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前 言
精餾塔是化學工業(yè)中常用氣液傳質(zhì)設備，可進行吸收、解吸、精餾、萃取等操作。本次設計針對乙烯——乙烷體系對篩板精餾塔進行設計，包括對其塔體、再沸器的詳細設計和對輔助設備的設計及選型。設計中疏漏、不足之處請老師指正。
第一章 概 述
精餾操作可分離物料，獲得較高濃度產(chǎn)品。精餾操作所用設備是精餾塔及再沸器、冷凝器、儲罐等輔助設備。
1、 精餾塔
精餾塔是一個圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔頂設冷凝器，塔底設再沸器，塔中部適宜位置設進料板。當釜中料夜建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分氣化返回塔內(nèi)。氣相升至塔頂后由冷凝器冷凝，凝液全部或部分返回塔中。氣液兩相在塔板上接觸時，難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移，該分離過程在各板上進行，從而高度分離物料。
進料口以上塔體稱精餾段，以下稱提餾段。塔頂、塔底分別得輕、重組分濃度高的產(chǎn)品。塔內(nèi)氣液兩相溫度、壓力自上到下逐漸增加。
本次所設計的篩板塔結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小，缺點為易漏液，易堵塞，操作彈性小，但可滿足生產(chǎn)要求且效率較高。
2、 再沸器
再沸器可將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行。
本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。
立式熱虹吸特點：
▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。
▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。
▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。
▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。
冷凝器
用于將塔頂蒸汽冷凝，部分凝液回流，部分作為產(chǎn)品。常用管殼式換熱器。
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第三章 精餾塔設計
3．1設計條件
工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量(摩爾百分數(shù))
塔頂乙烯含量，釜液乙烯含量，總板效率為0.6。
操作條件：塔頂操作壓力2.6MPa(絕)。
安裝地點：大連。
塔板設計位置：塔頂
塔板形式：篩板
處理量：180kmol/h
回流比系數(shù)：1.7
3.2操作方程
D=117.55kmol/h W=62.45kmol/h
相對揮發(fā)度由P-T-K圖求得為1.464
x=0.65, y=α*x/(1+(α-1)x)=0.731
R=1.7Rmin=5.436
精餾段操作方程：
提餾段操作方程：
3.3塔板數(shù)計算
編程運算得Nt=37,第18塊板為進料板
運算結(jié)果為x[1]=0.985428,y[1]=0.990000
x[2]=0.979837,y[2]=0.986139
x[3]=0.973029,y[3]=0.981419
x[4]=0.964778,y[4]=0.975670
x[5]=0.954836,y[5]=0.968703
x[6]=0.942941,y[6]=0.960308
x[7]=0.928828,y[7]=0.950263
x[8]=0.912249,y[8]=0.938346
x[9]=0.892999,y[9]=0.924346
x[10]=0.870950,y[10]=0.908092
x[11]=0.846083,y[11]=0.889473
x[12]=0.818523,y[12]=0.868475
x[13]=0.788565,y[13]=0.845204
x[14]=0.756677,y[14]=0.819907
x[15]=0.723484,y[15]=0.792980
x[16]=0.689729,y[16]=0.764953
x[17]=0.656204,y[17]=0.736450
x[18]=0.623680,y[18]=0.708141
x[19]=0.585894,y[19]=0.674408
x[20]=0.541425,y[20]=0.633498
x[21]=0.490905,y[21]=0.585354
x[22]=0.435760,y[22]=0.530658
x[23]=0.378131,y[23]=0.470954
x[24]=0.320584,y[24]=0.408561
x[25]=0.265670,y[25]=0.346258
x[26]=0.215493,y[26]=0.286804
x[27]=0.171428,y[27]=0.232479
x[28]=0.134061,y[28]=0.184772
x[29]=0.103302,y[29]=0.144316
x[30]=0.078595,y[30]=0.111014
x[31]=0.059137,y[31]=0.084265
