《精餾塔-浮閥塔板課程設(shè)計--年產(chǎn)萬噸環(huán)氧丙烷浮閥精餾塔設(shè)計》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《精餾塔-浮閥塔板課程設(shè)計--年產(chǎn)萬噸環(huán)氧丙烷浮閥精餾塔設(shè)計（17頁珍藏版）》請在裝配圖網(wǎng)上搜索。

1、湘潭大學(xué)化工學(xué)院 專業(yè)課程設(shè)計任務(wù)書 設(shè)計題目： 年產(chǎn)10萬噸環(huán)氧丙烷浮閥精餾塔設(shè)計 姓名： 杜思思 專業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 指導(dǎo)教師： 李勇飛 系主任： 一、主要內(nèi)容及基本要求 （一）設(shè)計任務(wù)： 1、生產(chǎn)能力：年產(chǎn)環(huán)氧丙烷（PO）100000噸 2 、質(zhì)量標準：純環(huán)氧丙烷含量 98.79％（質(zhì)量分數(shù)，下同） （二）設(shè)計條件（均為質(zhì)量組成）：

2、 1、料液組成：環(huán)氧丙烷：90.45％，甲醇：9.55％； 2、料液溫度：泡點； 3、加熱蒸汽：0 .4Mpa（表）飽和蒸氣； （三）工藝要求： 1、操作方式：常壓，連續(xù)； 2、年生產(chǎn)時間：8000小時； 3、環(huán)氧丙烷回收率：99％；4、泡點回流； （四）設(shè)計要求

3、 1、精餾塔的物料衡算、（熱量衡算）； 2、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； 3、精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 4、浮閥塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計； 5、塔板流體力學(xué)驗算、塔板負荷性能圖； 6、（確定精餾塔冷凝器和再

4、沸器的換熱面積，并選型；） 7、確定料液泵、回流泵和產(chǎn)品泵的型號、接管尺寸； 8、編寫設(shè)計說明書，繪制工藝流程圖與主體設(shè)備裝配圖，要求見院有關(guān)要求。 二、進度安排 序號 各階段完成的內(nèi)容 完成時間 1 文獻、資料的調(diào)研和搜集 2 設(shè)計方案的制定及分析 3 設(shè)計計算 4 完成初稿 5 初稿修改，繪圖 6 整理出正式的設(shè)計材料 三、應(yīng)收集的資料及主要參考文獻 1. 姚玉英，陳常貴，柴誠敬. 化工原理（第二版）[M]. 天津：天津大學(xué)出版，2004

5、. 2. 王靜康. 化工過程設(shè)計[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006 3. 錢頌文. 換熱器設(shè)計手冊[S]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. 4. 王紅林，陳礪. 化工設(shè)計[M]. 廣州：華南理工大學(xué)出版社，2005. 5. 賈紹義，柴誠敬. 化工原理課程設(shè)計[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. 6. 王漢松. 石油化工設(shè)計手冊[S]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. 7. 楊基和，蔣培華 .化工工程設(shè)計概論[M]. 北京：中國石化出版社，2005. 8. 時均

6、, 汪家鼎, 余國琮, 陳敏恒. 化學(xué)工程手冊[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社.1996. 目錄 摘要IV 緒論V 第一章流程及流程說明1 第二章精餾塔的工藝設(shè)計2 2.1產(chǎn)品的濃度2 2.2最小回流比確定2 2.3物料衡算2 2.4 實際板數(shù)的計算3 第三章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算4 3.1 物性數(shù)據(jù)的計算4 3.2精餾塔主要工藝尺寸的計算5 第四章能量衡算13 第五章塔附加組件的確定15 5.1 料液泵的確定15 5.2 智能選泵結(jié)果16 5.3 泵選型一覽表16 課程設(shè)計心得體會18 主要符號說明19 摘要 在此篩板精餾塔分離環(huán)氧丙烷-甲醇

