化工原理连续精馏塔课程设计.docx
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内蒙古工业大学化工学院课程设计 学 号: 201220517038 化工原理课程设计 ( 题 目:3.5万吨/年乙醇连续精馏塔设计 学生姓名:秦云 学 院:化工学院 系 别:应用化学系 专 业:应用化学 班 级:应化12-1 指导教师:刘醒民 二 〇 一 五 年 七 月 化工原理—化工设备机械基础 课程设计任务书 专业 应用化学 班级 应化12-1 设计人 秦云 一. 设计题目 3.5万吨/年乙醇连续精馏塔设计 二. 原始数据及条件 生产能力:年产3.5万吨乙醇(开工率300天/年),每天工作24小时; 原料:乙醇含量为45%(质量分率,下同),水含量为55%的常温混合液。 分离要求:塔顶,乙醇含量不低于91% 塔底,乙醇含量不高于 2% 操作条件: 塔顶压强 进料热状况 塔釜加热蒸汽压力 单板压降 0.5 KPa (表压) 饱和液体(q=1) 0.5MPa(表压) ≤0.5KPa 三. 设计要求: (一)编制一份设计说明书,主要内容包括: 1. 前言 2. 设计方案的确定和流程的说明 3. 塔的工艺计算 4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 a. 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 b. 塔板的流体力学验算 c. 塔板的负荷性能图 5. 附属设备的选型和计算 7. 注明参考和使用的设计资料 8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论 (二)绘制一个带控制点的工艺流程图(2#图) (三)绘制精馏塔的工艺条件图(1#图纸) 推荐教材及主要参考书: 1.王国胜, 裴世红,孙怀宇. 化工原理课程设计. 大连:大连理工大学出版社,2005 2. 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津:天津科学技术出版社,2002. 3. 马江权,冷一欣. 化工原理课程设计. 北京:中国石化出版社,2009. 4.《化工工艺设计手册》,上、下册; 5.《化学工程设计手册》;上、下册; 6. 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备;化学工业出版社:北京. 2004,01 7.化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道;化学工业出版社:北京. 2004,01 8.陈敏恒. 化工原理(第三版). 北京:化学工业出版社,2006 目录 第一章 设计方案简介........................................1 第二章 工艺流程图及说明....................................2 第三章 塔板的工艺计算......................................3 3.1 精馏塔全塔物料衡算..................................3 3.2基本物性参数计算....................................3 3.2.1温度...........................................3 3.2.2精馏段和提馏段平均组成.........................4 3.2.3摩尔质量.......................................4 3.2.4操作压力.......................................4 3.2.5密度..........................................4 3.2.6混合物表面张力...................................5 3.2.7混合物的粘度................................6 3.2.8相对挥发度.....................................6 3.3理论塔板和实际塔板数的计算...........................7 3.3.1最小回流比的确定...................................7 3.3.2理论塔板数的确定..................................7 3.3.3确定进料位置....................................10 第四章 塔体的主要工艺尺寸计算...............................11 4.1塔体主要尺寸确定..................................11 4.1.1塔径的初步计算....................................11 4.1.2塔体主要工艺尺寸计算.............................12 4.1.3塔板布置....................................13 4.2 筛板的流体力学验算....................................14 4.2.1塔板压降.........................................14 