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化工原理设计 丙烯 塔顶 筛板 1.6 70


前言
本设计说明书包括概述、 流程简介、 精馏塔、 再沸器、 辅助设备、 管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述,对于再沸器、辅助 设备和管路的设计也做了正确的说明。 鉴于设计者经验有限,本设计中还存在许多错误,希望各位老师 给予指正 感谢老师的指导和参阅!

目录
第一章 概述…………………………………………

…………………1 第二章 流程简介………………………………………………………3 第三章 精馏塔工艺设计………………………………………………5 第四章 再沸器的设计…………………………………………………19 第五章 辅助设备的设计………………………………………………26 第六章 管路设计………………………………………………………34 第七章 控制方案………………………………………………………35 设计心得及总结 ………………………………………………………36 附件一 C 程序 1………………………………………………………38 附件二 matlab 程序 2…………………………………………………50 附录一 主要符号说明…………………………………………………51 附录二 参考文献………………………………………………………54

第一章 概述
精馏是分离过程中的重要单元操作之一,所用设备主要包括精 馏塔及再沸器和冷凝器。 1. 精馏塔

精馏塔是一圆形筒体,塔内装有多层塔板或填料,塔中部适宜位 置设有进料板。两相在塔板上相互接触时,液相被加热,液相中易挥 发组分向气相中转移;气相被部分冷凝,气相中难挥发组分向液相中 转移,从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 简单精馏中, 只有一股进料, 进料位置将塔分为精馏段和提馏段, 而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内,气、液两相的温度和 压力自上而下逐渐增加,塔顶最低,塔底最高。 本设计为筛板塔,筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻 力小且效率高。但易漏液,易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足 生产要求,目前应用较为广泛。 2. 再沸器

作用:用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔,使塔内气液两相 间的接触传质得以进行。 本设计采用立式热虹吸式再沸器,它是一垂直放置的管壳式换热 器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化,由在壳程内的 载热体供热。 立式热虹吸特点: ▲循环推动力:釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。

▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。 ▲壳程不能机械清洗,不适宜高粘度、或脏的传热介质。 ▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。 3. 冷凝器 (设计从略)

用以将塔顶蒸气冷凝成液体,部分冷凝液作塔顶产品,其余作回 流液返回塔顶,使塔内气液两相间的接触传质得以进行,最常用的冷 凝器是管壳式换热器。

第二章 方案流程简介
1. 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏,使混合气液两相经多次混合接触和分 离, 并进行质量和热量的传递, 使混合物中的组分达到高程度的分离, 进而得到高纯度的产品。 流程如下: 原料(丙稀和丙烷的混合液体)经进料管由精馏塔中的某一位置 (进料板处)流入塔内,开始精馏操作;当釜中的料液建立起适当液 位时,再沸器进行加热,使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至 塔顶,由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分 作为塔顶产品取出,称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。 回流液从塔顶沿塔流下, 在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆 向接触和分离。当流至塔底时,被再沸器加热部分汽化,其气相返回 塔内作为气相回流,而其液相则作为塔底产品采出。 2. 1) 工艺流程 物料的储存和运输

精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、 泵和各种换热器,以暂时储存,运输和预热(或冷却)所用原料,从 而保证装置能连续稳定的运行。 2) 必要的检测手段

为了方便解决操作中的问题, 需在流程中的适当位置设置必要的 仪表,以及时获取压力、温度等各项参数。

另外,常在特定地方设置人孔和手孔,以便定期的检测维修。 3) 调节装置 由于实际生产中各状态参数都不是定值, 应在适当的位置放置一 定数量的阀门进行调节,以保证达到生产要求,可设双调节,即自动 和手动两种调节方式并存,且随时进行切换。 3. 设备选用

精馏塔选用筛板塔,配以立式热虹吸式再沸器。 4. 处理能力及产品质量

处理量: 70kmol/h 产品质量: (以丙稀摩尔百分数计) 进料:xf=65% 塔顶产品:xD=98% 塔底产品: xw≤2%

第三章 精馏塔工艺设计
第一节 设计条件 1.工艺条件: 饱和液体进料,进料丙稀含量 xf=65%(摩尔百分数) 塔顶丙稀含量 xD=98%,釜液丙稀含量 xw≤2%,总板效率为 0.6。 2.操作条件: 1)塔顶操作压力:P=1.62MPa(表压) 2)加热剂及加热方法:加热剂——水蒸气 加热方法——间壁换热 3)冷却剂:循环冷却水 4)回流比系数:R/Rmin=1.6 3.塔板形式:筛板 4.处理量:qnfh=70kmol/h 5.安装地点:大连 6.塔板设计位置:塔顶

第二节 物料衡算及热量衡算 一 物料衡算

1.换算 将摩尔百分数换算成质量百分数: W=X·MA/[X·MA+(1-X)·MB]

xf=65%

wf=63.93%

xD=98% xw≤2%

wD=97.91% wW≤1.91


将摩尔流量换算成质量流量: 进料状态混合物平均摩尔质量:

(MA 为丙稀摩尔质量 MB 为丙烷摩尔质量) M=xf·MA+(1-xf)·MB=0.65×42+0.35×44=42.7kg/kmol
进料状态下的质量流量:

qmfs=M·qnfh/3600=0.8303kg/s
2.求质量流量



qmDs

+

qmws = qmfs

qmDs·wD + qmws·wW = qmfs·wf
解得:

qmDs = 0.5364kg/s ;
塔内气、液相流量:

qmws= 0.2939kg/s

1)精馏段:L =R·D; V =(R+1)·D; 2)提馏段:L’=L+q·F; 二 热量衡算 V’=V-(1-q)·F; L’=V’+W;

1)再沸器热流量:QR=V’·r’ 再沸器加热蒸气的质量流量:GR= QR/rR 2) 冷凝器热流量:QC=V·r 冷凝器冷却剂的质量流量:GC= QC/(cl·(t2-t1)) 第三节 塔板数的计算

利用程序进行迭代计算: 流程图如下: 1.泡点计算:

总压P Antoinec常数

泡点初值To

p0A p0B K A KB
∣∑y-1∣﹤ε

?

y ? ? Ki x

output

2. 塔板数计算:
假设初值 Tto、 Tbo、 α 2 并输入 Pt(绝)、 xf 、 xD 、

xw 、qmfs 、qmDs

、qmws 、ρ ①

L

计算α 1

计算α =(α 1+α 2)/2 ② 计算 Rmin、R ③ 解得 Nf、N
-4

将 代 入
α2

Pb=Pt-0.98×10 ×N ① 计算α 2 N

∣α -(α 1+α 2)/2∣<ε Y 计算并输出α 、Nf、N、R、qmLs、qmVs

注:下标 t、b 分别表示塔顶、塔底参数。 ① 计算过程包括: 假设塔顶温度 Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度 Tt=316.13K

塔顶压力 Pt=1620+101.3=1721.3KPa

代入公式 ln pi0 ? Ai ?

