 10.08% （在 5―15 范围内） Aa ( t )2 d0则φ =则每层板上的开孔面积 A0 为 A0 = φ ? Aa = 0.1008 × 0.4980 = 0.05 气体通过筛孔的气速为 ?o = 对提馏段： a)取边缘区宽度 Wc=0.05m(30～50mm),安定区宽度 Ws = 0.075m ， （当 D〈1.5m 时，Ws=60～ 75mm〉 b)依公式 Aa = 2 ? x R ? x +2 2VS = 15.4m / s A0? ?πR 2180sin ?1x? ? R?计算开空区面积Aa = 0.4506m2第 19 页2008 级化工原理课程设计 c)筛孔数 n 与开孔率 ? ：取筛空的孔径 d 0 为 5mm ，正三角形排列，一般碳的板厚为 3mm , 取 t / d 0 = 3 .0 ， 故孔中心距 t = 3.0 × 5 = 15.0mm 筛孔数 n = 则φ =1158 × 103 × Aa = 2319 个， t2A0 0.907 %= % = 10.08% （在 5―15 范围内） Aa ( t )2 d0'则每层板上的开孔面积 A0 为 A 0 = φ ? Aa = 0.045 气体通过筛孔的气速为 ?o =VS = 12.89m / s A0（十） 筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算， 目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作， 以便决定对 有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 (1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度 h p = hc + hl + hσ 对精馏段： a)干板压降相当的液柱高度 hc ：依 d 0 / σ = 5 / 3 = 1.67 ，查《干筛孔的流量系数》图得，?? ? ?ρ ? ? 15.4 ? ? 2.68 ? C0=0.78 由式 hc = 0.051? 0 ? ? V ? = 0.051× ? ? ×? ? = 0.0361m ? 0.78 ? ? 803.95 ? ? C0 ? ? ρ L ?22b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl ：?a =VS 0.77 = = 1.0573m / s ， Fa = ua ρV = 1.0573 × 2.68 = 1.7309 AT ? A f 0.785 ? 0.0567由 ε o 与 Fa 关联图查得板上液层充气系数 ε o =0.57，依式 hl = ε o hL = 0.57 × 0.06 = 0.034m c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ ： 依式hσ =4σ 4 × 20.52 × 10?3 = = 0.00208m ρ L gd 0 803.95 × 9.81× 0.005故 hp = 0.0361 + 0.0342 + 0.00208 = 0.0724m第 20 页2008 级化工原理课程设计 则单板压强： ?PP = hp ρ L g = 0.0724 × 803.95 × 9.81 = 571Pa & 0.9kPa (2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带5.7 × 10?6 ? ?a ev = ? ? σ ? HT ? h f ? ? ? ?3.25.7 × 10?6 ? 1.0573 ? = ? ?3 ? 20.52 × 10 ? 0.45 ? 2.5 × 0.06 ?3.2= 0.01564kg / kg & 0.1kg / kg故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4) 漏液 由式 ? ow = 4.4C0(0.0056 + 0.13hL ? hσ )ρ L / ρV( 0.0056 + 0.13 × 0.06 ? 0.00208 )803.95 2.68?ow = 4.4 × 0.78 ×=6.32m/ s筛板的稳定性系数 K = (5) 液泛?0 15.4 = = 2.437 & 1.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 ?OW 6.32为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H d ≤ φ H T + hw 依式()H d = h p + hl + hd ，而 hd = 0.153 × (ls 2 0.00202 2 ) = 0.153 × ( ) = 0.00183 lw ? h0 0.66 × 0.028H d =0.2+0.4m 取 φ = 0.5 ，则 ? H T + hw = 0.5 ( 0.45 + 0.045 ) = 0.248m 故 H d & φ H T + hw 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 对提溜段： a)干板压降相当的液柱高度 hc ：依 d 0 / σ = 5 / 3 = 1.67 ，查《干筛孔的流量系数》图得，()()?? ? ?ρ C0=0.78 由式 hc = 0.051? 0 ? ? V ? C0 ? ? ρ L2? ? = 0.0339m ?第 21 页2008 级化工原理课程设计 b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl ：?a =VS = 0.9337 m / s ， AT ? A fFa = ua ρV = 1.6360由 ε o 与 Fa 关联图查得板上液层充气系数 ε o =0.58，依式 hl = ε o hL = 0.0348m c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ ： 依式 hσ =4σ = 0.00206m ， ρ L gd 0故 hp = 0.0708m则单板压强： ?PP = hp ρ L g = 550.56 Pa & 0.9kPa (2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带5.7 ×10 ?6 ? ? a ev = ? ? H ?h σ f ? T发生过量雾沫夹带。 (4) 漏液 由式 ? ow = 4.4C0? ? ? ?3.2= 0.001079kg / kg & 0.1kg / kg故在设计负荷下不会(0.0056 + 0.13hL ? hσ )ρ L / ρV= 5.874m / s筛板的稳定性系数 K = (5) 液泛?0 = 2.19 & 1.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 ?OW为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H d ≤ φ H T + hw 依式 H d = h p + hl + hd ， 而 hd = 0.153 × (()ls 2 ) = 0.00907 lw ? h0H d =0.1139m 取 φ = 0.5 ，则 ? H T + hw = 0.248m 故 H d & φ H T + hw 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。