4.2.2页面落差.........................................14 4.2.3液泛.............................................15 4.2.4漏液...........................................15 4.2.5液沫夹带.......................................15 4.3塔板负荷性能曲线......................................15 4.3.1漏液线..........................................15 4.3.2液沫夹带线......................................15 4.3.3液相负荷下限线..................................16 4.3.4液相负荷上限线..................................17 4.3.5液泛线..........................................17 第五章 板式塔的结构..........................................19 5.1塔其他部分高度的计算..................................19 5.1.1塔的顶部空间高度................................19 5.1.2塔的底部空间高度................................19 5.1.3人孔............................................19 5.2接管..............................................19 5.2.1进料管..........................................19 5.2.2回流管..........................................20 5.2.3塔底出料管......................................20 5.2.4塔顶蒸汽出料管..................................20 5.2.5塔底进气管......................................21 第六章 附属设备的计算.......................................22 6.1 热量衡算............................................22 6.2附属设备的选型........................................23 6.2.1再沸器..........................................23 6.2.2塔顶回流冷凝器..................................24 6.2.3塔顶产品冷凝器..................................24 6.2.4塔底产品冷凝器..................................24 6.2.5原料预热器......................................25 第七章 设计评述.............................................26 主要符号说明.................................................27 塔设计计算结果参数............................................. 29 第一章 设计方案简介 精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同,采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域,并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔,而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、喷射塔板等等,本次课程设计是筛板塔。 精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别,是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流,为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流,使在相同理论板的条件下,为精馏实现高纯度的分离时,始终能保证一定的传质推动力。