丙烯-丙烷體系對篩板塔頂精餾塔的設計（處理量：70／60回流比系數(shù)：1.6／1.4）

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1、過程工藝與設備課程設計姓名：林 鵬 班級：化工工藝0208班學號：200248084 指導教師：孫力 都健目錄第一章 概述3第二章 流程簡介5第三章 精餾塔工藝設計7第四章 再沸器的設計18第五章 輔助設備的設計26第六章 管路設計33第七章 控制方案34附錄一 主要符號說明35附錄二 參考文獻38第一章 概述 精餾塔精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得

2、到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應用較為廣泛。再沸器作用：用以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)

3、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 （設計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第二章 方案流程簡介精餾裝置流程 精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如下： 原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽

4、化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。工藝流程物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。必要的檢測手段 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。 另外

5、，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。3） 調(diào)節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。設備選用 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 60kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分數(shù)計）進料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2第三章 精餾塔工藝設計 第一節(jié) 設計條件工藝條件：飽和液體進料，進料丙稀含量xf65（摩爾百分數(shù)）塔頂丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 xw2，總板效率為0.6。 2操作條件：1）塔頂操作壓力：P=1.

6、62MPa（表壓）2）加熱劑及加熱方法：加熱劑水蒸氣 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.6/1.4 3塔板形式：篩板 4處理量：qnfh=70/60kmol/h 5安裝地點：大連 6塔板設計位置：塔頂?shù)诙?jié) 物料衡算及熱量衡算一 物料衡算1換算將摩爾百分數(shù)換算成質(zhì)量百分數(shù)：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 將摩爾流量換算成質(zhì)量流量：進料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量：（MA為丙稀摩爾質(zhì)量 MB為丙烷摩爾質(zhì)量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol進料狀態(tài)

7、下的質(zhì)量流量：qmfs=Mqnfh/3600=42.7*60/3600=0.7117 kg/s2求質(zhì)量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.463kg/s ; qmws= 0.254kg/s 塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =RD; V =(R+1)D;2）提餾段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 熱量衡算1）再沸器熱流量：QR=Vr 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR= QR/rR冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三節(jié) 塔板數(shù)的計算迭代結(jié)果：進

8、料板Nf=i/0.6+1=51, 實際板數(shù)Np= (Nt-1)/0.6 =115則塔底壓力Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa塔內(nèi)氣、液相流量： 氣相流量：qmVs=5.3kg/s qVVs=qmVs/v=0.189m3/s液相流量：qmLs=4.838kg/s qVLs=qmLs/L=0.01m3/s第四節(jié) 精餾塔工藝設計物性數(shù)據(jù)常壓43下，丙稀的物性數(shù)據(jù)：氣相密度：V =28kg/ m3液相密度：L =470kg/ m3液相表面張力：=4.5mN/m2.初估塔徑兩相流動參數(shù) =0.223設間距： =0.45m 查費克關聯(lián)圖得=0.06氣體負荷因子C：=0.045液泛氣速：

9、 =0.179泛點率取=0.7， 操作氣速u=0.125m/s所需氣體流道截面積A：=1.512m2選取單流型，弓形降液管踏板，取=0.1，則=1-=0.9故塔板截面積=1.68m2，塔徑D：=1.463 m ， 圓整：取1.5m則實際塔板截面面積=1.766 m2，降液管截面積=0.1766 m2氣體流道截面積A=1.5894m2 ，實際操作氣速u=0.119 m2實際泛點率=0.67，圓整0.7且=0.45m，D=1.5m 符合經(jīng)驗關系塔高的估算 Np=115 有效高度：Z= HT Np=51.75m 釜液高度（略），進料處兩板間距增大為0.7m設置8個人孔，每個人孔0.8m裙座取5m,塔

10、頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.5m.設釜液停留時間為30min釜液高度：Z =0.44m 取其為0.5m 所以，總塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=60.95m第五節(jié) 溢流裝置的設計4.溢流裝置的設計采用弓型降液管（根據(jù)課設p207）=1.5m =1.68 m2 ；=0.1 =0.168 m2查得=0.732 ， =0.732=1.098m 即為堰長堰寬 =0.15D=0.225m， 降液管面積=0.168 5.溢流堰液流強度=32.796mm取底隙=40mm=0.04m，則液體流經(jīng)底隙的流速= =0.22(0.80.9m),采用分塊式塔板； 取塔板厚度t=4mm

