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化工原理筛板精馏塔课程设计案例

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2020年6月23日
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吉林化工学院
化 工 原 理 课 程 设 计

题目 筛板精馏塔分离苯—甲苯工艺设计

教 学 院 化工与材料工程学院
专业班级 材 化 0801
学生姓名
学生学号 08150108
指导教师 张 福 胜

6 月 14日
目录
摘要 一
绪论 二
第一章 流程及流程说明 1
第二章 精馏塔工艺的设计 2
2.1产品浓度的计算 2
2.1.1原料液及塔顶、 塔底产品的摩尔分率 2
2.1.2原料液及塔顶、 塔底产品的平均摩尔质量 2
2.2最小回流比的确定 3
2.3物料衡算 3
2.4精馏段和提馏段操作线方程 3
2.4.1求精馏塔的气液相负荷 3
2.4.2求操作线方程 3
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置 3
2.6实际板数的计算 3
2.7实际塔板数及实际加料位置 3
第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 5
3.1物性数据计算 5
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 9
3.3筛板流体力学验算 13
3.4塔板负荷性能图 16
第四章 热量衡算 21
4.1塔顶气体上升的焓 21
4.2回流液的焓 21
4.3塔顶馏出液的焓 21
4.4冷凝器消耗焓 21
4.5进料的焓 21
4.6塔底残液的焓 21
4.7再沸器的焓 22
第五章 塔的附属设备的计算 23
5.1塔顶冷凝器设计计算 23
5.2泵的选型 24
5.4塔总体高度的设计 25
结论 27
致谢 28
参考文献 29
主要符号说明 30

摘 要
在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中, 给定的条件为:
进料量为
塔顶组成为:
进料馏出液组成为:
塔釜组成:
加料热状态:q=1
塔顶操作压强:(表压)
首先根据精馏塔的物料衡算, 求得D和W, 经过图解法确定最小回流比; 再根据操作线方程, 运用图解法求得精馏塔理论板数, 确定温度奥康奈尔公式求的板效率, 继而求得实际板数, 确定加料位置。
然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算, 求得各工艺尺寸, 确定精馏塔设备结构。继而对筛板的流体力学进行验算, 检验是否符合精馏塔设备的要求, 作出塔板负荷性能图, 对精馏塔的工艺条件进行适当的调整, 使其处于最佳的工作状态。
第二步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型, 确定物性数据, 计算传热系数和传热面积。然后对进料泵进行设计, 确定类型。
关键词:
苯-甲苯、 精馏、 图解法、 负荷性能图、 精馏塔设备结构 塔附属设备

下图为连续精馏过程简图:

　 出料　　
回流 　　

苯蒸汽

塔底

绪论
在本设计中我们使用筛板塔, 筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性, 而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题, 适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管, 而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。操作时气体以高速经过小孔上升, 液体则经过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下, 筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%, 板效率亦约高10%—15%, 而每板压力降则低30%左右, 适用于真空蒸馏; 塔板效率较高, 但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性, 但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞, 不适宜处理脏的、 粘性大的和带固体粒子的料液。

第一章 流程及流程说明
本设计任务为分离苯——甲苯混合物。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, 将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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。塔釜采用间接蒸汽加热, 塔底产品经冷却后送至储罐。
任务书上规定的生产任务长期固定, 适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔; 塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液; 精馏塔塔顶设有全凝器, 冷凝液部分利用重力泡点回流; 部分连续采出到产品罐。简易流程如下, 具体流程见附图。

　　　　　 出料
苯——甲苯混合液 　 回流

塔底出料
图1

第二章 精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、 塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol

产品中苯的质量分数==0.984
进料中苯的质量分数==0.54
残液中苯的质量分数=0.035

2.1.2原料液及塔顶、 塔底产品的平均摩尔质量

苯——甲苯属于理想物系, 可采用图解法求理论板数。
2.2 最小回流比的确定

1.查手册 绘制苯——甲苯气液平衡线x-y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。在图上对角线上, 自点e( 0.54, 0.54) 作垂线ef即为进料线, 该线与平衡线的交点坐标为