所以,只要理论板足够多,回流足够大时,在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品,而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法 本次课程设计是分离乙醇——水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下优点: (1) 结构简单,造价低 (2) 板上页面落差小,其他压降低 (3) 气体分散均匀,传质效率高 具有以下缺点: 筛板易堵塞,不易处理结焦、粘度大的物料 本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图,是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取,主要设备的工艺设计计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算,可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的,以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 工科大学生应具有较高的综合能力,解决实际生产问题的能力,课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会,我们应充分利用这样的机会认真去对待每一项任务,为将来打下一个稳固的基础。 第二章 工艺流程图及说明 首先,乙醇和水的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。原料液全部作为提馏段的回流液。提馏段气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温冷却,其中一部分停留一定的时间然后进入乙醇的储罐,而其中的一部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品再沸器中,在再沸器中被加热到重新回到精馏塔;一部分经冷却流出。塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。最终,完成乙醇与水的分离。 冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇 ↑回流↓ 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→水的储罐→水 第三章 塔板的工艺计算 3.1 精馏塔全塔物料衡算 F:进料量(kmol/h) XF:原料组成 D:塔顶产品流量(kmol/h) XD:塔顶组成 W:塔底残液流量(kmol/h) XW:塔底组成 XF= XD= Xw= 总物料衡算 : F=D+W 易挥发组分物料衡算 : F XF=D XD+W XW 联立以上式子得: F=412.32 kmol/h D=120.77 kmol/h W=291.55 kmol/s 3.2 基本物性参数 3.2.1 温度 T顶=78.4℃ T进=82.4℃ T底=99.9℃ Tm精=( T顶+T进)/2=(78.4+82.4)/2=80.4℃ Tm提=(T进+ T底)/2=(82.4=99.9)/2=91.2℃ 3.2.2平均组成 由平均温度查表可得 精馏段平均组成: x =0.43 y =0.66 提馏段平均组成: x=0.0507 y=0.3306 3.2.3摩尔质量 精馏段 气相:MV精=MA*yA+MB*yB=46*0.66+18*0.34=36.48 液相:ML精=MA*Xa+MB*Xb=46*0.43+18*0.57=30.04 提馏段 气相:MV提=MA*yA+MB*yB=46*0.3306+18*0.6694=27.26 液相:ML提=MA*Xa+MB*Xb=46*0.0507+18*0.9493=19.42 3.2.4操作压力 PD=101.3+0.5=101.8 kpa PF=101.8+0.5*16=109.8 kpa PW=101.8+0.5*19+5=116.3 kpa PM精=( PD+ PF)/2=(109.8+101.8)/2=105.55 kpa PM提= (PF+ PW/2=(109.9+116.3)/2=113.1 kpa 3.2.5密度 混合液密度: 混合气密度:(T为热力学温度,K) 精馏段 aA =0.43*46/((0.43*46)+(0.57*180)=0.62 气相: ρ精,V= p精MV精/ RTm精=107.55*36.48/8.314*(80.425+273.15)=1.33 kg/m3 液相: ρ精,L=1/((0.62/789)+(0.38/971.8))=849.72 kg/m3 提馏段 aB =0.0507*46/((=0.0507*460+(18*0.9493))=0.12 气相: ρ提,V= p提MV提/ RTm提=113.1*27.26/8.314*(273.15+91.2)=1.01 kg/m3 液相: ρ提,L=1/((0.12/789)+(0.88/971.8))=945.5 kg/m3 3.2.6混合液体表面张力 乙醇表面张力: 温度,℃ 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 σ,m N/m 22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18.0 17.15 16.2 15.2 14.4 水表面张力: 温度,℃ 0 20 40 60 80 90 100 σ,m N/m 75.6 72.8 69.6 66.2 62.7 60.7 58.9 精馏段的平均温度约为80℃,由表可查得 σ精,水=62.67 mN/m σ精,乙醇=17.15 mN/m σm精=σ精,水*xA+σ精,乙醇*xB=17.15*0.43+62.67*0.57=43.1mN/m 提馏段的平均温度约为90℃,由表可查得 