Bi T ? Ci

计算并换算得:

PAo=1726.955KPa ; PBo=1444.432KPa 又 Ki ?
?? ?
0 P i P

得:KA=1.003 ; KB=0.839

KA =1.1956 KB
2

设α

=1.1888

α =(α 1+α 2)/2 =1.1922 ②计算过程包括: 泡点进料:q=1


R min ?

q 线:x=xf ?x y? 1 ? (? ? 1) x

代入数据,解得 xe=0.65;ye=0.6889
xD ? ye =7.489 ye ? xe

R=1.6Rmin=11.983 ③为逐板计算过程:

y1=xD=0.98



xn ?

yn ? ? (? ? 1) yn
x R xn ? D R ?1 R ?1

y n ?1 ?

直至 xi< xf

理论进料位置:第 i 块板

进入提馏段:



xn ?

yn ? ? (? ? 1) yn
R ? 1.5238 0.5238 qnL ? qqnF qnW xn ? xw xn ? xW = R ?1 R ?1 qnL ? qqnF ? qnW qnL ? qqnF ? qnW

yn?1 ?

直至 xn< xW

计算结束。理论板数:Nt=n(含釜)

(具体程序见附件一) 迭代结果: 进料板 Nf=[i/0.6]+1=52, 实际板数 Np=[(Nt-1)/0.6]+1=112 则塔底压力 Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 1772.9KPa 同①可算得: 塔底温度 Tb=325.52K α
2

=1.1888 符合假设

所以假设成立,上述计算结果均为正确结果。 塔内气、液相流量: 精馏段:

qmLs=R·qmDs=6.4275kg/s
提馏段 :

qmVs=(R+1)·qmDs=6.9639kg/s

q mLs=qmLs+qmFs=7.2578kg/s

,

q mVs= qmVs =6.9639kg/s

,

第四节 精馏塔工艺设计 1. 物性数据

常压 43℃下,丙稀的物性数据: 气相密度:ρ 液相密度:ρ
V

=28kg/ m3 =470kg/ m3

L

液相表面张力:σ =4.5mN/m 2. 初估塔径

气相流量:qmVs=6.9639kg/s 液相流量:qmLs=6.4275kg/s 两相流动参数: FLV ?
qVL s qVV s

qVVs=qmVs/ρ v=0.2487m3/s qVLs=qmLs/ρ L=0.01368 m3/s
? L qmLs ? ? V qmVs ?V ? L =0.2253

初选塔板间距 HT=0.45m,查《化工原理》 (下册)P107 筛板塔泛 点关联图,得:C20=0.061
0.2

?? ? 所以,气体负荷因子: C ? C20 ? ? =0.04526 ? 20 ? ? L ? ?V 液泛气速: u f ? C =0.1798m/s ?V
取泛点率 0.7 操作气速:u = 泛点率 ×uf=0.1259 m/s 气体流道截面积: A ?
qVVs =1.9754 m2 u

选取单流型弓形降液管塔板,取 Ad / AT=0.15; 则 A / AT=1- Ad / AT =0.85 截面积: AT=A/0.85=2.324 m2 4 AT D? 塔径: =1.72m

?

圆整后,取 D=1.8m 符合化工原理书 P108 表 6.10.1 及 P110 表 6.10.2 的经验关联 实际面积: AT ?
?
4 D 2=2.5447 m2

降液管截面积:Ad=AT×0.15= 0.3817 m2 气体流道截面积:A=AT-Ad=2.1630 m2 实际操作气速: u ?
qVVs = 0.1150 m/s A

实际泛点率:u / uf =0.6394 3. 塔高的估算

Np=112 有效高度:Z= HT ×Np=50.4m 釜液高度(略) ,进料处两板间距增大为 0.7m 设置 8 个人孔,每个人孔 0.8m 裙座取 5m,塔顶空间高度 1.5m,釜液上方气液分离高度取 1.5m. 设釜液停留时间为 30min 釜液高度:Δ Z ? 30? 60 ?
4q

?

?D L

mWs 2

=0.44m 取其为 0.5m

所以,总塔高 h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=59.6m

第五节 溢流装置的设计 1. 降液管(弓形)

由上述计算可得:降液管截面积:Ad=AT×0.15= 0.3817 m2 由 Ad/AT=0.15,查《化工原理》 (下册)P113 的图 6.10.24 可得: lw/D=0.82 所以,堰长 lw=0.82D=1.476m 2. 溢流堰
2/3

取 E 近似为 1

? qVLh 则堰上液头高: how ? 2.84 ? 10 E ? ? l ? W 取堰高 hw=0.04m,底隙 hb=0.045m
?3

? ? ? =0.029428m ?

液体流经底隙的流速:ub ?

qVLs =0.206m/s l w hb

ub<0.5m/s

符合要求

第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取 取塔板厚度б =3mm 进出口安全宽度 bs=bs’=80mm 边缘区宽度 bc=50mm 由 Ad/AT=0.15,查《化工原理》 (下册)P113 的图 6.10.24 可得: bd/D=0.21 所以降液管宽度:bd =0.21D=0.378m
D ? (bd ? bs ) =8.542m 2 D r= ? bc =0.85m 2 x?
2 2 2 ?1 有效传质面积: Aa ? 2( x r ? x ? r sin ) = 1.4320 m2

x r

取筛孔直径:do=7mm,取孔中心距:t=3.6do= 0.0252m 开孔率:? ? Ao Aa=
?d ? 0.907 ? 0 ? ? t ?
2

=0.07

筛孔面积: AO ? ?Aa = 0.1002 m2 筛孔气速: u o ? 筛孔个数: n ? ?
qVVs =2.4817m/s Ao
d 02

A0

=2604

4

第七节 塔板流动性能校核 1. 液沫夹带量校核
3.2

Hf=2.5(hw+how)=0.1736m
? 5.7 ?10?3 ? u ? ? 质量夹带率 ev :ev ? ? ? H ? H ? =0.000076kg 液/kg 气 f ? ? T

ev<0.1 kg 液/kg 气 2. 塔板阻力 hf 的核对

故符合要求

hf= ho+hl+hσ
又 б =3mm,do=7mm,故 do/б =2.33 查《化工原理》 (下册)P118 图 6.10.30 得:Co=0.74 2 1 ?V ? u 0 ? ? ? 则 h0 ? ? = 0.06837m 液柱 2g ? L ? ? C0 ? 又

ua ?