7、的設(shè)計中，給定的條件為： 進料量為 塔頂組成為： 進料餾出液組成為： 塔釜組成: 加料熱狀態(tài):q=1 塔頂操作壓強:(表壓) 首先利用Aspen Plus V7.2，根據(jù)精餾塔的物料衡算，求得D和W，并通過優(yōu)化確定最小回流比；再根據(jù)軟件內(nèi)置算法，求得精餾塔理論板數(shù)。最后，根據(jù)相對揮發(fā)度以及奧康奈爾公式求的板效率，繼而求得實際板數(shù)，確定加料位置。 然后進行精餾段和提餾段的設(shè)計工藝計算，求得各工藝尺寸，確定精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)。繼而對浮閥的流體力學(xué)進行驗算，檢驗是否符合精餾塔設(shè)備的要求，作出塔板負荷性能圖，對精餾塔的工藝條件進行適當?shù)恼{(diào)整，使其處于最佳的工作狀態(tài)。 第二步進行塔頂泵的

8、設(shè)計計算。 關(guān)鍵詞： 環(huán)氧丙烷-甲醇精餾負荷性能圖精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu) 塔附屬設(shè)備 下圖為連續(xù)精餾過程簡圖： 回流 出料 進料 塔底 緒論 在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是浮閥塔有處理能力大、操作彈性大、塔板液面易于控制、結(jié)構(gòu)簡單安裝方便，易于調(diào)整、霧沫夾帶量小。 浮閥與泡罩板的差別在于取消了泡罩與升氣管，而直接在板上開很多帶浮閥的孔。操作時氣體以高速通過小孔上升，液體則通過降液管流到下一層板，而浮閥能很好地控制氣速，給塔以很大的操作彈性。并且分散成泡的氣體使板上液層成為強烈湍

9、動的泡沫層，有利于氣液相充分接觸。 相同條件下，浮閥塔生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦約高10%—15%，適用于加壓及常壓下的氣液傳質(zhì)過程；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點是費用較高，安裝較困難。 第一章 流程及流程說明 本設(shè)計任務(wù)為分離環(huán)氧丙烷—甲醇混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用間接

10、蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 任務(wù)書上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機泵加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。具體流程如下圖所示： 環(huán)氧丙烷回流 環(huán)氧丙烷環(huán)氧丙烷產(chǎn)品 與甲醇混合物 甲醇 第二章 精餾塔的工藝設(shè)計 根據(jù)Aspen Plus V7.2模擬的結(jié)果可得環(huán)氧丙烷精制塔各塔板參數(shù)，各塔板參數(shù)詳見表2-1。本設(shè)計的主要物料為含有部分甲醇的環(huán)氧丙烷，具有物料潔凈、腐蝕性小，粘度小，且無懸浮物，整套裝置產(chǎn)量及氣液相負荷較大的特點。 由軟件模擬的結(jié)果可知：

11、 2.1產(chǎn)品的濃度 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 環(huán)氧丙烷的摩爾質(zhì)量=44kg/mol，甲醇的摩爾質(zhì)量=32kg/mol 產(chǎn)品中環(huán)氧丙烷的質(zhì)量分數(shù)=0.9879 進料中苯的質(zhì)量分數(shù)=0.8999 塔釜中苯的質(zhì)量分數(shù)=0.0131 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量 kg/mol kg/mol kg/mol 2.2最小回流比確定 最小回流比為0.46，則實際回流比為:0.461.9=0.874 2.3物料衡算 總物料衡算： ，272.72= 環(huán)氧丙烷物料衡算： ，272.70.8999=0.9879+0.0131 聯(lián)立得：， 2.4 實際板數(shù)的計算 =0.

12、6620 =0.5189 =0.4490 則三段的實際塔板數(shù)為 =12 72 20 所以，總板數(shù)104，實際加料版位置為第13塊與第85塊. 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 3.1 物性數(shù)據(jù)的計算 由Aspen模擬可得下列參數(shù)的結(jié)果： 操作溫度 34.4℃，59.1℃，34.3℃，65.8℃ 3.1.2平均摩爾質(zhì)量的計算 （1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 ==0.984，=0.9599 =+（1-）=0.984×44+（1-0.984）×32=43.81 kg/Kmol =+（1-）=0.9599×44+（1-0.9599）×32=43.52kg/Kmol