()()第 22 页2008 级化工原理课程设计9 塔板负荷性能图对精馏段： 漏液线 由 ，2/3 ? ? ? ? Lw ? ? 2.84 ? 0.0056 + 0.13 ? hw + × E × ? ? ? ? hc ? 0.0021? ρ L ρV 1000 ? ? ? ? lw ? ? ? ? ? ?得= 4.4 × 0.78 × 0.0045 + 0.13 ? 0.045 + 0.917 LS 2/3 ? ? 0.0021) ? ?803.95 2.68Vo, min = 0.1716 × 2.8084 + 35.76 LS2/3在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于下表。Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)0.005 0.33670.012 0.37120.03 0.42930.035 0.4419由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev＝0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：由hw =2.84 ? 3600 Ls ? × 1.042 × ? ? 1000 ? 0.66 ?2/3= 0.9170 Ls 2/32/3 ? ? 3600 Ls ? ? h f = 2.5 ? hw + 2.84 ×10 ?3 E ? ? ? ? 1.056 ? ? ? ? ? 2/3 = 0.1125 + 2.20 Lsua =Vs Vs = = 1.373Vs 联立以上几式，整理得 At ? Af 0.785 ? 0.0567第 23 页2008 级化工原理课程设计Vs = 1.923 ? 12.54 Ls 2/3在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于下表。Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)0.005 1.5560.012 1.2660.03 0.7120.035 0.581由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3)液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hOW＝0.006m 作为最小液体负荷标准。由公式得2.84 ? 3600 Ls ,min ? hw = E? ? lw 1000 ? ?2/3, Ls ,min = 5.29 × 10?4 m3 s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 (4)液相负荷上限线 以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=Af H T LS=4LS ,max =0.0567 × 0.45 = 0.0064 m3 s 4据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 0.0474。 (5) 液泛线 令 由联立得 忽略 hσ，将 hOW 与 Ls，hd 与 Ls，hc 与 Vs 的关系式代人上式，并整理得 式中： how? 3600 LS ? = 2.84 × 10?3 × ? ? ? 0.66 ?22/3将有关的数据代入整理，得 VS = 1.937 ? 4.007 Ls ? 12.98 Ls22/3在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于下表。第 24 页2008 级化工原理课程设计Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)0.005 1.2460.012 1.1180.03 0.8220.035 0.733由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。3 2.5 2 1.5 1 0.5 0 0 0.005 0.01 0.015 系列2 系列3 系列4 系列5 系列1图 2 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点 P，连接 OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限 为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得Vs,max=1.4 m3/s Vs,min=0.3 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=5.19 所设计筛板的主要结果汇总于表。 对提馏段 （1）漏液线由 得 Vo, min = 0.1716 × 0.0589 + 0.1192 LS2/3，在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于下表。第 25 页2008 级化工原理课程设计Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)0.005 0.04280.012 0.04380.03 0.04550.035 0.0459由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev＝0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：由Vs = 1.410 ? 9.133Ls 2/3在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 3-20。Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)0.005 1.1430.012 0.93130.03 0.52820.035 0.4328由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 （3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hOW＝0.006m 作为最小液体负荷标准。由式得2.84 ? 3600 Ls ,min ? hw = E? ? 1000 ? lw ?2/3, Ls ,min = 5.29 × 10?4 m3 s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 （4）液相负荷上限线 以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=Af HT LS=4LS ,max = 0.0125 m3 s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 4。 (5) 液泛线 令 由第 26 页2008 级化工原理课程设计联立得 忽略 hσ，将 hOW 与 Ls，hd 与 Ls，hc 与 Vs 的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得 VS = 1.141 ? 3.662 Ls ? 9.08 Ls2 2 2/3在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于下表。Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)0.005 0.93560.012 0.8090.03 0.5100.035 0.406由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图， 具体如精馏段一样，比较俩个负荷性能 图可知取精馏段的负荷性能图。2 1.8 1.6 1.4 1.2 1 0.8 0.6 0.4 0.2 0 0 0.005 0.01 0.015 系列1 系列2 系列4 系列5 系列3在负荷性能图上，作出操作点 P，连接 OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得第 27 页2008 级化工原理课程设计Vs,max=0.92 m3/s Vs,min=0.23 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=410.各接管尺寸的确定 各接管尺寸的确定 （1）进料管进料体积流量 VSf =FM fρf=78.8 × 88.54 = 8.768m3 / h = 0.0024m3 / s 795.15取适宜的输送速度 u f = 2.0m / s ，故d if =4VSfπu=4 × 0.0024 = 0.039m 2π经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： φ 45 × 3mm 实际管内流速： u f = （2） 釜残液出料管 釜残液的体积流量：4 × 0.0024 = 2.0m / s π × 0.0392VSW =WM wρw=58.8 × 91.96 = 6.840m3 / h = 0.0019m3 / s 790.52取适宜的输送速度 uW = 1.5m / s ，则d =4 × 0.0019 = 0.040m 1.5π经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： φ 50 × 3mm 实际管内流速： uW = （3） 回流液管 回流液体积流量4 × 0.0019 = 1.25m / s π × 0.0442VSL =LM LρL=64.82 × 84.17 = 6.786m3 / h = 0.0019m3 / s 803.95第 28 页2008 级化工原理课程设计 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 u L = 0.5m / s ，那么d计 =4 × 0.000975 = 0.07m 0.5π经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： φ 76 × 3mm 实际管内流速： uW = （4） 塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量：4 × 0.0019 = 0.49m / s π × 0.07 2VSV =84.82 × 78.47 = 0.69m3 / s 2.68 × 3600取适宜速度 uV = 20m / s ，那么d =4 × 1.58 = 0.210m 20π经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： φ 245 × 6mm 实际管内流速： uSV = （5）蒸汽进口管4 × 0.69 = 16.33m / s π × 0.2332ρ =PM 108.6*18.1 = = 0.626 kg m3 RT 8.314(273 + 104.4)通入塔的水蒸气体积流量：VSO =84.82 × 18.1 = 0.676m3 / s 0.626取适宜速度 u0 = 25m / s ，那么d计 =4 × 0.676 = 0.186m 25π经圆整选取螺旋电焊钢管，规格： φ 200 × 6mm 实际管内流速： u0 =4 × 0.676 = 24.36m / s π × 0.1882所设计筛板的主要结果汇总于表。第 29 页2008 级化工原理课程设计设计结果一览表 9项目 各段平均压强 各段平均温度 气相流量 液相流量 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受业盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停 留时间 降液管内清液层高 度 雾沫夹带 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u 单位 kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s 计算数据 精馏段 提留段 99.5 107.2 88.8 99.8 0.77 0.68 0.5 18 14 0.3 0.3 5.4 4.2 1.0 1.0 0.98 0.866 单流型 单流型 弓形 弓形 0.66 0.80 0.045 0. 0.158 0.028 0. 0.06 5.0 5.0 15.0 15.0 .05 0.045 15．4 12.89 0.571 0.551 12.63 0.64 11.15 0.79lw hw Wd ho hL do t n uo hP τ Hd eV第 30 页m m m m m mm mm 个 m2 m/s kPa s m kg 液2008 级化工原理课程设计/kg 气 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 VS?max VS?min m /s 3 m /s3雾沫夹带 控制 漏液控制 1.4 0.27 5.19液泛控 制 漏液控 制 0．92 0.23 4三、个人心得体会及改进意见 个人心得体会及改进意见本次化工原理课程设计历时两周， 是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。 化工原 理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节， 通过课程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和经济合理性。 在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工 业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养， 我真切感受到了 理论与实践相结合中的种种困难， 也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种 问题的不易。