11、;整個塔板面積:受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad=0.414/0.32 入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=60mm=0.06m邊緣區(qū) bc=60mm=0.06m 選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)面積Aa= =0.225m 0.465m, r=0.69m求得=1.178篩孔的尺寸和排列：選用三角形排列取篩孔直徑：do=7mm, 選擇開孔率： = = =0.05篩孔面積： = 0.0589 m2 篩孔氣速： =3.2m/s篩孔個數(shù)： =1531第七節(jié) 塔板流動性能校核1）.液沫夾帶量的校核 由=0.223和實際泛點率0.7，查得=0.006，則 =0.0054 kg液體/kg氣體 ,故不會發(fā)生降液管液泛4）.液體

12、在降液管內(nèi)停留時間 應保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出 =8.15，故所夾帶氣體可以釋放。5）.嚴重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13*0.08-0.00068 =0.01532 m液柱,穩(wěn)定系數(shù)K=/=1.81.52.0,故不會發(fā)生嚴重漏液。 滿足穩(wěn)定性要求 1.1257m/s第八節(jié) 負荷性能圖過量液沫夾帶線規(guī)定：ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體） 為限制條件得： = 6926-143qVLh2/3 由上述關系可作得線液相下限線 整理出：qVLh=3.07lw=3.3 與y軸平行 由上述關系可作得線嚴重漏液線 將下

13、式分別代入 近似取Co為前面計算的值 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =3000 b=0.0056+0.13hw-h=0.0114 c=0.00035得：qVVh =3000(0.0114+0.00035qVLh2/3)1/2 由上述關系可作得線液相上限線令 =5s 得： =54.432由上述關系可作得線降液管液泛線Hd=HT+hW令 將 =0以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關系全部代入前式整理得： 式中：a= =108109 b= =-0.061 c= =635108 d= =0.00465得： ？ 上述關系可作得降

14、液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能圖作點為：qVLh =49.23m3/h qVVh =895.36 m3/h負荷性能圖： 可見，線的位置偏上，所以它對操作的影響很小。放大后的負荷性能圖：設計點位于四條線包圍的區(qū)間中間稍偏下，操作彈性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本滿足要求第四章 再沸器的設計一 設計任務與設計條件 1選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：1.7213MPa 壓力降：Nphf=1150.10740.479.8103=0.0569MPa 塔底壓力=1.7213+0.0604=1.7781MPa2再沸器殼程與管程的設計殼程管程溫度（）100525壓力（MPa絕壓）0

15、.10131.7781蒸發(fā)量：Db= q,mVs =5.26kg/s物性數(shù)據(jù)殼程凝液在溫度（100）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2257kj/kg熱導率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m3管程流體在（52.5 1.7817MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=278.182kj/kg液相熱導率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =441.3kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面張力：b0.00377N/m氣相粘度：v =0.071mPa*s氣相密度：v =35

16、.6kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg 二 估算設備尺寸 熱流量： = 1462000w 傳熱溫差： =100-52.5=47.5K 假設傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =36.2 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長L=3000mm 則傳熱管數(shù)： =101 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=11.6 管心距：t=0.048m 則 殼徑： =0.6m 取 D= 800mm L/D=3.75 取 管程進口直徑：Di=0.25m 管程出口直徑：Do=0.3m 三 傳熱系數(shù)的校核1

17、顯熱段傳熱系數(shù)K假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.19則循環(huán)氣量： =27.68kg/s計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-22.5=33mm =0.086 = 62kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 28643.9 普朗特數(shù)： =2.69058 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 310w/( m2 K) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算o 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 0.6478kg/s 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.0537kg/(m s) = 759.8 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： *0.75=5093w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.