x[32]=0.044051,y[32]=0.063199
x[33]=0.032495,y[33]=0.046866
x[34]=0.023724,y[34]=0.034354
x[35]=0.017115,y[35]=0.024859
x[36]=0.012160,y[36]=0.017703
x[37]=0.008461,y[37]=0.012339
nf=0,nt=0
程序：
#include
#include
#define N 200
main()
{int i=0,nt,nf;
FILE *fp;
double x[N],y[N],e,f,R,Rm,L,V;
double a=1.464,d=0.99,w=0.01,z=0.65,q=1,D=117.55,F=180;
fp=fopen("text.txt","w");
e=0.65;
f=a*e/(1+(a-1)*e);
Rm=(d-f)/(f-e);
R=Rm*1.7;
x[0]=d;
y[0]=d;
y[1]=d;
while(x[i]>z)
{i++;
x[i]=y[i]/(a-(a-1)*y[i]);
y[i+1]=R*x[i]/(R+1)+d/(R+1);
printf("x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
fprintf(fp,"x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
}
printf("the %dth tray is the input tray\n",i);
L=D*R;
V=D*(R+1);
while(x[i]>w)
{i++;
y[i]=(L+F)/V*(x[i-1]-w)+w;
x[i]=y[i]/(a-(a-1)*y[i]);
printf("x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
fprintf(fp,"x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
}
printf("the total population of the trays is %d\n",i);
fprintf(fp,"nf=%d,nt=%d\n",nf,nt);
fclose(fp);
3.4 精餾塔工藝設計
1、物性數(shù)據(jù)：
操作溫度： 塔頂：-6.0， 塔底9.8
塔頂按純乙烯處理：t=-6.0,P=2.6Mpa(絕)
物性：摩爾質(zhì)量：M=28.052kg/kmol
，，
2、流量
精餾段氣液相流量：
提餾段氣液相流量：
3、塔徑塔高計算
選取塔板間距Ht=0.45m，
查圖得：=0.0061
C=
液泛氣速
取泛點率0.8，
所需氣體流通截面積
選取Ad/At=0.08，
塔徑D= =1.583m
圓整取D=1.6m
根據(jù)塔徑、流量，塔板間距合適，液流形式為單流型。
實際塔板尺寸如下：
1.850
實際氣速：
實際泛點率：=0.7833
實際塔板數(shù) 精餾31，提餾29
塔有效高度
釜液流出量4.836
設釜液停留時間20min
則釜液高度m
進料板兩板間距0.9m
設6人孔，=0.8m
裙座取5m
塔頂及釜液上方氣液分離高度取1.5m
總塔高Z= + +(0.8-0.45)*6+1.5×2+5=37.9m
3.5溢流裝置設計
采用單流型弓形降液管
D=1.6m =2.011 查得，堰長=1.088m
取塔板厚4mm，堰高50mm，底隙30mm
3.6 塔板布置及其他結(jié)構(gòu)尺寸選取
取進出口安定區(qū)寬度=0.07m，邊緣寬度=0.05m，查圖得=0.14，降液管寬度=0.224m
)=0.653m
=0.75m
=1.670
取篩孔直徑，篩孔中心距t=3=120mm
篩孔總截面積
篩孔氣速
篩孔個數(shù)個
3.7塔板校核
1、液沫夾帶量校核
，泛點率0.7833，查得
0.0533
小于0.1,液沫夾帶量符合校核要求
2、塔板阻力計算
干板阻力d/=4/4=1,可查得=0.82
故=0.055m
塔板清液層阻力，
由m/s
氣體動能因子
查圖得，
故=0.0667m
表面張力阻力
塔板阻力
3降液管液泛校核
，取，=1.18××=0.0256
，不會產(chǎn)生降液管液泛
4 液體在降液管內(nèi)停留時間
，符合校核要求
5嚴重漏液校核
0.531
k=1.887>1.5，不發(fā)生嚴重漏液
3.8塔板性能負荷圖
1 過量液沫夾帶線
設ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體）
得：
=8087.54-233.50qVLh2/3
由上述關(guān)系可作得線①
2 液相下限線
整理出：qVLh=3.3402
由上述關(guān)系可作得線②
3 嚴重漏液線
將下式分別代入
得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2
其中：a= =2456.24
b=0.0056+0.13hw-hσ=0.01201
c= =0.000349
得：qVVh =2456.24(0.01201+0.000349qVLh2/3)1/2
由上述關(guān)系可作得線③
4 液相上限線
令 =5s
得： =52.115
由上述關(guān)系可作得線④
5 降液管液泛線
Hd’=HT+hW=
將
以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關(guān)系全部代入前式整理得：