σ提,水=60.7 mN/m σ题,乙醇=16.2 mN/m σm提=σ提,水*xa+σ提,乙醇*xb=60.7*0.0507+16.2*0.9493=18.4 mN/m 3.2.7相对挥发度 α=10F x=5 F1=1.105-0.027x=0.97 α1=10F=9.33 x=15 F2=1.045-0.019x=0.751 α2=5.64 x=25 F3=0.957-0.0153x=0.5745 α3=37.5 x=35 F4=0.89-0.013x=0.5745 α4=2.72 x=45 F5=0.78-0.01X=0.33 α5=2.14 x=55 F6=0.773-0.01x=0.223 α6=1.67 x=65 F7=0.603-0.007x=0.148 α7=1.48 x=75 F8=0.553-0.0062x=0.088 α8=0.88 x=85 F9=0.55-0.0062x=0.023 α9=0.23 α=(α1+α2+α3+α4+α5+α6+α7+α8+α9)/9=3.09 3.2.8混合物的粘度 精馏段温度约为80℃ 查表,得μ水=0.3565mpa·s, μ醇=0.4950mpa·s 提馏段温度约为91℃ 查表,得μ水=0.3130mpa·s, μ醇=0.3960mpa·s (1)精馏段粘度: μ1=μ醇x1+μ水(1-x1)=0.4950*0.43+0.3565* (1-0.43)=0.4160 mpa·s (1) 提留段粘度: μ2=μ醇x2+μ水(1-x2)=0.3960*0.0507+0.3130* (1-0.0507)=0.3172 mpa·s 平均粘度:μ=(μ1+μ2)/2=(0.4160+0.3172)=0.3666mpa.s 3.3理论塔板和实际塔板数的计算 3.3.1最小回流比的确定: 绘出乙醇—水的气液平衡组成,即t-X-Y曲线图 由上图知,点精馏线与纵轴的截距为0.37 即为值 XD=0.80 最小回流比Rmin=1.16 3.3.2理论塔板数的确定: 简捷法求理论塔板数 Nmin=4.5 知道 :Nmin=4.5 Rmin=1.16 通过吉利兰图,可查得 跟的关系 在0.01<<0.9范围内 令Y= , X= 有:Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X R1=1.1 Rmin=1.276 R2=1.2Rmin=1.392 R3=1.3 Rmin=1.508 R4=1.4 Rmin=1.624 R5=1.5 Rmin=1.74 R6=1.6 Rmin=1.856 R7=1.7 Rmin=1.972 R8=1.8 Rmin=2.088 即: X1=(1.276-1.16)/(1.276+1)=0.050967 X2=(1.392-1.16)/(1.392 +1)=0.96990 X3=(1.508-1.16)/(1.508+1)=0.138756 X4=(1.624-1.16)/(1.624+1)=0.176829 X5=(1.74-1.16)/(1.74+1)=0.211679 X6=(1.856-1.16)/(1.856+1)=0.412955 X7=(1.972-1.16)/(1.972+1)=0.273216 X8=(2.088-1.16)/(2.088+1)=0.394280 N1=13.1 N2=11.4 N3=10.6 N4=9.96 N5=9.4 N6=9.07 N7=8.2 N8=8.4 用坐标纸画出N和R的关系图,如下: 由图知,当R=1.7Rmin时,N变化率已经非常小,几乎不再下降,此时经济费用比较合理,故 R=1.7Rmin=1.972 NT=N-1=8.2-1=7.2块 实际塔板数确定: T顶=78.4℃ T底=99.9℃ Tm=(78.4+99.9)/2=89℃ 查表知此温度的乙醇摩尔分数为:6.68% F=1.105-0.027x=0.92 α=10F=8.32 μ=0.3666 mpa.s ET=0.49(αμL)-0.245=0.49*(8.32*0.3666)-0.245=0.382 全塔所需实际塔板数:块 3.3.3确定进料位置 X>80 F=0.55-0.0062x=0.55-0.0062*91=-0.0142 D=10F=0.968 X<30 F=0.89-0.013*24=0.578 F=10F=3,784 = Nmin,精= X==(1.972-1.16)/(1.972+1)=0.273217 Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X =0.394280 N精= 实际精馏段层数为:Np,精=块 实际提馏段层数为:Np,提=19-16=3块 故加料板层数为为:16+1=17块 第四章 塔体的主要工艺尺寸计算 4.1塔体主要尺寸确定 4.1.1塔径的初步计算 气液相体积流量计算 (1)精馏段: 气相: 液相: (2)提馏段 气相: 液相: 精馏段塔径计算 气,液相负荷: L=R*D=1.972*120.77=238.16 V=(R+1)*D=358.93 取板间距:Ht=0.5m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.44m 查图可知C20=0.073 ,则 umax=m/s u= umax*0.7=1.173 m/s D=m 塔径圆整后:D=1800 mm=1.8 m 塔截面积为: AT=0.785D2=2.54m2 实际空塔气速为: u=VS/AT=2.72/2.54=1.071 