18、000176 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.00005 m2 K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) dm=(di+do)/2= 0.0355m =228w/( 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 = 223200kg/( m2 h) Lockhut-martinel參數(shù)： =1.1838 則1/Xtt=0.85 查設計書P96圖329 得：E=0.2 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情況下 =0.2493 再查圖329，=1 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.6 泡核沸騰表面

19、傳熱系數(shù): =6673 w/( m2 K) 3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 296w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE 對流沸騰因子 ： = 1.7475227 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 1888.94 w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = 6751.7 w/( m2 K) = 1266.69 w/( m2 K) 3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 = 0.00319LBC = 0.00272L= 0.00957mLCD =L- LBC = 2.9904m4傳熱系數(shù) = 1264.6 m2 實際需要傳熱面積： = 24 m25傳熱面積裕度： = 0.48780.150.2所以，傳

20、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= 0.063333333時=3.6264 兩相流的液相分率： = 0.3816 兩相流平均密度： = 186.96kg/m3 2）當X=Xe=0.19 = 1.1838兩相流的液相分率： = 0.2267 兩相流平均密度： = 123.26kg/m3根據(jù)課程設計表319 得：L=1.02m, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 6228.48pa 2循環(huán)阻力Pf： 管程進出口阻力P1 進口管內(nèi)質(zhì)量流速： = 564.17kg/(m2s)釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 1986514進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： = 0.02754進

21、口管長度與局部阻力當量長度： =29.30m管程進出口阻力: =1163Pa傳熱管顯熱段阻力P2 =320kg/(m2s) =149000 =0.0205 =0.8412Pa傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 氣相流動阻力Pv3 =40.6kg/(m2s) =18291.167 =0.02 =47.6Pa液相流動阻力PL3GL=G-Gv=279.4 kg/(m2s) = 129800 = 0.021 = 168Pa =1503Pa 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): = 1.58 = 564.423管程出口段阻力P5 氣相流動阻力Pv5 = 518.786kg/(m2s) = 98.569k

22、g/(m2s) 管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： = 35.0425m = 3333797.217 = 0.014775112 = 279.4712 液相流動阻力PL5 =212.118 kg/(m2s) = 896273 = 0.0164 = 97.6351Pa = 2735.64Pa 所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 5965 又因PD=6228.4845Pa 所以 =1.044 第五章 輔助設備設計 一 輔助容器的設計 容器填充系數(shù)?。簁=0.7 1進料罐（常溫貯料） 20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 壓力取1.

23、818MPa 由上面的計算可知 進料 Xf=65% Wf=63.93% 則 =516.3 kg/m3 進料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=2562.12kg/h 取 停留時間：x為4天，即x=96h 進料罐容積： 680.6m3 圓整后 取V=681 m3 2回流罐（43）質(zhì)量流量qmLh=3600RqmDs =17476kg/h設凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 11.86 m3取V=12 m33塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =1666.8 kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 325.9m3取V=

24、326m3釜液罐取停留時間為5天，即x=120h質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =914.4 kg/h 則釜液罐的容積 313.5 m3取V=314m3二 傳熱設備 1進料預熱器 用90水為熱源，出口約為70走殼程 料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2562.12kg/h 管程液體焓變：H=40.1kj/kg 傳熱速率：Q= qmfsH=28.5kw 殼程水焓變：H=125.6kj/kg 殼程水流率：q=9050kg/h 假設傳熱系數(shù)：K=650w/(m2K) 則傳熱面積： 圓整后取A=12m2 塔頂冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30

25、。走殼程。管程溫度為43管程流率：qmVs=5.3kg/s取潛熱r=302.54kj/kg傳熱速率：Q= qmVsr=1603kw殼程取焓變：H=125.5kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=45995kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=115m2塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.463kg/s ; 取潛熱：r=280kj/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=129.64kw殼程焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=5556kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2

26、K)則傳熱面積 圓整后 取A=14 m2釜液冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s丙烷液體焓變：H =282kj/kg傳熱速率：Q= qmVsH =82.88kw殼程取焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=3552kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=8 m2三 泵的設計1進料泵(兩臺，一用一備)取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.0014 m3/s 取d=60mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003

27、查得：=0.025取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則qVLh =5.97m3/h選取泵的型號：AY 揚程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（兩臺，一開一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0137 m3/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.00107查得：=0.02取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則qVLh =49.44m3/h選取泵的型號：DSJH 揚程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（兩臺，一開一用）取液體