最小回流比
2倍最小回流比
2.3物料衡算
F=85kmol/h

总物料衡算
苯物料衡算
联立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=105.4Kmol/h
V=(R+1)D=150.6Kmol/h
=L+qF=190.4Kmol/h
=V=150.6Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段

提馏段

2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由图解法的总板数NT=13 进料板NF=6 精馏段5块 提馏段7块

2.6实际板数的计算
( 1) 板效率
精馏段平均温度为86.08℃ 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 又有

求得精馏段板效率为52.3%
提馏段平均温度100.63℃ 由安托尼方程的精馏段相对挥发度
求得提镏馏段板效率为52.4%
( 2)
精馏段实际板数
NT=5/0.523=9.62≈10
提馏段实际板数
NT=7/0.524=13.4 ≈14( 包括塔釜)
实际总半数为10+14=24 块板
总板效率ET=13/2=54.2%

2.7实际塔板数及实际加料位置
实际加料板位置
=12块
精馏段实际板层数=10
提馏段实际板层数=14

第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算

3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
( 1) 塔顶操作压力 =101.3+4=105.3Kpa
( 2) 每层塔板压降 =0.7 Kpa
( 3) 进料板压力
( 4) 精馏段平均压力
( 5) 塔底操作压力 =+=105.3+0.7×24=122.1 Kpa
( 6) 提馏段平均压力 Kpa
3.1.2操作温度计算
用比例内插法求得操作温度
=90.76℃
=81.4℃
=110.5℃
精馏段平均温度 ℃
提馏段平均温度 ℃
3.1.3平均摩尔质量计算
( 1) 塔顶平均摩尔质量计算
==0.984, =0.9599
=+( 1-) =0.984×78.11+( 1-0.984) ×92.13=78.33 kg/Kmol
=+( 1-) =0.9599×78.11+( 1-0.9599) ×92.13=78.67kg/Kmol
( 2) 进料板平均摩尔质量计算
=0.763, =0.562
=+( 1-) =0.763×78.11+( 1-0.748) ×92.13=83.82kg/Kmol
=+( 1-) =0.562×78.11+( 1-0.562) ×92.13=84.25kg/Kmol
( 3) 精馏段平均摩尔质量计算
=( +) /2=( 78.33+83.82) /2=80.805kg/Kmol
=( +) /2=( 78.67+84.25) /2=81.46kg/Kmol
( 4) 塔底平均摩尔质量计算
=0.035, =0..91
=+( 1-) =0.035×78.11+( 1-0.035) ×92.13=90.85kg/Kmol
=+( 1-) =0.091×78.11+( 1-0.091) ×92.13=91.64kg/Kmol
( 5) 提馏段平均摩尔质量计算
=( +) /2=( 83.82+90.85) /2=81.065kg/Kmol
=( +) /2=( 84.25+91.64) /2=87.945kg/Kmol
3.1.4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
===3
===2.98
( 2) 液相平均密度计算
①塔顶液相平均密度计算
由=81.4℃查得
=812.5, =807.5
===812.4
②进料板液相平均密度计算
由=90.76℃查得
=805.5, =801.5
进料板质量分率==0.521
==803.6
③精馏段液相平均密度计算
=( +) /2=( 812.4+803.6) /2=808
④塔底液相平均密度计算
由=110.5℃查得
=772.5, =765.5塔底质量分率=0.03