m/s 精馏段有效高度 :Z精=(N精-1)HT=(16-1)*0.5=7.5m 提馏段有效高度 :Z提=(N提-1)HT=(3-1)*0.5=1m 进料上方开一人入孔,高度为:0.8m 全塔的有效高度 :Z =7.5+1+0.8 =9.3m 4.1.2塔体主要工艺尺寸计算 D=1800mm 选用单溢流板即可 堰长lw 取=0.6D=1.08m 溢流堰高度(出口堰高)hw 选择平直堰 取E=1 堰上层高度: m hw=0.06-0.01=0.05 弓形降液管宽度和截面积 由lw/d=0.6查得 Wd/D=0.11,Af /AT=0.054 Wd=0.198m,Af=0.137m2 数值大于5S ,设计合理 降液管底隙高度 取u0'=0.1m/s h0= 受液盘的选取 由于D=1800mm>600mm 故选用凹液盘比较合适 4.1.3塔板布置 塔板分布 本设计塔径D=1.8m 采用分块式塔板 ①鼓泡区 ②溢流区 ③安定区 D=1.8m>1.5m 取WS=80mm ④无效区 由于塔径比较大, 取WC=150mm 筛孔的计算及其排列 筛孔直径: 选用不锈钢塔板,取d0=2.5mm 板厚为2.5mm 孔中心距: t/d0=3 t=3*d0=7.5mm 筛孔的排列与筛孔数 采用正三角形排列 x=D/2-(Wd+Ws)=1.8/2-(0.198+0.08)=0.622 r= D/2-Wc=1.8/2-0.15=0.75 鼓泡区面积:Aa= 开孔数:n=1.155Aat2=37265个 开孔率:∅=0.9070.00250.00752=0.1=10% 4.2 筛板的流体力学验算 4.2.1塔板压降 △p=△pc+△p1+△pσ 把压力用液柱高度来表示: hp=hc+h1+hσ 干板压降 hc= d0/δ=1 查表得C0=0.8 hc=0.051(25.53/0.8)2(1.33/849.72)=0.0813m 气体通过充气液层的压降 h1=β(hw+how) h1=0.62*0.26=0.0372m 液体表面张力产生的压降 hσ一般很小,可以忽略 hp=0.0372+0.0813=0.1185 4.2.2液面落差 很小,可以忽略不计 4.2.3液泛 H d=hp+hL+hd H d=0.1185+0.006+0.002=0.1265m (hw+HT)*0.5>0.1265 设计合理 4.2.4漏液 筛板相对漏液量为10%时,取动能因子F0=10 K=u0/uo,min=14.36/8.76=1.66 1.5<K<2 故无明显漏液现象 4.2.5液沫夹带 hf=2.5hL=0.015m ua=1.132m/s ev=0.011kg液体/kg气体<0.1kg液体/kg气体 4.3塔板负荷性能曲线 4.3.1漏液线 曲线1 VS,min=0.785 d02 n u0=0.785*0.00252*38602*8.67=1.64m3/s 4.3.2液沫夹带线 曲线2 取ev=0.1kg液/kg气,求VS,LS关系如下 hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.125+2.5 how how= hf=0.125+1.58LS2/3 HT-hf=0.375-1.58 LS2/3 Ls/ (m3/s) 0.00198 0.003 0.006 0.009 0.012 0.013 Vs/(m3/s) 2.692 2.615 2.429 2.273 2.133 2.090 4.3.3液相负荷下限线 曲线3 how=0.01 E=1 LS,min= 4.3.4液相负荷上限线 曲线4 取停留时间为 5S LS,max=(Af+AT)/5=(0.137*0.5)/5=0.0137 m3/s 4.3.5液泛线 曲线5 联立解: 带入相关数据得: Ls/ (m3/s) 0.002 0.004 0.006 0.008 Vs/(m3/s) 8.27 8.04 7.78 7.47 上图可知: 气相最大负荷 VS,max=2.692 气相最小负荷 VS,min=1.64 操作弹性: 第五章 板式塔的结构 5.1塔其他部分高度的计算 5.1.1塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离,塔顶部空间高度为1200mm。 5.1.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离,釜液停留时间取20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。 根据经验,塔底可取H底=2m 5.1.3人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道,人孔的设置应便于进入任何一层塔板,由于设置人孔处塔间距离大,且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求,一般每隔6~8块塔板才设一个人孔,,需经常清洗时每隔3~4块塔板才设一个人孔.