qVVs ? 0.1396 m/ s AT ? 2 Ad

气体动能因子

Fa ? ua ? v0.5=0.7388

查《化工原理》 (下册)P118 图 6.10.31 得: 塔板上液层充气系数:β =0.7

hL ? ? ?hW ? hOW ? ? 0.0486 m液柱
4 ?10?3? h? ? = 0.000558 m 液柱 ? L g ? d0

hf= ho+hl+hσ =0.117 m 液柱
3. 降液管液泛校核 Hd ? hW ? hOW ? ? ? hf ? hd 式中 则
? qVLs u hd ? ? ? 0.153? ?l h 2g ? W b
2 d 2

可取Δ =0
? ?8 ? qVLs ? ? ? 1.18 ? 10 ? ?l h ? ? W b ? ? ? =0.00649 m 液柱 ?
2

Hd ? hW ? hOW ? ? ? hf ? hd =0.1934 m 液柱

取降液管中泡沫层相对密度:Φ =0.5 则 Hd’=
Hd =0.3869 m 液柱 ?

HT ? hW ? 0.49 ? Hd '
4.

所以不会发生液泛

液体在降液管中的停留时间

??

Ad ? H T =12.56s>5s qVLs

满足要求

5.

严重漏液校核

? ? 0.0056? 0.13?hW ? hOW ? ? h? =0.0141m h0
k? ho ? 2.2046 ? 1.5 ~ 2.0 ho'
uo ? =1.1257m/s k

满足稳定性要求

uo ' ?

第八节 负荷性能图 1. 过量液沫夹带线

规定:ev = 0.1( kg 液体 / kg 气体) 为限制条件 得:qVVh ? 8.81? 103 A?
1 3.2 2 ? ? ?3 qVLh ) 3? ? H T ? 2.5hW ? 7.1 ? 10 ( lW ? ?

= 10671-167qVLh 由上述关系可作得线① 2.
how

2/3

液相上限线
?3

? qVLh ? 2.84 ? 10 E ? ? l ? W

? ? ? ?

2/3

? 0.006

整理出:qVLh=3.07lw=4.034—— 与y轴平行 由上述关系可作得线② 3. 严重漏液线

? ? 0.0056? 0.13?hW ? hOW ? ? h? h0
将下式分别代入
? ? C0 2 g u0 q / 3600 ?L ? ? VVh h0 ?V AO

近似取 Co 为前面计算的值

? qVLh ? how ? 2.84 ? 10 E ? ? l ? ? ? W ? 2/3 得:qVVh =a(b+cqVLh )1/2
?3
4 其中:a= 1.594 ? 10 AoCo

2/3

?L =4843.3 ?V

b=0.0056+0.13hw-hσ =0.01024
? 1 c= 3.69 ? 10 ? ?l ? W
?4

? ? ? ?

2/3

=0.000285
2/3

得:qVVh =4843.3(0.01024+0.000285qVLh )1/2
由上述关系可作得线③ 4. 令? ? 液相上限线
Ad ? H T =5s qVLs

qVLh ? 720H T Ad =90.693 得:
由上述关系可作得线④ 5. 令 将 浆液管液泛线

Hd’=HT+hW ?

Hd ?

H d ? hW ? hOW ? ? ? h f ? hd

Δ =0

以及 how 与 qVLh , hd 与 qVLh ,hf 与 qVVh , qVLh 的关系全部代入
2 2 2/3 前式整理得:a' qVVh ? b'?c' qVLh ? d ' qVLh

式中:a’= 3.934? 10?9

?V -9 /( AoCo) 2 =42.6181×10 ?L

b’= ?H T ? (? ? ? ? 1)hw ? h? =0.177 c’= 1.18?10?8 /(lw ? hb) 2 =267.4757×10-8 d’= 2.84?10?3 (1 ? ? ) /(lw2 / 3 ) =0.003724 得:
2 2 2/3 42.6 ?10?9 qVVh ? 0.177? 267.5 ?10?8 qVLh ? 0.003724 qVLh

上述关系可作得降液管液泛线⑤ 上五条线联合构成负荷性能图 作点为:qVLh =49.23m3/s

qVVh =895.36 m3/s
负荷性能图:

可见,线①的位置偏上,所以它对操作的影响很小。

放大后的负荷性能图:

设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下, 操作弹性:qVVhmax / qVVhmin≈2.73 所以基本满足要求 (程序见附件二)

第四章 再沸器的设计
一 设计任务与设计条件

1.选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力:1.7213MPa 压力降:Np×hf=112×0.117×0.47×9.8×10-3=0.0604MPa 塔底压力=1.7213+0.0604=1.7817MPa 2.再沸器壳程与管程的设计 壳程 温度(℃) 压力(MPa 绝压)
,

管程 52.5 1.7817

100 0.1013

蒸发量:Db= q mVs =6.9639kg/s 3. 1) 物性数据 壳程凝液在温度(100℃)下的物性数据:

潜热:rc=2257kj/kg 热导率:λ c =0.683w/(m*K) 粘度:μ c =0.283mPa*s 密度:ρ c =958.4kg/m3 2) 管程流体在(52.5℃ 1.7817MPa)下的物性数据:

潜热:rb=278.182kj/kg 液相热导率:λ b =81.54mw/(m*K) 液相粘度:μ b =0.071mPa*s 液相密度:ρ b =441.3kg/m3 液相定比压热容:Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面张力:σ b=0.00377N/m

气相粘度:μ v =0.071mPa*s 气相密度:ρ v =441.3kg/m3 蒸气压曲线斜率(Δ t/Δ P)=0.0000266 m2 K/kg
二 估算设备尺寸

热流量: QR ? Vb? b ? Vc? c = 1937235.522w 传热温差: ?tm ? T ? tb =100-52.5=47.5K 假设传热系数:K=850W/( m2 K) 估算传热面积 Ap ?
QR =47.98 m2 K ? ?t m
Ap

拟用传热管规格为:Ф 38×2.5mm,管长 L=3000mm 则传热管数:
NT ?