⑤提馏段液相平均密度计算

3.1.5液体平均表面张力计算
依式 计算
（1） 塔顶液相平均表面张力计算
由=81.4℃查得
=19.2mN/m, =20.5mN/m
=+( 1-) =0.98×19.2+( 1-0.984) ×20.5=19.221mN/m
（2） 进料板液相平均表面张力计算
由=90.76℃查得
=17.2 mN/m, =20.2 mN/m
=+( 1-) =0.54×17.2+( 1-0.54) ×20.2=18.514mN/m
（3） 精馏段液相平均表面张力计算
=( +) /2=( 19.221+18.514) /2=18.87mN/m
(4)塔底液相平均表面张力计算
由=110.5℃查得
=14.9mN/m, =17.8 mN/m
=+( 1-) =0.035×14.9+( 1-0.035) ×17.8=17.69mN/m
(5)提馏段液相平均表面张力计算
=( +) /2=( 17.69+18.514) /2=18.102mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒ 计算
( 1) 塔顶液相平均黏度计算
由=81.4℃查得
=0.31mPa s, =0.33 mPa s
㏒=㏒+( 1-) ㏒=0.984㏒( 0.31) +( 1-0.984) ㏒( 0.33)
得=0.310mPa s
( 2) 进料板液相平均黏度计算
由=90.76℃查得
=0.29mPa s, =0.31mPa s
㏒=㏒+( 1-) ㏒=0.54㏒( 0.29) +( 1-0.54) ㏒( 0.31)
得=0.299mPa s
( 3) 精馏段液相平均黏度计算
=( +) /2=( 0.310+0.299) /2=0.3045mPa s
( 4) 塔底液相平均黏度计算
由=110.5℃查得
=0.24mPa s, =0.28mPa s
㏒=㏒+( 1-) =0.035㏒( 0.24) +( 1-0.035) ㏒( 0.28)
=0.278mPa s
(5)提馏段液相平均黏度计算
=( +) /2=( 0.299+0.278) /2=0.2885mPa s
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
( 1) 塔径的计算
①精馏段塔径的计算
气、 液相体积流率
===0.123
===0.0042
由, 式中C=, 由史密斯关联图查取, 图的横坐标为
=0.056
取板间距=0.4m, 板上液层高度=0.05m, 则-=0.4-0.05=0.35m, 由史密斯关联图查得
=0.07, 则C==0.07×=0.0692
==1.13m/s
取安全系数为0.7, 则空塔气速为u=0.7=0.7×1.13=0.79 m/s
D==1.37m
按表准塔径圆整后为D=1.4 m
塔截面积=1.54
实际空塔气速为0.799 m/s
②提馏段塔径的计算
==0.119
==0.0041
由, 式中C=, 由史密斯关联图查取, 图的横坐标为
0.0694
-=0.36-0.06=0.3m, 由史密斯关联图查得=0.0712
C==0.059×=0.0701
=1.05m/s
取安全系数为0.7, 则空塔气速为u=0.7=0.7×1.05 =0.735 m/s
D==1.33 m
按表准塔径圆整后为D=1.4 m
塔截面积=1.52
实际空塔气速为0.778 m/s
( 2) 精馏塔有效高度的计算
①精馏段有效高度=( -1) =( 10-1) ×0.4=4 m
②提馏段有效高度=( -1) =( 14-1) ×0.4=5.2m
③在精馏塔上开1个人孔, 高度为0.8m,
精馏塔的效高度为Z=++0.8=10m
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
( 1) 溢流装置计算
塔径D=1.4 m, 选用单溢流弓形降液管, 采用凹形受液盘
① 堰长
取=0.66D=0.63×1.4=0.924m
② 堰高
选用平直堰, 堰上液层高度计算如下
= 取, 则 =
精馏段==0.0183m 板上液层高度=0.065m
=-=0.065-0.0183=0.047m
提馏段=0.0181m
=-=0.065-0.0181=0.049m
③ 弓形降液管宽度和截面积
精馏段
由=0.66, 查弓形降液管参数图得=0.0722, =0.124
则=0.0722=0.111, =0.124D=0.1736m
验算液体在降液管中停留时间
==11.73s﹥3～5s
故降液管设计合理
提馏段
由=0.66, 查弓形降液管参数图得=0.066, =0.124
则=0.066=0.105, =0.124D=0.1721m
验算液体在降液管中停留时间==10.95s﹥3～5s
故降液管设计合理
④降液管底隙高度
=, 取=0.15m/s
精馏段==0.03m/s
-=0.017m﹥0.013m
提馏段=0.029m
-=0.0172m﹥0.013m
( 2) 塔板布置
①塔板的分块
塔径D>0.8m, 故塔板采用分块式
②边缘区宽度WC=0.075 m, 安定区宽度WS=0.075 m
③孔区面积计算