式中：a’= =1.6568×
b’= =0.211
c’= =1.1076×10
d’= =0.004779
上述關(guān)系可作得降液管液泛線⑤
上五條線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能圖
操作點為：qVLh =51.52m/s
qVVh =687.26 m/s
負荷性能圖：
設計點位于四條線包圍的區(qū)間內(nèi)
操作彈性：qVVhmax / qVVhmin=2.337
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§?159?á4
第四章 再沸器的設計
一 設計任務與設計條件（經(jīng)Excel計算 見附表2）
1．選用立式熱虹吸式再沸器
塔頂壓力：2.6MPa
壓力降：Np×hf=60×0.1×0.464×9.8×10－3=0.0284MPa
塔底壓力=2.6+0.0284=2.628MPa
2．再沸器殼程與管程的設計
殼程
管程
溫度（℃）
25
9.8
壓力（MPa絕壓）
0.1013
2.628
蒸發(fā)量：Db= q,mVs =5.897kg/s
1． 物性數(shù)據(jù)
1） 殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)：
潛熱：rc=2422kJ/kg
熱導率：λc =0.618W/(m*K)
粘度：μc =0.801mPa*s
密度：ρc =995.7kg/m3
2） 管程流體在（25℃ 2.628MPa）下的物性數(shù)據(jù)：
潛熱：rb=285.8kJ/kg
液相熱導率：λb =618mw/(m*K)
液相粘度：μb =0.0571mPa*s
液相密度：ρb 383kg/m3
液相定比壓熱容：Cpb= 3.39kj/(kg*k)
表面張力：σb＝0.00295N/m
氣相粘度：μv =0.00889mPa*s
氣相密度：ρv =49.51kg/m3
蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.00018 m2 K/kg
二 估算設備尺寸
熱流量： = 1685362w
傳熱溫差： =100-52.5=23.07K
假設傳熱系數(shù)：K=600W/( m2 K)
估算傳熱面積Ap = 121.7571594m2
擬用傳熱管規(guī)格為：Ф38×3mm,管長L=4500mm
則傳熱管數(shù)： =226.646=227
若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1
得：b= 16.57317109
管心距：t=47.5mm
則 殼徑： =815.726mm
取 D=630 L/D=5.5166(4-6之間)
取 管程進口直徑：Di=0.15m
管程出口直徑：Do=0.25m
三 傳熱系數(shù)的校核
1．顯熱段傳熱系數(shù)K
假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.282
則循環(huán)氣量： =20.911kg/s
1) 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)αi
傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：
di=25-2×2.5=20mm
= 114.601kg/( m2? s)
雷諾數(shù)： =64224.5
普朗特數(shù)： =2.111
顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 623.5828w/( m2 K)
2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算αo
蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 20.1747kg/s
傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.04006kg/(m? s)
=564.7387132
管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：
= 1886.46w/ (m2 K)
3) 污垢熱阻及管壁熱阻
沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2? K/w
冷凝側(cè)：Ro=0.00026 m2? K/w
管壁熱阻：Rw=b/λw= 0.0001536 m2? K/w
4）顯熱段傳熱系數(shù)
dm=(di+do)/2
=325.72w/( m2? K)
2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算
傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws = 412561kg/( m2? h)
Lockhut-martinel參數(shù)：
則1/Xtt=0.995845
查設計書P96圖3－29
得：α=0.2
在Xe=0.282 X＝3Xe=0.846的情況下
=0.3609
再查圖3－29，α’=0.8
2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：α=(αE+α’)/2=0.5
泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):
=34628 w/( m2? K)
3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：
= 566.65w/( m2? K)
沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE
對流沸騰因子 ： = 2.1025
兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 1191.375w/( m2? K)
沸騰傳熱膜系數(shù)： = 18506.2w/( m2? K)
=813.017w/( m2? K)
3.顯熱段長度
= 0.02772
LBC = 0.024842313L= 0.125m
LCD =L- LBC = 4.375m
4．傳熱系數(shù) = 799.51 m2
實際需要傳熱面積： =91.374m2
5．傳熱面積裕度： = 0.33251>0.3
所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求
四 循環(huán)流量校核
1．循環(huán)系統(tǒng)推動力：
1）當X=Xe/3= 0.094時
=3.3275
兩相流的液相分率： = 0.3676
兩相流平均密度： =172.09kg/m3
2）當X=Xe=0.282
= 1.00417
兩相流的液相分率： = 0.20895
兩相流平均密度： = 119.19kg/m3
根據(jù)課程設計表3－19 得：L=1.1
則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 7766.19pa
2．循環(huán)阻力⊿Pf：
①管程進出口阻力△P1
進口管內(nèi)質(zhì)量流速： = 1183.94kg/(m2·s)
釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 3110176
進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)：
= 0.01484
進口管長度與局部阻力當量長度：
=17.815m
管程進出口阻力:
=3225.6Pa
① 傳熱管顯熱段阻力△P2
=114.60kg/(m2·s)
=64224
=0.02351
= 1.571Pa
② 傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3
a. 氣相流動阻力△Pv3
=114.60kg/(m2·s)
=77552
=0.02273
=14.568Pa
b. 液相流動阻力△PL3
GL=G-Gv=93.0556kg/(m2·s)
=52150
= 0.02443
= 37.762Pa
= 386.0425Pa
④管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△P4
動量變化引起的阻力系數(shù):`
= 2.2449
= 76.979
⑤管程出口段阻力△P5
a. 氣相流動阻力△Pv5
= 426.219kg/(m2·s)
= 120.194kg/(m2·s)
管程出口長度與局部阻力的當量長度之和：
= 29.299m
=3380023
= 0.01476
=252.40Pa
b. 液相流動阻力△PL5
=306.025（m2·s）
= 1139863
= 0.01581
= 226.559Pa
= 3827.518Pa
所以循環(huán)阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5
= 7517.724
故 =1.033051
所以 (⊿PD-⊿Pf)/⊿PD=0.03199
符合要求
塔計算結(jié)果表
（1）操作條件及物性參數(shù)
操作壓力：塔頂2.6 MPa（絕壓） 塔底2.66 MPa（絕壓）
操作溫度：塔頂 -6℃ 塔底 9.8 ℃
名稱
氣相密度（Kg/m3）
30
液相密度（Kg/m3）
372
氣相體積流率（m3/h）
688.57
液相體積流率（m3/h）
48.175
液相表面張力（dyn/cm）
2.1665
(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學核算結(jié)果
名稱
名稱
塔內(nèi)徑D（m）
1.6
空塔氣速u（m/s）
0．1034
板間距HT（m）
0.45
泛點率u/uf
0．7833
液流型式
單流型
動能因子F0
\
降液管截面積與塔截面積比Ad/AT
0．08
孔口流速U0（m/s）
1．145
出口堰堰長lw（m）
1．088
降液管流速Ub（m/s）
0．28
弓形降液管寬度bd（m）
0．224
穩(wěn)定系數(shù)k
1．887
出口堰堰高hw（mm）
50
溢流強度uL（m3/mh）
44.28
降液管底隙hb（mm）
30
堰上液層高度how（mm）
35.55
邊緣區(qū)寬度bc（mm）
50
每塊塔板阻力hf（mm）
126.2
安定區(qū)寬度bs（mm）
70
降液管清液層高度Hd（mm）
0．1865
板厚度b（mm）
5
降液管泡沫層高度Hd/?(mm)
0．3108
浮閥（篩孔）個數(shù)
12733
降液管液體停留時間ι（s）
5.424