?d 0 L

=134

若将传热管按正三角形排列,按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得:b=13.552 管心距:t=0.048m 则 壳径: DS ? t (b ?1) ? (2 ~ 3)d0 =0.7165m 取 D= L/D=

取 管程进口直径:Di=0.25m 管程出口直径:Do=0.3m 三 传热系数的校核 1.显热段传热系数 K 假设传热管出口汽化率 Xe=0.19 则循环气量:Wt ?
Db =36.6522kg/s xe

1) 计算显热段管内传热膜系数α i 传热管内质量流速:G ?
Wt s0

di=38-2×2.5=33mm
d i2 N T =0.118 4 W 2 G ? t = 310.687kg/( m ? s) s0 dG 雷诺数: Re ? i = 144403.9 s0 ?

?

?b
?b

Pr ? 普朗特数:

CPb ?b

=2.69058
?
di

? i ? 0.023 i Re0.8 Pr n = 1132.89w/( m2 K) 显热段传热管内表面系数:

2) 壳程冷凝传热膜系数计算α o 蒸气冷凝的质量流量: m ?
Q = 0.8583kg/s rc

M? 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量:

Re ?

4M

m =0.06kg/(m? s) ?d 0 NT

?

= 848.402122
1/ 3

管外冷凝表面传热系数:

? ?2 ? ? ? ? 1.88 R / ? ? ? 2 g ?3 ? ? ?
?1 / 3 o eo

= 6547.988173w/ (m2 K)

3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧:Ri=0.000176 m2? K/w 冷凝侧:Ro=0.00021 m2? K/w 管壁热阻:Rw=b/λ w= 0.00005 m2? K/w 4)显热段传热系数 dm=(di+do)/2= 0.0355m
K? 1 2 d0 d0 d0 1 = 611.4898w/( m ? K) ? Ri ? Rw ? RO ? ? i di di dm ?0

2. 蒸发段传热系数 KE 计算 传热管内釜液的质量流量:Gh=3600 qmws = 1118474.245kg/( m2? h)

Lockhut-martinel 参数:

X tt ?

??1? x? x? ?? v
0.9

? b? ?? b ? v?
0.5

0.1

=1.1838

则 1/Xtt=0.85 查设计书 P96 图 3-29 得:α E=0.2 在 Xe=0.19 X=3Xe=0.057 的情况下

1/

X tt ?

?x ?1? x?? ?? b
0.9

? v? ?? v ? b?
0.5

0.1

=0.2493

再查图 3-29,α ’=1 2)泡核沸腾压抑因数:α =(α E+α ’)/2=0.6 泡核沸腾表面传热系数:

? Qd i ? ? ? ? 0 . 225 ? P ? ?A r ? ? d ? P b b?
b i 0.68 r nb

0.69

? ? b ? ? Pd i ? ? ?1? ? ?? ? ? ? ? ? ? v ?

0.33

0.31

=8104.605 w/( m2? K)

? i ? 0.023 ? b
i

3)单独存在为基准的对流表面传热系数 :

? ?1? x?? d Re

0.8

P

0.4 r

= 1080.925w/( m2? K)

沸腾表面传热系数:KE 对流沸腾因子
? 3.5 1 F: tp

?

X tt ?

0.5

= 1.7475227

两相对流表面传热系数:

?
o

tp

? F tp? i = 1888.94 w/( m2? K)

2 ?V ? ?tP ? a? nb = 6751.7 w/( m ? K) 沸腾传热膜系数:

K

E

? ? 1 ? do ? ? ?? v d i

Rd d
i i

o

?

Rd d
w m

? Ro ?

1 ? ? ?o? ?

= 1266.69 w/( m2? K)

3.显热段及蒸发段长度

? ?t ? ? ? ?p ? ? LBC ? ?s ? = 0.00319 L ? ?t ? ?d i NT K L ?t m ? ? ?p ? ? ? C ?W ? ?s PwL L t
LBC = 0.00272L= 0.00957m LCD =L- LBC = 2.9904m 4.传热系数

K ? ?K L
C L

Bc

? K E LCD ? L = 1264.6 m
C m

2

K ?t 5.传热面积裕度:H ? ?A ? A ? A
P C

实际需要传热面积: AC ? Q

= 32.25 m2 = 0.4878>0.15~0.2

C

所以,传热面积裕度合适,满足要求 四 循环流量校核 1.循环系统推动力: 1)当 X=Xe/3= 0.063333333 时

X tt ?

??1? x? x? ?? v
0.9
_

两相流的液相分率: RL ?

X 2 ?X tt ? 21X tt ?1?
tt

? b? ?? b ? v? =3.6264
0.5 0.1
0.5

= 0.3816

两相流平均密度: 2)当 X=Xe=0.19

? tp ? ? ?1 ? R ?? ? R
v L b

L

= 186.96kg/m3

X tt ' ?

??1? x? x? ?? v
0.9

? b? ?? b ? v?
0.5
tt

0.1

= 1.1838
0.5

两相流的液相分率: RL ' ?
_

X 2 ?X tt ? 21X tt ?1?
v L b

= 0.2267

两相流平均密度:

? tp ' ? ? ?1 ? R ? ? ? R

L

= 123.26kg/m3

根据课程设计表 3-19 得:L=1.02m,

? 则循环系统的推动力: ? PD ? ? LCD ? ? ? b ? ? tp ? ? l ? tp? g = 6228.48pa ? ? ? ? ? ?

?

?

_

?

?

2.循环阻力⊿Pf: ①管程进出口阻力△P1 进口管内质量流速:G ?
Wi 2 2 = 747.05kg/(m ·s) 0.785Di DG 釜液进口管内流动雷诺数: Re ? i = 2630462

?b

进口管内流体流动摩擦系数:
?i ? 0.01227?
0.7543 = 0.0150 Re0i.38

进口管长度与局部阻力当量长度:
L? ( Di / 0.0254 )2 =29.30m 0.3426 ( Di / 0.254? 0.1914 )

管程进出口阻力: Li G 2 ?P1 ? ?i =1112.343Pa Di 2 ? b ② 传热管显热段阻力△P2
G? Wi =310.687kg/(m2·s) 0.785d i2 NT DG Re ? i =144404

? ? 0.01227?

0.7543 =0.0205 Re0.38 L G2 = 0.6512Pa ?P2 ? ? BC ? d i 2 ?b

?b

③ 传热管蒸发段阻力△P3 a. 气相流动阻力△Pv3
2 GV ? xG =39.3537kg/(m ·s)

ReV ?

d i GV

?V

=18291.167
0.7543 =0.030 Re0V.38

?V ? 0.01227?