其中: x=D/2–( Wd+WS) =1.4/2-( 1.736+0.075) =0.4514m
R=D/2–WC=1.4/2-0.04=0.665 m

④孔设计及其排列
本设计处理的物系无腐蚀性, 可选用δ=3mm碳钢板, 取筛孔直径do=5mm。
筛孔按正三角形排列, 去孔中心距t为: t=3do=3×5=15mm
筛孔数目n为:

塔板开孔区的开孔率为
开孔率在5～15%范围内, 符合要求。
气体经过筛孔的气速为
精馏段:
提馏段:
3.3筛板流体力学验算
3.3.1塔板压降
( 1) 干板阻力hc
由do/δ=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772
由得
精馏段:
提馏段:
( 2) 气流经过液层的阻力计算
由

气相动能因数 Fo
查充气系数关联图得=0.58
查充气系数关联图得=0.56
精馏段: =hL=0.038m液柱
提馏段: =hL=0.0372 m液柱
( 3) 液体表面张力的阻力的计算
精馏段:
提馏段:
气体经过每层塔板的液柱
精馏段: 0.0879m液柱
提馏段: 0.0865m液柱
气体经过每层塔板的压降
精馏段:
提馏段:
符合设计要求。
3.3.2 液面落差
对于筛板塔, 液面落差很小, 且本设计的塔径和液流量均不大, 故可忽略液面落差的影响。
3.3.3液沫夹带
液沫夹带量
根据设计经验, 一般取=2.5×0.065=0.16m
精馏段:

提馏段:

故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内。

3.3.4漏液
对筛板塔, 漏液点气速
精馏段:

实际孔速=12.4m/s﹥, 稳定系数1.95﹥1.5
提馏段:

实际孔速=11.8m/s﹥, 稳定系数=1.890﹥1.5
故本设计中无明显的漏夜。
3.3.5液泛验算
为防止塔内发生液泛, 降液管内液层高应满足
苯—甲苯物系属一般物系, 取=0.5, 板上不设进口堰,
=0.0034 m液柱

精馏段: =0.5×( 0.4+0.047) =0.224 m
0.0879+0.05+0.0034=0.1413 m液柱﹤
提馏段: =0.5×( 0.4+0.0468) =0.235m
0.137m﹤
故在本设计中不会发生液泛现象
3.4塔板负荷性能图
3.4.1漏液线
由
得
整理后
精馏段:
, 在操作范围内取几个值, 计算结果如下
表2 精馏段漏液线数据
LS( m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS( m3/s)
0.147
0.149
0.152
0.154

提馏段:
, 在操作范围内取几个值, 计算结果如下
表3提馏段漏液线数据
LS( m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS( m3/s)
0.132
0.135
0.137
0.139
3.4.2液沫夹带线
取液沫夹带极限值eV=0.1 kg液/kg气
由
式中

LW=0.441m, HT=0.36m, 近似取E=1
精馏段:
整理得
在操作范围内取几个LSj, 计算相应VSj列于下表, 据此做提馏段液沫夹带线。
表4 精馏段液沫夹带线数据
LS( m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS( m3/s)
0.439
0.420
0.400
0.381
提馏段: 整理得
在操作范围内取几个LSt值, 计算相应VSt值列于下表, 据此做提馏段液沫夹带线。
表5精馏段液沫夹带线数据
LS( m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS( m3/s)
0.458
0.439
0.418
0.400

3.4.3液相负荷下限线
对于平直堰, 取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线的条件。取E=1.0
精馏段:
提馏段:

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
3.4.4液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间θ=4s为限

精馏段:

提馏段:

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线
3.4.5液泛线
令
忽略, 将how与Ls; 与Ls; hc与Vs的关系式代入上式, 并整理得:

精馏段:

在操作范围内取几个LSj, 依上式计算相应VSj列于下表, 据此做精馏段液泛线。
表6 精馏段液泛线数据
LS( m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS( m3/s)
0.376
0.359
0.338
0.303
提馏段:
在操作范围内取几个LSt依上式计算相应VSt于下表, 据此做提馏段液泛线。
表7 提馏段液泛线数据
LS( m3/s)
0.0006
0.0010
0.0015
0.0020
VS( m3/s)
0.355
0.345
0.328
0.316

由精馏段负荷性能图知, 该筛板的操作上限为液沫夹带控制, 下限为液相负荷下限控制。并查得
Vs, min=0.142/s Vs, max=0.43/s
精馏段操作弹性为: >2
由提馏段负荷性能图知, 该筛板的操作上限为液沫夹带控制, 下限为液相负荷下限控制。并查得
Vs, min =0.13/s Vs, max =0.43/s
提馏段操作弹性为: >2
由上知设计合理。

第四章 热量衡算
表8 不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热
物性数据
温度( ℃)
( )
( )

tD
81.4
99.81
125.03
394.8
379.4
tF
90.76
103.25
128.23
390.23
372.5
tW
110.5
107.31
134.43
387.62
368.53
4.1塔顶气体上升的焓
=
=6.1×
4.2回流液的焓

==0.98×
4.3塔顶馏出液的焓
==0.87×
4.4冷凝器消耗焓
=--=4.25
4.5进料的焓
==0.89×
4.6塔底残液的焓
==0.59×

4.7再沸器的焓
全塔范围列衡算式
塔釜热损失为10%, 则=0.9, 设再沸器损失能量
+=+++
加热器实际热负荷
0.9=++-
得 =4.82×

第五章 塔的附属设备的计算
5.1塔顶冷凝器设计计算
5.1.1
1.选择换热器的类型 : 两流体温度变化情况: 热流体为饱和苯——甲苯温度为: 81.4; 引用松花江水做冷凝水, 夏季冷流体进口温度为20℃, 出口温度为38℃, 该冷却水用冷却水冷却, 冷热流体温差不大, 而冬天温度降低冷热流体温差较大 考虑到此因素, 故采用浮头式管壳换热器2.流程安排: 由于循环冷却水较易结垢, 其流速太低, 将会加快污垢增长速度, 使换热器的热流量下降, 因此应使冷却水走管程, 被冷凝液( 热流体) 走壳程, 以便排出冷凝液。
5.1.2 确定物性数据
表9 两流体在定性温度下的物性数据表
流体物性
定性温度( ℃)
密度( Kg/m3)
黏度( mPa·s)
比热容( kJ/kg·K)
导热系数 ( W/m·K)
苯和甲苯
80.36
2.95
0.307
1.955
0.130
冷却水
29
996
0.894
4.179
0.605
5.1.3传热面积的计算
( 1) 计算逆流平均温度: 对于逆流传热:
=80.36℃ =81.4℃
=20℃ =38℃

=-=60.36℃, =-=23.4℃

℃
( 2) 选K值并估算传热面积
查文献初选K=700w/m2·K,
则 A=
5.1.5初选换热器型号
采用FA系列的浮头列管换热器, 初选用FA-800-245-25-( 4) , 性能参数如下:

实际面积A/m2
245
管程/m2
0.0618
管子数NT
700
折流板总数Nb
27
管长/m
6
圆缺高
21.6%

5.2泵的选型
(1) 进料泵的实际流速
提升压头 =0.113m

设料液面至加料孔为6m, ξ=0.6 取90°弯头
le/dF=35 le=35dF=35×0.02=0.7m
料液

=79757.45﹥为湍流

在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程

=
因此油泵型号为 : IS50-32-200

表11 离心泵性能表
型号
IS50-32-200

流量( m3/h)
7.5
扬程m
12.5
功率
( Kw)
配带
5.5
轴
3.54
转速
2900
效率
48%
结构
单级
5.5塔总体高度的设计
( 1) 塔的顶层空间的高度
取 =0.6m
( 2) 塔的底层空间的高度
塔釜釜液停留时间取5min, 塔径D=1.4m
塔底空间高度
( 3) 塔顶的封头高度 =3.73m
( 4) 裙座高度 =3.82m
( 5) 隔8块板设一个人孔共26块板设3个人孔孔径450mm
塔体总高度
=( 24-12-3-1) ×0.4+12×0.6+3×0.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m