13、（2）進料板平均摩爾質(zhì)量計算 =0.763，=0.562 =+（1-）=0.763×44+（1-0.748）×32=41.64kg/Kmol =+（1-）=0.562×44+（1-0.562）×32=38.74kg/Kmol （3）精餾段平均摩爾質(zhì)量計算 =（+）/2=（43.81+41.64）/2=42.73kg/Kmol =（+）/2=（43.52+38.74）/2=41.13kg/Kmol （4）塔底平均摩爾質(zhì)量計算 =0.035，=0..91 =+（1-）=0.035×44+（1-0.035）×32=32.42kg/Kmol =+（1-）=0.091×44+（1-0

14、.091）×32=33.09kg/Kmol （5）提餾段平均摩爾質(zhì)量計算 =（+）/2=（42.73+32.42）/2=37.58kg/Kmol =（+）/2=（41.13+33.09）/2=37.11kg/Kmol 3.1.3液相平均密度 （1）塔頂液相平均密度：810.07kg/m3 （2）進料板液相平均密度:810.86 kg/m3 （3）精餾段液相平均密度:810.465 kg/m3 （4）塔底液相平均密度:751.03 kg/m3 （5）提餾段液相平均密度:780.75 kg/m3 3.1.4液體平均表面張力 （1）塔頂液相平均表面張力：21.66mN/m （

15、2）進料板液相平均表面張力: 22.17mN/m （3）精餾段液相平均表面張力:21.92 mN/m （4）塔底液相平均表面張力:23.54 mN/m （5）提餾段液相平均表面張力:22.86 mN/m 3.1.5液體平均粘度 （1）塔頂液相平均粘度：0.2740cP （2）進料板液相平均粘度: 0.2704 cP （3）精餾段液相平均粘度:0.2722 cP （4）塔底液相平均粘度:0.3492 cP （5）提餾段液相平均粘度:0.3098 cP 3.2精餾塔主要工藝尺寸的計算 3.2.1 塔徑D的計算 因精餾段氣相流量較大，故以精餾段數(shù)據(jù)確定全塔塔徑更為安全可靠，本

16、設(shè)計以精餾段數(shù)據(jù)為設(shè)計依據(jù)。 設(shè)板間距=0.45m，板上清液層高度為=0.06m計算兩相流動參數(shù) =0.0346 由（）及FLV查Smith關(guān)聯(lián)圖得=0.0795m/s，故 =0.0808 液泛氣速 =1.5321m/s 對于一般液體，泛點率為0.6～0.8，此處泛點率取0.8，則表觀空塔氣速 =1.2257m/s 故塔徑 2.13m，圓整為2.2m。 3.2.2 塔高的計算 實際塔板數(shù)的確定： 由于本塔三段的相對揮發(fā)度相差比較大，則分三段計算實際塔板數(shù)。由關(guān)聯(lián)圖聯(lián)立方程得總板數(shù)104 釜液高度的計算： 3.79 取釜液停留時間t=10min，則 1.24m

17、 塔頂空間高度取1.2m 塔板間距：每隔10塊塔板開一人孔，共需人孔9個（不包括塔頂和塔底的）,開設(shè)人孔處的塔板間距改為0.60m，進料口處離上板高度為0.60m. 塔筒體高度的計算： 其中：——塔高（不包括裙座），m ——塔頂空間，m ——塔板間距，m ——開有人孔的塔板間距，m ——進料段高度，m ——塔底空間，m ——實際塔板數(shù) ——人孔數(shù)目 則H=1.2+（104-2-9）×0.45+9×0.6+0.6+1.24=50.3m 裙座高度為2.0+1.5D/2=3.65m 封頭高度取0.6m 塔的總高為： Z=50.3+3.65+0.6=54.6m 3.2

18、.3 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計 由于液體流量為31.45m3/h，塔徑為2.2m，根據(jù)表5-4，塔板溢流形式應(yīng)該選擇單流型 （1） 溢流堰尺寸 u 堰長lw 溢流堰選擇平直堰，取堰長 lw=0.65D=1.43m u 堰高hw 堰上液層高度 近似取E=1，則可由列線圖查出值。因31.45m3/h,lw=1.43,由該圖查得 =0.024m 堰高hw由選取清液層高度hL確定 hw=hL-how=0.06-0.024=0.036m u 降液管底隙高度ho 選取凹形受液盤，考慮降液管阻力和液封，即一般ho

