苯-甲苯精馏式连续精馏塔的设计(共34页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上板式精馏塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率60(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于97(质量)。(3)残液中苯含量不得高于5(质量)。(4)生产能力： t/y苯产品，年开工320天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压)(2)进料热状态：泡点进料(3)回流比：R=1.5(4)单板压降压：0.7kPa 四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4)编制

2、设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制五、参考书目1谭天恩化工原理(第二版)下册北京：化学工业出版社，19982何潮洪，冯霄化工原理北京：科学出版社，20013柴诚敬，刘国维化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义，柴敬诚化工原理课程设计天津：天津大学出版社，2002目 录专心-专注-专业一、摘要本设计的题目是苯-甲苯精馏式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式。具体工艺参数如下：生产能力： t/y苯产品年工作日：320天原料组成： 60% 苯，40%甲苯（质量分率，下同）产

3、品组成： 馏出液97%苯， 釜液5%苯操作压力：塔顶压强为4.0kPa（表压强）进料温度：泡点进料状况：泡点回流比：R=1.5 二、基本内容苯与甲苯的分离是我们化工原理中很重要的分离。主要是通过以下几个方面来进行设计的：1.设计方案的确定；2.物料衡算；3.塔板数的确定；4.工艺条件及有关物性参数的计算；5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；6.塔板流体力学验算；7.塔板负荷性能图；本设计很清楚地介绍了筛板式精馏塔的设计过程，使我们对塔的设计有了一个大概的了解，对我们今后做其他类型的设计是很有帮助的！三、引言3.1 化工原理课程设计目的化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独

4、立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过化工原理课程设计，要求我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。3.2苯和甲苯分离原理首先，苯和甲苯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。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。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到泡点，其中的液态部分进入

5、到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态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冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。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，完成苯与甲苯的分离。四、具体计算过程4.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是，在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求，2.满足经济上的要求，3保证安全生产。以上三项原则在生

6、产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。4.2操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。4.2.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。4.2.2进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入

7、塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。4.2.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器，有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。4.3设计方案的选定及基础数据的搜集图1 板式精馏塔简图表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5-CH378.1192.1380.1110.6

8、288.5318.576833.44107.7表2 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，mN/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表3 组分的液相密度温度()8090100110120苯，kg/m3甲苯，kg/m3814809805801791791778780763768表4 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7

9、520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0表5 液体粘度温度()8090100110120苯（）甲苯（）0.3080.3110.2790.2860.2

10、550.2640.2330.2540.2150.2284.4 精馏塔的物料衡算4.4.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 4.4.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 4.4.3 物料衡算 馏出液中苯的含量 总物料衡算 ，苯物料衡算 解得 F269.545 kmol/h W=98.578 kmol/h式中 F原料液流量，D塔顶产品量，W塔底产品量4.5 塔板数的确定 4.5.1理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，相对挥发度=2.47，可采用逐板计算法求理论板数。 求最小回流比及操作回流比泡点进料 q=1，则：最小回流比为，取操作回流比为 求精馏塔的气、液

11、相负荷 ，求操作线方程 精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为： 求塔顶、塔底和进料温度根据常压下苯甲苯的气液平衡数据表，由线性内插法得：塔顶温度 ，塔底温度 ，进料温度 4.5.2 实际板数的求取 相平衡方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 泡点进料 q=1，xq=xF=0.639 = 0.974 0.938 同理可得 因为，第7块板上升的气相组成由提馏段操作线方程计算 xW=0.058因为 ，所以总理论板数为13块，第6块加料，精馏段需5块板。根据塔顶、塔底和进料温度，查表得：，则：，所以 精馏段实际板数提馏段实际板层数进料板在第12块板4.6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

12、 4.6.1 操作压力计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力 提馏段平均压力 4.6.2 操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算过程如下：泡点方程 苯一甲苯溶液可作为理想溶液，纯组分的蒸汽压为：苯 ，甲苯 式中P0的单位是kPa；温度t的单位是。根据塔顶、塔底和进料的压力，迭代得：塔顶温度 81.37进料板温度 95.3 塔底温度 =104.4精馏段平均温度 提馏段平均温度 4.6.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算， 进料板平均摩尔质量计算0.814， 0.639塔底平均摩尔质量