28、流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00089m/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04取管路長度：l=40m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個取則qVLh =2.393m3/h該處泵揚程為負值，正常工作時不使用，但非正常工作或停止工作時，需要使用。選取泵的型號：GI 揚程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路設計進料管線取料液流速：u=0.5m/s則取管子規(guī)格685。其它各處管線類似求得如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.5703頂蒸氣管1532510頂產(chǎn)品管0

29、.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5儀表接管/252.5塔底蒸氣回流管151594第七章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標是溫度。 將本設計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HI

30、C-01釜液面控制03m丙烷L=4426TIC-01釜溫控制4060丙烷L=442附錄一 主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2e單位時間夾帶的液沫量 kg/hAa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2ev單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Ad降液管截面積 m2Fa氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔總截面積 m2Nt理論塔板數(shù)AT塔截面積 m2Np實際塔板數(shù)b液體橫過塔板流動時的平均寬度 mn篩孔個數(shù)bc塔板上邊緣寬度 mp系統(tǒng)總壓力 kPa組分分壓 kPabd降液管寬度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定區(qū)寬度 m熱負荷 w(kw)bs塔板上出口安定

31、區(qū)寬度 mqnD餾出液摩爾流量 kmol/hC計算液泛速度的負荷因子qnF進料摩爾流量 kmol/hC20液體表面張力20mN/m時的負荷因子 qm質(zhì)量流量 kmol/hCo孔流系數(shù)qnL液相摩爾流量 kmol/hD塔徑 mqnv氣相摩爾流量 kmol/hdo篩孔直徑 mqnW釜液摩爾流量 kmol/hET塔板效率液流收縮系數(shù)qVLh液相體積流量 m3 /hqVLs液相體積流量 m3 /sh克服液體表面張力的阻力 mqVVh氣相體積流量 m3 /hhow堰上方液頭高度 mqVVs氣相體積流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常數(shù)r摩爾汽化潛熱 kj/kmolk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)T熱力學溫度

32、 Klw堰長 mt攝氏溫度 M摩爾質(zhì)量 kg/kmolFLV兩相流動參數(shù)密度 kg/m3 f汽化分數(shù)液體表面張力 mN/mHd氣相摩爾焓 kj/kmol時間 sHd降液管內(nèi)清液層高度 m降液管中泡沫層的相對密度 Hf降液管內(nèi)泡沫層高度 m篩板的開孔率HT塔板間距 m1餾出液中易揮發(fā)組分的回收率hb降液管底隙 m2釜液中難揮發(fā)組分的回收率hd液體流過降液管底隙的阻力m液沫夾帶分數(shù)，篩孔中心距mhf塔板阻力（以清液層高度表示 m）u設計或操作氣速 m/sht塔板上的液層阻力（以清液層高度表示 ）mua通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/sho干板阻力 （以清液層高度表示）muf液泛氣速 m/sho嚴重漏液時

33、的干板阻力muo篩孔氣速 m/suo嚴重漏液時相應的篩孔氣速 m/szf進料的摩爾分數(shù)x液相摩爾分數(shù)相對揮發(fā)度y氣相摩爾分數(shù)塔板上液層的充氣系數(shù)Z塔高 m下標A.B組分名稱min最小c冷缺水max最大D餾出液n塔板序號e平衡opt適宜F進料q精。提餾段交點h小時R再沸器i組分名稱s秒j組分名稱V氣相l(xiāng)液相w釜液提餾段飽和附錄二 參考文獻：1. 化工原理（下冊）2.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。3.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊劉光啟，劉杰主編，化學化工出版社，2002年。4.化工物性算圖手冊，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。5.石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊，盧煥章，化學工業(yè)出版社，1982年。6.石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊，（續(xù)篇），馬沛生，化學工業(yè)出版社，1982年。7.石油化工設計手冊，王松漢，化學工業(yè)出版書，2002年。感想和體會： 為期兩周的化工原理課程設計即將結(jié)束了，在這緊張忙碌的日子里，我深刻的體會到了我的知識真的是非常的有限，經(jīng)常會遇到一些難以解決的問題，學過的知識掌握的還不夠牢靠，感覺學過的知識特別孤立，不能 39