19、 查降液管寬度與面積圖，lw/D=0.65,得： Af/AT=0.07 Wd/D=0.14 由以上設(shè)計結(jié)果得弓形降所占面積 Af=3.79×0.07=0.27m2 降液管寬度 Wd=0.31m 液體在降液管中的停留時間，即 =14s >3～5s 故降液管尺寸滿足要求。 3.2.4 塔板布置及浮閥數(shù)目排列 取閥孔動能因子Fo=10，求得孔速： uo=m/s 求每層板上的浮閥數(shù)：采用F1型浮閥，取孔直徑do=40mm，則浮閥數(shù) 573 取塔板邊緣區(qū)寬度Wc=0.04m，溢流堰前的安定區(qū)寬度Ws=0.08m 對單流型塔板，開孔區(qū)面積如下，即： Aa=

20、 其中：X=0.71m; R=1.06m; 則鼓泡區(qū)面積 Aa=2.80m2 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。三角形的底邊固定為75mm，則估算三角形的高h（排間距）， 65 mm 3.2.5 塔板流體力學(xué)校核 （1）壓降 氣相通過浮閥塔的壓強降 hp=hc+h1+h u 干板阻力 6.74m/s 因uo 小于uoc，故 0.034m液柱 u 板上充氣液層阻力：本設(shè)備分離環(huán)氧丙烷和甲醇等的混合物，取充氣系數(shù)β=0.5，則 h1=β（hw+how）=0.03m液柱 u 液體表面引力的阻力 h=2.84×10-4m液柱 此阻力很小，可以忽略不計。 因此，與

21、氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相應(yīng)的液柱高度為： hp=0.034+0.03=0.064m 則單板壓降 0.064×810.46×9.81=508.84Pa （2）液泛 u 為防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層的高度，即要求<，而， hp為氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨?，前已算出hp=0.064m液柱 u 液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進口堰，則 = =0.0635m液柱 u 板上清液層高度hL=0.06m 則Hd=0.064+0.0635+0.06=0.1875m 取=0.6，又已選定HT=0.45m，hw=0.036m， 則 =0.6×（0

22、.45+0.036）=0.2916m 可見 <，符合防止淹塔要求。 （3） 霧沫夾帶 按下列式計算泛點率，即 F= 其中Z=D-2Wd=1.580m Ab=AT-2Af=3.25m2 CF=0.05 代入數(shù)據(jù)得F= =19.99% 泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能滿足<0.1Kg（液）/Kg（氣）的要求。 3.2.6 塔板的負荷曲線計算 （1） 過量霧沫夾帶線（氣相負荷上限線） 由泛點率整理得出過量霧沫夾帶線 0.18889VS+0.09445LS=0.8500 則VSS （2） 液泛線 由式 ==r確定液泛線。忽略式中的，將式 ， ， ，

23、F= 代入上式得： =++ 因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、、、、及等均為定值，而uo與VS有如下關(guān)系，即 其中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值，因此可將上式簡化成VS與LS的關(guān)系如下： ， 即 （3） 液相負荷上限線 降液管的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時間不低于3～5s，以5秒作為液體在降液管中停留時間的下限，則 0.0243m3/s （4） 漏液線 對于F1型重閥，依式計算，則 又知，以=5作為規(guī)定氣體最小負荷標準， 則 = =0.240m3/s (5) 液相負荷下限線 取堰上液層高度how=0.006m作為液體負荷下限條件，依how的計算式計算出LS的下

24、限值，該線為與氣量流量無關(guān)的豎直線，將所求值代入上式可得嚴重漏液線曲線為 取E=1，則 =0.001220m3/s （6） 操作線 操作線斜率為 （7）負荷性能圖 根據(jù)上述六個方程，可以利用Excel辦公軟件做出該塔的負荷性能圖，如下所示： 圖3-1 PO精餾塔負荷性能圖 從圖中可以看出，設(shè)計點位于正常操作區(qū)的內(nèi)部，表明該塔板對氣液負荷的波動有較好的適應(yīng)能力。在給定的氣液負荷比條件下，塔板的氣液相負荷的上、下 限分別由降液管液泛和嚴重 漏液所限制。由圖查得上限為3.6m3/s,下限為0.4 m3/s，得該塔的操作彈性==12.3?？梢?，設(shè)計比較合理、適宜。 第四章 能量衡算