本塔中共19块板,需设置3个人孔,每个孔直径为800mm,人孔伸入塔内部应与塔内壁修平,其边缘需倒棱和磨圆,人孔法兰的密封面形及垫片用材,一般与塔的接管法兰相同,本设计也是如此,取人孔所在为800mm 5.2接管 5.2.1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 查标准系列选取 经计算,实际流速u=0.401m2/s 5.2.2回流管 采用直流回流管 取 查标准系列选取 5.2.3塔底出料管 取 直管出料 查标准系列选取 5.2.4塔顶蒸汽出料管 直管出气 取出口气速 查标准系列选取 5.2.5塔底进气管 采用直管 取气速 查标准系列选取 第六章 附属设备的计算 6.1 热量衡算 0℃的塔顶气体上升的焓Hv tD温度下,即 78.21 ℃ =30℃温度下 tw温度下,即 91.2 ℃ tD温度下,即 78.4 ℃ 0℃的塔顶气体上升的焓Qv 塔顶以0℃为基准 温度由78.21℃到30℃的热量变化 温度由99℃到30℃的热量变化 回流液的焓HR 塔顶馏出液的焓HD 因馏出口与回流液口组成一样,所以 冷凝器消耗的热量QC 进料口的热量QF t温度下,即 82.4℃ =25℃温度下 塔釜残液的焓QW 6.2附属设备的选型 6.2.1再沸器 塔釜热损失为10%, 则 设再沸器损失能量Q损=0.1QB 加热器实际热负荷 再沸器的选型:选用饱和水蒸气加热,传热系数取K=2926J/(m2.h.oC) 料液温度:82℃-99℃ 水蒸气:120℃ 加热水蒸气的汽化热:r=2259.5 kJ/kmol 水蒸气的用量m水= QB/ r= 查表得水蒸气温度为t=120℃取k=650(w/m2×k)则再沸器的传热面为:由 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m2 选取型号为:G.CH800-6-70 6.2.2塔顶回流冷凝器 有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—1500℃) 本设计取K=700℃)=2926℃) 出料液温度: 冷却水温度: 逆流操作:△t1=58.21 ℃ △t2=43.21℃ 选用设备型号:G500I-16-40 6.2.3塔顶产品冷凝器 出料液温度: 冷却水温度: 逆流操作:△t1=43.21 ℃ △t2=10℃ 选用列管式换热器 6.2.4塔底产品冷凝器 出料液温度: 冷却水温度: 逆流操作:△t1=64.91 ℃ △t2=10℃ 选用列管式换热器。 6.2.5原料预热器 原料液由25℃加热到82℃,假设加热蒸汽进口温度为130℃,出口温度为60℃, 原料液由25℃加热到88.29℃,假设加热蒸汽进口温度为130℃,出口温度为60℃,逆流冷凝,取传热系数取K=700℃)=2926℃) 加热蒸汽温度: 原料液温度: 逆流操作:△t1=35 ℃ △t2=45.03℃ 选用U型管换热器。 第七章 设计评述 化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节,是理论联系实际的桥梁,同时也是我们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识,独立思考。要做好课程设计,不仅要了解工程设计的基本内容,掌握设计的程序和方法,还要求有缝隙和解决工程实际问题的能力。 此次设计学到的真的很多。对于我们设计的乙醇-水溶液连续精馏,让自己对于筛板塔的连续精馏有了一定的认识,至少对于筛板精馏设备有了基础的了解,对于溶液连续精馏的工艺流程有了一定认识。在此次设计过程中,知道了查取数据及取合适数据的重要性,在选取设备时都是需要不断地核算,核算是否符合生产要求及其安全要求,才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真,某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的,如何计算,选用何种计算公式都得通过认真思考。 本次设计心得有以下几点: 1、 数据的查取:尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性; 2、 数据的单位:各公式计算时单位的要求及加和时单位的一致性; 3、 耐心和细心:需计算数据多、计算的繁琐都需要有一定的耐心和细心; 4、 清晰的思路:计算的公式特别多,各符号代表的意义及对应的数据一定得很清楚。 主要符号说明: 符号 意义 SI单位 F 进料流量 kmol/s D 塔顶产品流量 kmol/s W 塔底产品流量 kmol/s x 进料组成 无因次 V 上升蒸汽流量 kmol/s L 下降液体流量 kmol/s μ 粘度 mPa·s 板效率 无因次 P 压强 Pa t 温度 ℃; R 回流比 无因次 N 塔板数 无因次 q 进料状况参数 无因次 M 分子量 kg/kmol; C 操作物系的负荷因子 m/s 密度 kg/m3; 表面张力 mN/m; u 空塔气速 m/s; HT 板间距 m; hL 板上液层高 m; 降液管低隙高度 M 停留时间 S D 塔径 m; AT 塔截面积 m2 Af 弓形降液管面积 m2 g 重力加速度 N/kg Wd 弓型降液管宽度 m; u0 阀孔气速 m/s; Z 塔高 m; Aa 鼓泡区面积 m2; 开孔率 无因次 压降 Pa K 物性系数 无因次 F0 动能因子 无因次 t 空心距 m; lw 堰长 m; hw 溢流堰高度 m; 堰上液层高度 m; Wc 边缘区宽度 m; D 进料管的直径 m 塔底空间高度 m 塔顶空间高度 m 下标的说明: 下标 意义 min 最小值 L 液相 V 气相 D 塔顶 W 塔底 F 进料板 M 平均值 筛板塔设计计算结果参数表 项目 符号 单位 数值 平均温度 精馏段 Tm精 ℃ 78.4 提馏段 Tm提- 配套讲稿:
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