我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的 知识是我们从来没有接触到的， 我们对事物的了解还仅限于皮毛， 所学的知识结构还很不完 善， 我们对设计对象的理解还仅限于书本上， 对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面 上考虑的还很不够。 在实际计算过程中， 我还发现由于没有及时将所得结果总结， 以致在后面的计算中不停 地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。由此，我在每章节后及时地列出数据表，方便自己 计算也方便读者查找。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了 解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一 定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及 趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如 果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。 通过本次课程设计的训练， 让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识， 这对我们的 继续学习是一个很好的指导方向， 我们了解了工程设计的基本内容， 掌握了化工设计的主要 程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立 正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训 练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。 我还要感谢我的指导老师李晓燕老师和赵亚奇老师对我们的教导与帮助， 感谢同学们的 相互支持。 限于我们的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。第 31 页2008 级化工原理课程设计参考文献 四、参考文献⑴匡国柱，史启才主编 《化工单元过程及设备课程教材》，北京：化学工业出版社，2005.1 ⑵柴诚敬主编《化工原理》下册，天津大学华工学院，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》，北京：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》。高等教育出版社。 ⑹汤金石等著《化工原理课程设计》，北京：化学工业出版社，1990.6 ⑺《化学工业物性数据手册》，有机卷。 [8] 李功样，陈兰英，崔英德编《常用化工单元设备设计》，上海：华南理工大学出版社。 [9]贺匡国主编《化工容器及设备简明设计手册》（第二版）。北京：化学工业出版社。第 32 页2008 级化工原理课程设计附录（符号说明） 附录（符号说明）― 塔板开孔面积， ― 降液管面积， ― 筛孔面积， ― 塔截面积， C ― 计算 ― 漏液点气速，m/s ― 溢流堰高度，mV ― 塔内上升蒸汽流量，kmol/h― 塔内上升蒸汽流量， W ― 釜残液流量，kmol/h ― 无效区宽度，m ― 弓形降液管宽度，m ― 安定区宽度，m x ― 液相中易挥发组分的摩尔分数 y ― 气相中易挥发组分的摩尔分数 Z ― 塔有效高度，m ― 理论塔板数 ― 降液管底隙高度，m ― 筛孔气速，m/s F ― 进料流量，kmol/h H ― 板间距，m；塔高，m g ― 重力加速度，m/ S ― 直接蒸汽量，kmol/h t ― 筛孔中心距，mm ― 板上鼓泡层高度，m ― 板上液层高度，m第 33 页时的负荷系数，无因次― 流量系数，无因次 D ― 塔径流出液流量，kmol/h D ― 塔径，m ― 筛孔直径，m E ― 液流收缩系数，无因次 ― 全塔效率，无因次 ― 雾沫夹带量，kg 液/kg 气 n ― 筛孔数 ― 堰上液层高度，m ― 与单板压降相当的液层高度，m ― 溢流堰高度，m K ― 筛板的稳定系数，无因次 L ― 塔内下降液体的流量，kmol/h ― 塔内下降液体的流量，kmol/h ― 溢流堰长度，m ― 与干板压降相当的液柱高度，m2008 级化工原理课程设计P ― 操作压强，k― 实际塔板数P ― 压强降，k― 板上液层充气系数，无因次 ― 气相动能因数，m/sR ― 回流比u ― 空塔气速，m/sq ― 进料热状态参数― 与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m ― 与克服液体表面张力压降相当的液柱高度，m ― 与液体流经降液管压降相当的液柱高度，m第 34 页
苯-甲苯分离过程板式精馏塔... 12页 5财富值 化工原理课程设计 苯-甲苯... 37页 1财富值 化工原理课程设计苯甲苯的... 34页 免费 化工原理设计--苯―甲苯...化工原理课程设计苯甲苯的分离1 隐藏&& 化工原理课程设计CCCCC板式精馏塔的设计 姓名 班级 学号 指导老师 单素民 407102 刘丽华 河南城建学院 序言...学院课程设计 化工原理课程设计任务书专业 发题时间: 年 班级 月日 学生姓名 一、设计题目分离苯-甲苯混合液的板式精馏塔设计 二、设计条件 1、设计任务: 处理...苯甲苯分离过程板式精馏... 64页 1下载券 化工原理设计--苯―甲苯... 37页...精馏塔设计任务本设计的题目是苯―甲苯分离过程筛板式精馏塔设计,即需设计一个...化工原理的有关课程设计化工原理的有关课程设计隐藏&& 武汉工程大学邮电与信息工程学院 课程设计说明书 论文题目:苯―甲苯分离过程板式精馏塔设计 学号:
...18 第 1 页 化学化工学院化工原理课程设计 板式精馏塔设计任务(一) 设计题目 ...第 2 页 化学化工学院化工原理课程设计 苯―甲苯分离过程筛板精馏塔设计 (南华...2008 级 化工原理摘 课程设计要 第 1 页共 21 页 精馏是分离液体混合物最...本设计的题目是苯―甲苯二元物系板式精馏塔的设计。 在确定的工艺要求下,确定...苯-甲苯精馏分离板式塔设计 隐藏&& 巢湖学院 《化工原理》课程设计 设计题目: 专业班级: 学生姓名: 学号: 指导教师: 起止日期: 序言 1 化工原理课程设计是综合...分离苯-甲苯筛板式精馏塔的... 22页 5财富值 化工原理设计--苯―甲苯分.....回流比) 4. 塔的工艺计算 (1) 全塔物料衡算 (2) 最佳回流比的确定 (3)...化工原理课程设计 苯-甲苯... 70页 20财富值 苯-甲苯分离过程板式精馏塔......2013 年 6 月 28 日 1 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计 目录一 序言......
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