25、 系統(tǒng)的能量衡算能量守恒為理論基礎(chǔ)，研究某一系統(tǒng)內(nèi)各類型的能量的變化，即： 輸入系統(tǒng)的能量=輸出系統(tǒng)的能量+系統(tǒng)積累的能量。 本設(shè)計借助于計算機輔助模擬的流程設(shè)計文件（ASPEN PLUS V7.2），因而計算基準溫度及熱力學(xué)數(shù)據(jù)直接采用軟件內(nèi)嵌的物性數(shù)據(jù)庫對各工段進行熱量進行衡算。該塔的熱負荷如下表所示： 表1-2熱負荷表 Condenser Reboiler Heat Duty -18.80099 11.0404197 Q= -7.7605703 GJ/hr 流股焓變計算結(jié)果如下表所示： 表1-3流股焓變計算表 Input Stream Output Str

26、eam Steam ID S40 S41 S42 S43 Temperature ℃ 38.55216 40 30.84409 65.82728 Pressure bar 0.9999997 0.9999997 0.9999997 1.001 Vapor Fraction 0.9768728 0 0 0 Mass Flow kg/hr 14640.19 65.37273 13335.81 1369.752 Enthalpy GJ/hr -30.19878 -1.032837 -28.27518 -10.717 ,GJ/hr -3

27、1.23162 ,GJ/hr -38.99218 熱量平衡計算結(jié)果如下表所示： 表1-4熱量平衡計算一覽表 Q/（GJ/hr） /（GJ/hr） /（GJ/hr） Error -7.7605703 -31.23162 -38.99218 0.0000103 4.1.1塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果 所設(shè)計的單溢流浮閥塔的主要設(shè)計結(jié)果如表3-2所示： 表3-2 環(huán)氧丙烷精餾塔結(jié)果匯總 結(jié)構(gòu)及尺寸 操作性能 塔內(nèi)徑D（m） 2.2 空塔氣速u（m/s） 1.2257 板間距HT（m） 0.45 泛點率u/uf 0.08 液流型式 單流型

28、動能因子F0 10 降液管截面積與塔截面積比Af/AT 0.07 孔口流速U0（m/s） 6.67 出口堰堰長lw(m) 1.43 鼓泡區(qū)面積Aa（m2） 2.80 弓形降液管寬度Wd（m） 0.31 塔板橫截面積AT（m2） 3.79 出口堰堰高（mm） 0.036 孔心距（mm） 75 降液管底隙（mm） 0.030 堰上液層高度how（mm） 24 邊緣區(qū)寬度（mm） 0.04 單板壓降（Pa） 508.84 破沫區(qū)寬度（mm） 0.08 降液管清液層高度Hd（mm） 187.5 板厚度b（mm） 5 進口堰與降液管水平距離

29、h1（mm） 30 浮閥個數(shù) 573 降液管液體停留時間（s） 14 浮閥直徑（mm） 40 釜液高度為（m） 1.24 第五章塔附加組件的確定 5.1 料液泵的確定 進料為甲醇和環(huán)氧丙烷，腐蝕性不強，對泵的選用無特殊要求 物性參數(shù)：密度=1043 kg/m3，黏度 0.9570 cP 為確定進料泵所需的揚程H，對原料泵內(nèi)的液面與混合器進口處的管截面建立機械能衡算式 其中，為兩截面處位頭差，為兩截面處靜壓頭之差，為兩截面處動靜壓頭之差，為直管阻力，為管件、閥門局部阻力，為流體流經(jīng)設(shè)備的阻力。 取流速為1.8m/s，則管徑為： m/s 選用規(guī)格為Φ80×

30、4的無縫鋼管。 雷諾數(shù)為 取無縫鋼管的絕對粗糙度為=0.15mm，相對粗糙度為 查莫狄圖得摩擦系數(shù)為。 取兩截面處位頭差10m， 由進料管與反應(yīng)器內(nèi)壓力可知 =29.35m 泵進口與出口速度相等，則 取直管長度為100m，則直管阻力 =5.11m 設(shè)進料管上有4個截止閥、4個閘閥、1個止回閥、4個彎頭，故 =12.56m 流體流經(jīng)設(shè)備的阻力=0， 將上述結(jié)果相加，得泵的揚程為H=57m,考慮汽蝕余量后： 實際揚程為59m，流量為32.40m3/h=9L/s。 5.2 智能選泵結(jié)果 根據(jù)揚程和流量，利用智能選泵軟件（化學(xué)工業(yè)出版社）進行選型，經(jīng)過對比后選擇泵的型