结论
项　　　目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强
P
kpa
108.8
119.3
各段平均温度
t
0C
86.08
100.63
平均流量
气相
Vs
m3/s
0.123
0.121
液相
LS
m3/s
0.0042
0.0045
实际塔板数
N
块
10
14
板间距
HT
m
0.4
0.4
塔的有效高度
Z
m
4.0
5.2
塔径
D
m
1.4
1.4
空塔气速
u
m/s
12.4
11.92
塔板液流型式

单流型
单流型

溢
流
装
置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
LW
m
0.924
0.922
堰高
hw
m
0.047
0.044
溢流堰宽度
Wd
m
0.075
0.075
板上清液层高度
hL
m
0.065
0.065
孔径
d0
mm
5
5
项　　　目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
孔间距
t
mm
15
15
孔数
n

5030

开孔面积

m2
0.983
0.985
塔板压降
Δp0
KPa
0.7
0.7
液体在降液管停留时间

s
13.927
7.07
降液管内清液层高度
Hd
m
0.00075
0.00075
雾沫夹带
ev
kg/kg
0.0133
0.0124
负荷上限

液沫夹带控制
液沫夹带控制
负荷下限

液相负荷下限控制
液相负荷下限控制
气相最大负荷
Vmax
m3/s
0.43
0.43
气相最小负荷
Vmin
m3/s
0.142
0.13
致谢
经过本次课程设计, 不但使我加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解, 也让我懂得了学以致用, 同时, 在查阅资料的同时也丰富了我的课外知识, 为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。作为组长, 在设计的过程中, 我遇到了很多困难, 感谢老师的帮助与指导, 还有同学们的支持使我尽快找到了解决难题的办法。这次设计让我明白了, 一种严谨求实的态度, 是做好一切工作的前提, 这个过程, 也为我以后的日常生活和工作留下了宝贵的经验。
在本次设计中我也发现了自己的很多不足之处, 知道了自己学习中的薄弱环节在哪里, 对知识的掌握还存在盲点, 总而言之, 本次课程设计让我获益匪浅, 我相信在以后的专业设计中我能做的更好。
参考文献
( 1) 贾绍义.柴诚敬 .《化工原理课程设计指导书》, 天津大学出版社;
( 2) 化工原理教研室.《化工原理课程设计指导书》, 吉林化工学院编;
( 3) 谭天恩.麦本熙.《化工原理》下册, 化学工业出版社出版;
( 4) 匡国柱.史启才.《化工单元过程及设备课程设计》;
( 5) 陈敏恒等编《化工原理》下册, 化学工业出版社出版;
( 6) 其它参考书。
主要符号说明
符号
意义
SI
Ａ
组分Ａ的量
Kmol
Ｂ
组分Ｂ的量
Kmol
Ｄ
塔顶产品流率
Kmol/s

总板效率

X
液相组分中摩尔分率

y
气相组分中摩尔分率

α
相对挥发度

μ
粘度
Pas
F
原料进量或流率
Kmol/s
K
相平衡常数

L
下降液体流率
Kmol/s
N
理论塔板数

P
系统的总压
Pa
q
进料中液相所占分率

r
汽化潜热
KJ/Kmol
t
温度
K
V
上升蒸气流率
Kmol/s
W
蒸馏釜的液体量
Kmol
hc
与干板压强降相当的液柱高度
m
hd
液体流出降液管的压头损失
m
hL
板上液层高度
m
Wc
边缘区高度
m
Wd
弓形降压管宽度
m
Ws
泡沫区宽度
m
Z
塔的有效段高度
m
ε0
板上液层无孔系数

θ
液体在降液管内停留时间
s
ρL
液体密度
Kg/m3
ρV
气体密度
Kg/m3
AT
基截面积
m2
C
气相负荷参数

C20
液体表面张力为２０dny.cm-1 时的气相负荷参数

Cf
泛点负荷系数

d0
筛板直径
m