?P V 3 ? ?V

2 LCD GV ? =71.06Pa di 2 ?V

b. 液相流动阻力△PL3 GL=G-Gv=271.33 kg/(m2·s)
Re L ? d i GL

?L ? 0.01227?

0.7543 = 0.0210 Re0L.38 L G2 ?PL3 ? ?L CD ? L = 158.464Pa d i 2 ?b
1/4 1/4 4 ?P3 ? (?PV ? ?PL ) = 1732.2382Pa 3 3

?b

= 126112

④管内动能变化产生阻力△P4 动量变化引起的阻力系数:`
M? (1 ? xe ) 2 ?b xe ? ? 1 = 2.58 RL ?V (1 ? RL )
2

?P4 ? G 2 M / ?b = 564.423’

⑤管程出口段阻力△P5 a. 气相流动阻力△Pv5
G?

? Do 4

W

t 2

= 518.786kg/(m2·s)

GV ? xG = 98.569kg/(m2·s)

管程出口长度与局部阻力的当量长度之和:

ReV ?

L ' ? 0.3426? D dG
?V
i V

?Do

0.0254?

2

o

0.0254? 0.1914?

= 35.0425m

= 3333797.217

?V ? 0.01227?

0.7543 = 0.014775112 Re0V.38 2 L GV = 279.4712 ?P ? ? ? V5 V d i 2 ?V

b.

液相流动阻力△PL5

GL ? G ? GV =212.118 kg/(m2·s)

Re L ?

d i GL

?b

= 896273

?L ? 0.01227?

0.7543 = 0.0164 Re0L.38 2 L GL = 97.6351Pa ?PL5 ? ?L ? d i 2 ?b

1/4 1/4 4 ?P5 ? (?PV ? ?PL ) = 2735.64Pa 5 5

所以循环阻力:△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5 = 6145.292 又因△PD=6228.4845Pa 所以 ? PD ? P f =1.0135
?PD ? ?Pf ?PD ? 0.013 , 在0.01 ~ 0.05范围内

第五章 辅助设备设计
一 辅助容器的设计

容器填充系数取:k=0.7 1.进料罐(常温贮料) 20℃丙稀 ρ 丙烷 ρ
L1

=526kg/m3 =500kg/m3

L2

压力取 1.818MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% 则 ? L ? 63.93 100 ? 63.93 =516.3 kg/m3
526 ? 500 100

Wf=63.93%

进料质量流量:qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 取 停留时间:x 为 4 天,即 x=96h 进料罐容积: V?
qmfh x

?Lk

? 793.978m

3

圆整后 取 V=794 m3 2.回流罐(43℃) 质量流量 qmLh=3600R·qmDs =23139kg/h 设凝液在回流罐中停留时间为 0.25h,填充系数υ =0.7 则回流罐的容积 V ? 取 V=18 m3 3.塔顶产品罐 质量流量 qmDh=3600qmDs =1931.04 kg/h; 产品在产品罐中停留时间为 72h,填充系数υ =0.7 则产品罐的容积 V ? 取 V=4226m3
qmDh x q mLh x

? L1k

? 17.39 m3

? L1k

? 4225.98m3

4.

釜液罐

取停留时间为 5 天,即 x=120h 质量流量 qmWh=3600qmWs =1058.04 kg/h 则釜液罐的容积 V ? 取 V=405m3
q mWh x

? L2 k

?404.86 m3

二 传热设备 1.进料预热器 用 90℃水为热源,出口约为 70℃走壳程 料液由 20℃加热至 45℃,走管程传热温差:
?t m ? ?t1 ? ?t 2 (90 ? 45) ? (70 ? 20) ? ? 47.45 K ?t1 90 ? 45 ln ln ?t 2 70 ? 20

管程液体流率:qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液体焓变:Δ H=401kj/kg 传热速率:Q= qmfsΔ H=2989.08×401/3600=332.99kw 壳程水焓变:Δ H’=125.6kj/kg 壳程水流率:q=9050kg/h 假设传热系数:K=650w/(m2?K) 则传热面积: A? 圆整后取 A=12m2 2.塔顶冷凝器 拟用 10℃水为冷却剂,出口温度为 30℃。走壳程。
Q K ? ?tm ? 10.80m 2

管程温度为 43℃
?t m ? ?t1 ? ?t 2 (43 ? 10 ) ? (43 ? 30 ) ? ? 21 .47 K ?t1 43 ? 10 ln ln ?t 2 43 ? 30

管程流率:qmVs=6.9639kg/s 取潜热 r=302.54kj/kg 传热速率:Q= qmVs?r=2106.86kw 壳程取焓变:Δ H=125.5kj/kg 则壳程流率:qc=Q/Δ H=60435.82kg/h 假设传热系数:K=650 w/(m2?K) 则传热面积: A?
Q K ? ?tm ? 151.04m 2

圆整后 取 A=152m2 3.塔顶产品冷却器 拟用 10℃水为冷却剂,出口温度为 20℃。走壳程。 管程温度由 43℃降至 25℃

?t m ?

?t1 ? ?t 2 (43 ? 10 ) ? (25 ? 20) ? ? 14.8 K ?t1 43 ? 10 ln ln ?t 2 25 ? 20

管程流率:qmDs = 0.5364kg/s ; 取潜热:r=280kj/kg 则传热速率:Q= qmDs?r=150.192kw 壳程焓变:Δ H=84.0kj/kg 则壳程流率:qc=Q/Δ H=6437.14kg/h 假设传热系数:K=650 w/(m2?K) 则传热面积 A ?
Q K ? ?tm ? 15.61m 2

圆整后 取 A=16 m2 4.釜液冷却器 拟用 10℃水为冷却剂,出口温度为 20℃。走壳程。 管程温度由 52.5℃降到 25℃
?t m ? ?t1 ? ?t 2 (52 .5 ? 10 ) ? (25 ? 20 ) ? ? 17 .52 K ?t1 52 .5 ? 10 ln ln ?t 2 25 ? 20

管程流率:qmWs=0.2939kg/s 丙烷液体焓变:Δ H =282kj/kg 传热速率:Q= qmVs?Δ H =82.88kw 壳程取焓变:Δ H’=84.0kj/kg 则壳程流率:qc=Q/Δ H=3552kg/h 假设传热系数:K=650 w/(m2?K) 则传热面积: A?
Q K ? ?tm ? 7.28m 2

圆整后 取 A=8 m2

三 泵的设计 1.进料泵(两台,一用一备) 取液体流速:u=0.5m/s 液体密度: ? L ? 516.3 kg/ m3

qVfs = qmfs / ? L =0.0016 m3/s
d? 4qVfs

?u

? 0.064m

取 d=65mm 液体粘度 ? ? 0.068mPa? s

取ε =0.2 相对粗糙度:ε /d=0.003
Re ? du?