浮閥（篩孔）直徑（mm）
40
底隙流速ub（m/s）
0．28
開孔率（%）
0．1
氣相負荷上限（m3/h）
687.26
氣相負荷下限（m3/h）
297.45
操作彈性
2．337
再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表
管程
殼程
物料名稱
進口
釜液
熱水
出口
釜液
熱水
流量
Kg/h
進口
98388
88128
出口
98388
88128
操作溫度
oC
進口
9.8
30
出口
9.8
25
操作壓力MPa
2.66
0.1013
定性溫度oC
9.8
25
液
體
密度kg/m3
383
995.7
導熱系數(shù)W/m●oC
0.0917
0.621
熱容kJ/kg●oC
3.39
4.174
粘度Pa●S
0.0571
0.801
表面張力N/m
0.00295
0.071
氣化潛熱kJ/kg
285.8
2422
氣
體
密度kg/m3
49.51
—
導熱系數(shù)W/m●oC
15.5
—
熱容kJ/kg●oC
49.20
—
粘度Pa●S
0.000059
—
氣化潛熱kJ/kg
—
—
設
備
結(jié)
構(gòu)
參
數(shù)
形式
立式熱虹吸
臺數(shù)
1
殼體內(nèi)徑mm
800
殼程數(shù)
1
管徑mm
38*3
管心距mm
47.5
管長mm
4500
排列方式
三角形
管數(shù)目（根）
227
折流板數(shù)（個）
14
傳熱面積m2
121.757
折流板間距mm
300
管程數(shù)
1
材質(zhì)
碳鋼
接管尺寸mm
進口
150
出口
250
主要計算結(jié)果
管程
殼程
流速m/s
0.4928
0.48
傳熱膜系數(shù)W/m2●oC
623.58
1886.46
污垢熱阻m2●oC /w
0.000176
0.00026
阻力損失MPa
/
熱負荷kW
1685
傳熱溫差oC
23.07
總傳熱系數(shù)W/m2●oC
817.54
裕度%
36.2607
備注
過程工藝與設備課程設計任務書
(一)
乙烯——乙烷精餾裝置設計
學生姓名 班級 學號
表1中圈上序號的設計方案包括了個人本次課程設計的參數(shù)。
一、設計條件
工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量(摩爾百分數(shù))
塔頂乙烯含量，釜液乙烯含量，總板效率為0.6。
操作條件：建議塔頂操作壓力2.5MPa(表壓)。
安裝地點：大連。
其他條件見表1。
表1設計方案
序號
1
2
3
4
5
6
7
8
塔板設計位置
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔板形式
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
處理量(kmol/h)
100
100
100
140
140
140
180
180
回流比系數(shù)R/Rmin
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
續(xù)表1
序號
9
10
11
12
13
14
15
16
塔板設計位置
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔板形式
篩板
篩板
篩板
篩板
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
處理量(kmol/h)
180
210
210
210
100
100
100
140
回流比系數(shù)R/Rmin
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
續(xù)表1
序號
17
18
19
20
21
22
23
24
塔板設計位置
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔頂
塔板形式
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
處理量(kmol/h)
140
140
180
180
180
210
210
210
回流比系數(shù)R/Rmin
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
續(xù)表1
序號
25
26
27
28
29
30
31
32
塔板設計位置
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔板形式
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
篩板
處理量(kmol/h)
100
100
100
140
140
140
180
180
回流比系數(shù)R/Rmin
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
續(xù)表1
序號
33
34
35
36
37
38
39
40
塔板設計位置
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔板形式
篩板
篩板
篩板
篩板
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
處理量(kmol/h)
180
210
210
210
100
100
100
140