31、號IS80-50-250B，功率為15kW，效率60-47%。 圖4-1軟件使用界面圖 5.3泵選型一覽表 按照原料泵的計算方法與智能選泵軟件，選出產(chǎn)品泵與回流泵的型號，如表4-1所示。 表4-1 泵的選型一覽表 名稱 類型 型號 流量 揚程(m) 主要介質(zhì) 電機功率/kw 效率 /% 進料泵 清水離心泵 IS65-40-250B 18 55 環(huán)氧丙烷 甲醇 11 60-47 回流泵 清水離心泵 IS80-65-160B 48 20 環(huán)氧丙烷 4 60-67 產(chǎn)品輸送泵 化工離心泵 IH80-65-125 32 12 環(huán)氧

32、丙烷 7.5 51-43 課程設(shè)計心得體會 通過本次課程設(shè)計，不僅使我加深了對化工原理課程中的一些精餾知識的理解，也讓我懂得了學(xué)以致用，同時，在查閱資料的同時也豐富了我的課外知識，為以后的畢業(yè)設(shè)計和工作打下了堅實的基礎(chǔ)。在設(shè)計的過程中，我遇到了很多困難，感謝老師的幫助與指導(dǎo)，還有同學(xué)們的支持使我盡快找到了解決難題的辦法。這次設(shè)計讓我明白了，一種嚴謹求實的態(tài)度，是做好一切工作的前提，這個過程，也為我以后的日常生活和工作留下了寶貴的經(jīng)驗。 在本次設(shè)計中我也發(fā)現(xiàn)了自己的很多不足之處，知道了自己學(xué)習(xí)中的薄弱環(huán)節(jié)在哪里，對知識的掌握還存在盲點，總而言之，本次課程設(shè)計讓我獲益匪淺，我相信在以后的

33、專業(yè)設(shè)計中我能做的更好。 主要符號說明 A組分A的量 Kmol B 組分B的量 Kmol D 塔頂產(chǎn)品流率 Kmol/s 總板效率 X 液相組分中摩爾分率 y 氣相組分中摩爾分率 α 相對揮發(fā)度 μ 粘度 Pas F 原料進量或流率 Kmol/s K 相平衡常數(shù) L 下降液體流率 Kmol/s N 理論塔板數(shù) P 系統(tǒng)的總壓 Pa q 進料中液相所占分率 r 汽化潛熱 KJ/Kmol t 溫度 K V 上升蒸氣流率 Kmol/s W 蒸餾釜的液體量 Kmol hc 與干板壓強降相當?shù)囊褐叨?m hd 液體流出降液管的壓頭損失 m hL

34、 板上液層高度 m Wc 邊緣區(qū)高度 m Wd 弓形降壓管寬度 m Ws 泡沫區(qū)寬度 m Z 塔的有效段高度 m ε0 板上液層無孔系數(shù) θ 液體在降液管內(nèi)停留時間 s ρL 液體密度 Kg/m3 ρV氣體密度 Kg/m3 AT 基截面積 m2 C 氣相負荷參數(shù) C20 液體表面張力為20dny -1 時的氣相負荷參數(shù) Cf 泛點負荷系數(shù) d0 篩板直徑 m σ 液體表面張力 dyn/cm Wd` 降液管寬度 m ρ 密度 Kg/m3 Aa 基板鼓泡區(qū)面積 m2 Af 總降壓管截面積 m2 符號 意義 SI D 塔徑 m EV 霧沫夾帶量 Kg液/Kg氣 F0 篩孔動能因數(shù) H0 降液管底隙高度 m hp 與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨?m hw 出口堰高 m hσ 與克服表面張力壓強降相當?shù)囊褐叨?m hd 降液管壓強降相當液柱高度 m HT 板間距 m LW 堰長 m Lh 塔內(nèi)液體流量 m3/h Ls 塔內(nèi)液體流量 m3/s N 一層塔板上的篩孔總數(shù) T 孔心距 m U 空塔氣速 m/s U0 篩板氣速 m/s Vh 塔內(nèi)氣體流量 m3/h