?

? 2.47 ? 105

查得:λ =0.025 取管路长度:l=100m 取 90 度弯管 4 个,截止阀一个,文氏管流量计 1 个

? hf ? (?

1 ? ? le d

? ?? )

u 2 ?pc ? ? 2.535m 2 g ?g

取 ?Z ? 50 m 则 He ? ?Z ?
?pf u 2 ? ? ? hf ? 53.7m ?g 2 g

qVLh = ? d 2 u ? 3600 ? 5.97m3/h
4

选取泵的型号:AY

扬程:30~65m

流量:2.5~60m3 /s

2.回流泵(两台,一开一用) 取液体流速:u=0.5m/s 液体密度: ? L ? 470 kg/ m3

qVLs = qmLs / ? L =0.0137 m3/s
d? 4qVLs ? 0.187m ?u

液体粘度 ? ? 0.066m Pa? s 取ε =0.2 相对粗糙度:ε /d=0.00107
Re ? du?

?

? 6.62 ? 105

查得:λ =0.02 取管路长度:l=100m 取 90 度弯管 4 个,截止阀一个,文氏管流量计 1 个

? hf ? (?

1 ? ? le d

? ?? )

u 2 ?pc ? ? 2.43m 2 g ?g

取 ?Z ? 100 m 则 He ? ?Z ?
4

?pf u 2 ? ? ? hf ? 103.71m ?g 2 g

qVLh = ? d 2 u ? 3600 ? 49.44m3/h
选取泵的型号:DSJH 扬程:38~280m 流量:95~1740m3 /s

3.釜液泵(两台,一开一用) 取液体流速:u=0.4m/s 液体密度: ? L ? 442 kg/ m3

qVWs = qmWs / ? L =0.00089m/s
d? 4qVWs ? 0.046m ?u

液体粘度 ? ? 0.0091 mPa? s 取ε =0.2 相对粗糙度:ε /d=0.0045
Re ? du?

?

? 8.93? 105

查得:λ =0.04 取管路长度:l=40m 取 90 度弯管 4 个,截止阀一个,文氏管流量计 1 个

? hf ? (?

1 ? ? le d

? ?? )

u 2 ?pc ? ? 2.51m 2 g ?g

取 ? Z ? ?6 m
?pf u 2 则 He ? ?Z ? ? ? ? hf ? ?3.49m ?g 2 g

qVLh = ? d 2 u ? 3600 ? 2.393m3/h
4

该处泵扬程为负值,正常工作时不使用,但非正常工作或停止工 作时,需要使用。 选取泵的型号:GI 扬程:10~1510m 流量:0.1~90m3 /s

第六章 管路设计

进料管线取料液流速:u=0.5m/s 则 d ? 4qVfs ? 0.064m
?u

取管子规格Ф 68×5。其它各处管线类似求得如下: 名称 进料管 顶蒸气管 顶产品管 回流管 釜液流出管 仪表接管 塔底蒸气回流管 管内液体流速(m/s) 0.5 15 0.5 0.5 0.5 / 15 管线规格(mm) Ф 70×3 Ф 325×10 Ф 60×3 Ф 180×3 Ф 32×4.5 Ф 25×2.5 Ф 159×4

第七章 控制方案

精馏塔的控制方案要求从质量指标、 产品产量和能量消耗三个方 面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上 的困难,难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温 度。 将本设计的控制方案列于下表 序号 1 2 3 4 5 6 位置 FIC-01 FIC-02 PIC-01 HIC-02 HIC-01 TIC-01 用途 进料流量控制 回流定量控制 塔压控制 回流罐液面控制 釜液面控制 釜温控制 控制参数 0~3000kg/h 0~1500kg/h 0~2MPa 0~1m 0~3m 40~60℃ 介质物性ρ L(kg/m3) 丙烷、丙稀 ρ L=516.3 丙稀 丙稀 丙稀 丙烷 丙烷 ρ L=469.8 ρ V=28 ρ L=470 ρ L=442 ρ L=442

总结

在写这篇总结的时候我有了一种如释重负的感觉,说实话,两周 的设计,其过程是痛苦和充满曲折的,在进行各种计算以及参数选择 的时候,常会进入死胡同,看似无法解决,总会有一种濒临崩溃的感 觉,但没有选择,只能硬着头皮做下去。问题是总会解决的,只要你 付出努力,当你的迷茫达到一定的时候,就必然会看到一丝曙光。然 后你可以沿着光的方向向前一步步艰难的迈进。也许每天,你的设计 只会有一丝的进展,甚至你会发现某一天的努力都是徒劳的,因为你 选择了一个错误的方向。面对这种情况,开始我自然是很困扰的,但 后来我发现,即使缓慢,即使是错误,那些付出依然是有价值的。试 了,错了,然后才会知道这样是错的,因此对于设计的每一步,我的 映象都十分的深刻。 我可以自信的说,化原考试的话,我可以考到 A,甚至 A+。然 而,到了真正做设计的时候,才发现自己真的知之甚少,有时候甚至 觉得无从下手。当设计终于做完的时候,我可以肯定,其中必定充满 了很多很多的错误,但我完全可以坦然面对这些错误,因为进步正是 在错了再改,一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计,我深刻 的体会到:从书本上的理论知识到真正的生产实践,期间的距离真是 差了很远。现在我们是作设计,已经觉得很困难,到了下工厂操作的 时候,必然又会遇上新的问题。但我们从来就是不惧怕困难的,在不 断的征服困难的过程中,我们才能也必然会掌握这门技术。 这次课程设计完成后, 我发现我对于化工原理知识的了解上升到 了一个新的层面,对于设计过程中的每一步,我都能说出它的原理和

具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外,在 做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识, 例如 C 语言, EXCEL, MATLAB,AUTO-CAD 等。总之,通过这次课程设计,丰富了我各 个方面的知识,我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的 错误与不足之处,使我能不断提高进步。