回流比系數(shù)R/Rmin
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
續(xù)表1
序號
41
42
43
44
45
46
47
48
塔板設計位置
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔板形式
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
浮閥
處理量(kmol/h)
140
140
180
180
180
210
210
210
回流比系數(shù)R/Rmin
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
二、工藝設計要求
1 完成精餾塔的工藝設計計算；
(1) 塔高、塔徑
(2) 溢流裝置的設計
(3) 塔盤布置
(4) 塔盤流動性能的校核
(5) 負荷性能圖
2 完成塔底再沸器的設計計算；
3 管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇；
4 其余輔助設備的計算及選型；
5 控制儀表的選擇參數(shù)；
6 用3#圖紙繪制帶控制點的工藝流程圖及主要設備(精餾塔或再沸器)的工藝條件圖各一張；
(塔板設計位置為塔頂?shù)耐瑢W完成精餾塔的工藝條件圖；塔板設計位置為塔底的同學完成再沸器的工藝條件圖。)
7 編寫設計說明書。
三、其它要求
1． 本課程的設計說明書分兩本裝訂，第一本為工藝設計說明書，第二本為機械設計說明書。
2． 1-2周完成工藝設計后，將工藝設計說明書交上來，計算結(jié)果表經(jīng)指導教師審核簽字合格后，方可進行3-4周的機械設計（注：應用化學專業(yè)只進行工藝設計）。
3． 圖紙一律用計算機（電子圖板）出圖。
4． 本課程要求獨立完成，發(fā)現(xiàn)抄襲行為取消該門成績。最終成績由工藝設計、機械設計的完成情況和最后的考試（核）情況綜合給定。
四、參考資料
1. 《化工單元過程及設備課程設計》，匡國柱、史啟才主編，化學工業(yè)出版社，2002年。
2. 《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》（有機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。
3. 《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。
4. 《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，劉光啟、馬連湘、劉杰主編,化學工業(yè)出版社，1982年。
5. 《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》（續(xù)篇），馬沛生，化學工業(yè)出版社，1993年。
6. 《石油化工設計手冊》，王松漢，化學工業(yè)出版社，2002年。
指導教師
任務書下達日期 年 月 日
塔計算結(jié)果表
（1）操作條件及物性參數(shù)
操作壓力：塔頂 MPa（絕壓） 塔底 MPa（絕壓）
操作溫度：塔頂 ℃ 塔底 ℃
名稱
氣相密度（Kg/m3）
液相密度（Kg/m3）
氣相體積流率（m3/h）
液相體積流率（m3/h）
液相表面張力（dyn/cm）
(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學核算結(jié)果
名稱
名稱
塔內(nèi)徑D（m）
空塔氣速u（m/s）
板間距HT（m）
泛點率u/uf
液流型式
動能因子F0
降液管截面積與塔截面積比Ad/AT
孔口流速U0（m/s）
出口堰堰長lw（m）
降液管流速Ub（m/s）
弓形降液管寬度bd（m）
穩(wěn)定系數(shù)k
出口堰堰高hw（mm）
溢流強度uL（m3/mh）
降液管底隙hb（mm）
堰上液層高度how（mm）
邊緣區(qū)寬度bc（mm）
每塊塔板阻力hf（mm）
安定區(qū)寬度bs（mm）
降液管清液層高度Hd（mm）
板厚度b（mm）
降液管泡沫層高度Hd/?(mm)
浮閥（篩孔）個數(shù)
降液管液體停留時間ι（s）
浮閥（篩孔）直徑（mm）
底隙流速ub（m/s）
開孔率（%）
氣相負荷上限（m3/h）
氣相負荷下限（m3/h）
操作彈性
再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表
管程
殼程
物料名稱
進口
出口
流量
Kg/h
進口
出口
操作溫度
oC
進口
出口
操作壓力MPa
定性溫度oC
液
體
密度kg/m3
導熱系數(shù)W/m●oC
熱容kJ/kg●oC
粘度Pa●S
表面張力N/m
氣化潛熱kJ/kg
氣
體
密度kg/m3
導熱系數(shù)W/m●oC
熱容kJ/kg●oC
粘度Pa●S
氣化潛熱kJ/kg
設
備
結(jié)
構(gòu)
參
數(shù)
形式
臺數(shù)
殼體內(nèi)徑mm
殼程數(shù)
管徑mm
管心距mm
管長mm
排列方式
管數(shù)目（根）
折流板數(shù)（個）
傳熱面積m2
折流板間距mm
管程數(shù)
材質(zhì)
接管尺寸mm
進口
出口
主要計算結(jié)果
管程
殼程
流速m/s
傳熱膜系數(shù)W/m2●oC
污垢熱阻m2●oC /w
阻力損失MPa
熱負荷kW
傳熱溫差oC
總傳熱系數(shù)W/m2●oC
裕度%
備注
Ⅰ-7