姓名:陈晓霞 班级: 化机 0104 班 学号:200142044 指导教师:贺高红 韩志忠 附件一 C 程序 1

#include <conio.h> #include <stdio.h> #include <math.h> int i,j,n,N,Nf; double

/* 此头函数请不要删除 */

T,pa,fn,fnd,x0,m,s,a,xe,ye,xd,xw,R,Rmin,pb,a1,a2,qmd,qmw,qmf,aa,dl,dv ,Flv,Ht,Hf; static double p[2]={1,1}; static double K[2]={1,1}; static double X[200]; static double Y[200]; static double qml[2]; static double qmv[2]; static double A[2]={15.7027,15.7260}; static double B[2]={1807.53,1872.46}; static double C[2]={-26.15,-25.16};

void pi(int i,double T) { p[i]=exp(A[i]-B[i]/(T+C[i]))*101.3/760; } void Ki(int i,double pa)

{ K[i]=p[i]/pa; } void sumy(double x0) { s=K[0]*x0+K[1]*(1-x0); } void test(double T,double pa,double x0) {fn=0;fnd=1; do{ T=T-fn/fnd;

for(i=0;i<2;i++) {pi(i,T); Ki(i,pa);} sumy(x0); fn=s-1;

fnd=(101.3/760)*(x0*B[0]*exp(A[0]-B[0]/(T+C[0]))/(pa*(T+C[0])*(T+ C[0]))+(1-x0)*B[1]*exp(A[1]-B[1]/(T+C[1]))/(pa*(T+C[1])*(T+C[1]))); } while(fabs(s-1)>0.001);

printf("T=%f ",T); printf("pa=%f ",pa); for(i=0;i<2;i++) {printf("p=%f ",p[i]); printf("K=%f\n",K[i]);} a=K[0]/K[1]; printf("a=%f ",a);

}

main() {double f,c,c20,uf,u,A,At,Ad,b,Dc,D,hb,hw,lw,how,bs,bc,bd,Aa,x,r,fi,d0,Ao,uo,uo 1,t,ev,co,g,ho,hl,be,ua,Fa,hs,hf,FI,hd,Hd,Hd1,to,ho1,k,d; test(316,1721.3,0.98); a1=a; do{ a2=a; a=(a1+a2)/2; xd=0.98;xw=0.02;qmd=0.5364;qmw=0.2939;qmf=0.8303;dl=470;dv=28, Ht=0.45;

xe=0.65;ye=a*xe/(1+(a-1)*xe); Rmin=(xd-ye)/(ye-xe); R=Rmin*1.6; Y[0]=xd; for(j=0;;j++) { X[j]=Y[j]/(a+(1-a)*Y[j]); Y[j+1]=R*X[j]/(R+1)+xd/(R+1); if(X[j]<0.65) {Nf=(int)(j/0.6)+1;break;} } for(;;j++) { X[j]=Y[j]/(a+(1-a)*Y[j]); Y[j+1]=(R+1.5238)*X[j]/(R+1)-0.5238*xw/(R+1); if(X[j]<0.02) break; } pb=1721.3+0.461*(int)((j-1)/0.6); aa=a; test(324,pb,0.02); } while(fabs(a-a2)>0.0001); a=aa;

if((10*(j-1))%6!=0) N=(int)((j-1)/0.6)+1; else N=10*(j-1)/6; qml[0]=R*qmd; qmv[0]=(R+1)*qmd; qml[1]=qml[0]+qmf; qmv[1]=qmv[0]; printf("a=%f ",a); printf("R=%f ",R); printf("Nf=%d ",Nf); printf("N=%d\n",N); for(i=0;i<2;i++) {printf("qml=%f ",qml[i]); printf("qmv=%f ",qmv[i]); printf("\n"); } Flv=(qml[0]/qmv[0])*sqrt(dv/dl); printf("Flv=%f\n",Flv);

f=4.5;c20=0.061;b=0.15; c=c20*pow((f/20),0.2); uf=c*sqrt((dl-dv)/dv); u=uf*0.7;

A=qmv[0]/(dv*u); At=A/(1-b); Dc=sqrt(4*At/3.14159);

printf("c=%f ",c); printf("uf=%f ",uf); printf("Dc=%f\n",Dc);

D=1.8; At=0.25*3.14159*D*D; A=(1-b)*At; Ad=At-A; u=qmv[0]/(A*dv); m=u/uf; b=Ad/At;

printf("At=%f ",At); printf("A=%f ",A); printf("Ad=%f ",Ad); printf("u=%f ",u); printf("m=%f ",m); printf("b=%f\n",b);

bs=0.080;bc=0.050;d0=0.007; bd=0.21*D; r=D/2-bc; x=D/2-(bd+bs); Aa=2*(x*sqrt(r*r-x*x)+r*r*asin(x/r)); t=3.6*d0; fi=0.907*pow(d0/t,2); Ao=Aa*fi; uo=qmv[0]/(dv*Ao); n=(int)(4*Ao/(3.14159*d0*d0));

printf("bs=%f ",bs); printf("bc=%f ",bc); printf("d0=%f ",d0); printf("bd=%f ",bd); printf("Aa=%f ",Aa); printf("t=%f ",t); printf("fi=%f ",fi); printf("Ao=%f ",Ao); printf("uo=%f ",uo); printf("n=%d\n",n);

d=0.003; hb=0.045; hw=0.040; lw=0.82*D; how=0.00284*pow(3600*qml[0]/(dl*lw),0.666667); printf("d=%f ",d); printf("hb=%f ",hb); printf("hw=%f ",hw); printf("lw=%f ",lw); printf("how=%f\n",how);

printf("开始校核\n"); Hf=2.5*(hw+how); ev=0.0057/f*pow(u/(Ht-Hf),3.2); printf("ev=%f\n",ev);

co=0.74;g=9.8;be=0.7; ho=dv*(uo/co)*(uo/co)/(g*dl); ua=qmv[0]/(dv*(At-2*Ad)); Fa=ua*pow(dv,0.5); hl=be*(hw+how);

hs=0.004*f/(dl*g*d0); hf=ho+hl+hs; printf("co=%f ",co); printf("ho=%f ",ho); printf("Fa=%f ",Fa); printf("be=%f ",be); printf("hl=%f ",hl); printf("hs=%f ",hs); printf("hf=%f\n",hf);

FI=0.5; hd=0.153*(qml[0]/(dl*lw*hb))*(qml[0]/(dl*lw*hb)); Hd=hw+how+hf+hd; Hd1=Hd/FI; printf("FI=%f ",FI); printf("hd=%f ",hd); printf("Hd=%f ",Hd); printf("Hd1=%f\n",Hd1);

to=Ad*Ht*dl/qml[0]; printf("to=%f\n",to);

ho1=0.0056+0.13*(hw+how)-hs; k=sqrt(ho/ho1); uo1=uo/k; printf("uo1=%f ",uo1); printf("k=%f\n",k);

getch(); }

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T=316.127157 pa=1721.300000 p=1726.954833 K=1.003285 p=1444.431702 K=0.839152 a=1.195595 K=1.184761 p=1765.924294 K=0.996566 a=1.188844 K=1.184759 p=1766.393825 K=0.996571 a=1.188835 a=1.192219 R=11.982698 Nf=52 N=112 qml=6.427519 qmv=6.963919 qml=7.257819 qmv=6.963919 Flv=0.225278 c=0.045265 uf=0.179845 Dc=1.720265 At=2.544688 A=2.162985 Ad=0.381703 u=0.114985 m=0.639358 b=0.150000 bs=0.080000 bc=0.050000 d0=0.007000 bd=0.378000 Aa=1.432020 t=0.025200 fi=0.0699 85 Ao=0.100219 uo=2.481671 n=2604 d=0.003000 hb=0.045000 hw=0.040000 lw=1.476000 how=0.029428 ┐? ╩╝╨ú║╦ ev=0.000076 co=0.740000 ho=0.068369 Fa=0.738826 be=0.700000 hl=0.048600 T=325.519029 pa=1772.471000 p=2099.950525 T=325.506221 pa=1772.010000 p=2099.408114

hs=0.000558 hf=0.117 527 FI=0.500000 hd=0.006486 Hd=0.193441 Hd1=0.386882 to=12.560091 uo1=1.125695 k=2.204567

附件二 matlab 程序 2

Lh=0:0.1:100; q=0:12000; Vh1=10671-167.*Lh.^(2/3); Lh2=4.034; Vh3=(240252+6677.*Lh.^(2/3)).^(1/2); Lh4=90.693; Vh5=(4153165-62.76.*Lh.^2-87387.*Lh.^(2/3)).^(1/2); Vh6=18.187.*Lh; Vh7=895.36;Lh7=49.23; plot(Lh,Vh1,Lh2,q,Lh,Vh3,Lh4,q,Lh,Vh5,Lh,Vh6); hold on plot(Lh7,Vh7,'o');

附录一 主要符号说明

符号 A Aa Ad Ao AT b

意义与单位 塔板上方气体通道截面积 m2 塔板上有效传质区面积 m2 降液管截面积 m2 板孔总截面积 m2 塔截面积 m2

符号 e ev Fa Nt Np

意义与单位 单位时间夹带的液沫量 kg/h 单位质量气体夹带的液沫质量 气体的动能因子 kg1/2/(s*m1/2) 理论塔板数 实际塔板数 筛孔个数

液体横过塔板流动时的平均宽 n 度 m

bc

塔板上边缘宽度 m

p

系统总压力 kPa 组分分压 kPa

bd bs b’s C C20

降液管宽度 m 塔板上入口安定区宽度 m 塔板上出口安定区宽度 m 计算液泛速度的负荷因子

-Δ pf Φ qnD qnF

塔板阻力降 N/ m2 热负荷 w(kw) 馏出液摩尔流量 kmol/h 进料摩尔流量 kmol/h 质量流量 kmol/h

液体表面张力 20mN/m 时的负 qm 荷因子

Co D do ET

孔流系数 塔径 m 筛孔直径 m 塔板效率 液流收缩系数

qnL qnv qnW qVLh

液相摩尔流量 kmol/h 气相摩尔流量 kmol/h 釜液摩尔流量 kmol/h 液相体积流量 m3 /h

qVLs

液相体积流量 m3 /s



克服液体表面张力的阻力 m

qVVh qVVs R r T t FLV f Hd H’d Hf HT hb hd hf

气相体积流量 m3 /h 气相体积流量 m3 /s 回流比 摩尔汽化潜热 kj/kmol 热力学温度 K 摄氏温度 ℃ 两相流动参数 汽化分数 气相摩尔焓 kj/kmol 降液管内清液层高度 m 降液管内泡沫层高度 m 塔板间距 m 降液管底隙 m

how hw K k lw M ρ σ τ Φ υ υ1 υ2

堰上方液头高度 m 堰高 m 相平衡常数 塔板的稳定性系数 堰长 m 摩尔质量 kg/kmol 密度 kg/m3 液体表面张力 mN/m 时间 s 降液管中泡沫层的相对密度 筛板的开孔率 馏出液中易挥发组分的回收率 釜液中难挥发组分的回收率 液沫夹带分数,筛孔中心距 m 设计或操作气速 m/s

液体流过降液管底隙的阻力 m ψ 塔板阻力(以清液层高度表示 u m)

ht

塔板上的液层阻力(以清液层 ua 高度表示 )m

通过有效传质区的气速 m/s

ho

干板阻力 (以清液层高度表 uf 示)m

液泛气速 m/s

h’o u’o

严重漏液时的干板阻力 m

uo

筛孔气速 m/s 进料的摩尔分数

严 重 漏 液时 相 应的 筛 孔 气速 zf

m/s x y Z 液相摩尔分数 气相摩尔分数 塔高 m α β 相对挥发度 塔板上液层的充气系数

下标
A.B c D e F h i j l ’ 组分名称 冷缺水 馏出液 平衡 进料 小时 组分名称 组分名称 液相 提馏段 min max n opt q R s V w ° 最小 最大 塔板序号 适宜 精。提馏段交点 再沸器 秒 气相 釜液 饱和

附录二 参考文献:

1.《化工单元过程及设备课程设计》 ,匡国柱、史启才主编,化学工 业出版社,2002 年。 2.《化学化工物性数据手册》刘光启,刘杰主编,化学化工出版社, 2002 年。 3.《化工物性算图手册》 ,刘光启、马连缃、刘杰主编,化学工业出 版社,2002 年。 4.《石油化工基础数据手册》 ,卢焕章,化学工业出版社,1982 年。 5.《石油化工基础数据手册》 , (续篇) ,马沛生,化学工业出版社, 1982 年。 6.《石油化工设计手册》 ,王松汉,化学工业出版书,2002 年。 7.《化工原理》 (下册)


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