13、计算, 精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4.6.4 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度的计算：，查表3得：塔顶液相的质量分率 ，则：同理，进料板液相平均密度：塔底液相平均密度：精馏段液相平均密度：提馏段液相平均密度：4.6.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算： 塔顶液相平均表面张力的计算 ：，查表2得：，则：同理，进料板液相平均表面张力 ：塔底液相平均表面张力 ：精馏段液相平均表面张力：提馏段液相平均表面张力：4.6.6 液体平均粘度计算 液相平均粘

14、度依下式计算：塔顶液相平均粘度的计算： ，查表5得：，则：同理，进料板液相平均粘度：塔底液相平均粘度：精馏段液相平均粘度：提馏段液相平均粘度：4.7 气液负荷计算精馏段：， 提馏段：，4.8精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.8.1 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表6 板间距与塔径关系塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600精馏段：初选板间距，取板上液层高度故，查筛板塔的泛点关联图得

15、C20=0.071 物系表面张力为时，取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则：空塔气速为故提馏段：初选板间距，取板上液层高度故，查筛板塔的泛点关联图得 C20=0.067物系表面张力为时，取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则：空塔气速为故根据以上数据，按标准,塔径圆整为D=1.6m，塔截面积为 实际空塔气速：精馏段 提馏段 4.8.2 有效高度的计算精馏段有效高度为 ZR=(NR-1)HT=(11-1)0.45=4.5m提馏段实际高度为ZS=(NS-1)HT=(17-1)0.45=7.2m在塔顶、进料板、塔底处各开一个人孔，设人孔处的板间距为0.7m, 故精馏塔的有效高度为：

16、Z=ZR+ZS+0.703=13.8m4.9 塔板主要工艺尺寸的计算4.9.1 溢流装置计算 因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。精馏段： a)溢流堰长单溢流=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.661.6=1.056mb)出口堰高：选用平直堰，查表，知E=1.042，故c)降液管的宽度与降液管的面积由，查图得， 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25） e)受液盘采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm。提馏段：a)溢流堰长单溢流=（0.60.8）D，取堰长为0.8D=1

17、.28mb)出口堰高：查表得E=1.02, 故c)降液管的宽度与降液管的面积：由，查图得 ，计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依公式： 4.9.2 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。精馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.035m(3050mm),安定区宽度b)依公式 计算开孔区面积Aa，c)筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳质的板厚为,取，故孔中心距筛孔数 ，故筛孔数为5657个开孔率 （在515范围内）每层筛板上的开孔面积 气体通过筛孔的气

18、速为 提馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.035m(3050mm),安定区宽度b)依公式 计算开孔区面积Aa，c)筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳质的板厚为，取故孔中心距筛孔数 ，故筛孔数为5729个开孔率 （在515范围内）则每层板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速为 4.10 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学验算，目的在于核验工艺尺寸已定的塔板，在设计任务规定的气、液负荷下能否正常操作。4.10.1 精馏段(1) 气体通过筛板的压降，相当的液柱高度a)干板压降相当的液柱高度依据，查干筛孔的流量系数图，得 C0=0.772b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度，由与关联图，

19、查得板上液层充气系数=0.624c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度，综上：则单板压降：(2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带(4) 漏液筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度取，则：，故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板各项流体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。4.10.2 提馏段(1) 气体通过筛板的压降，相当的液柱高度a)干板压降相当的液柱高度依据，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.77

20、2b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度，由与关联图，查得板上液层充气系数c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：综上：则单板压降：(2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 液沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带(4) 漏液筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度取，则：，故，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板各项流体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。4.11塔板负荷性能图4.11.1精馏段（1）漏液线： 得：在操作范围内，任取几个值，依上

21、式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.0200.025/(m3/s)0.6790.7900.8790.926由上表数据即可作出漏液线（2）液沫夹带线 以eV0.1kg液体/kg干气为限，求得VS-LS关系如下：，联立以上几式，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.0200.025/(m3/s)14.6714.2113.7913.55由上表数据即可作出液沫夹带线（3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。（4）液

22、相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线（5）液泛线令 由，联立得：忽略，将与，与，与的关系式代人上式，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.0200.025/(m3/s)2.962.531.881.26由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的精馏段负荷性能图，如下所示。 图2 精馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得：，故操作弹性为：4.11.2 提馏段（1）

23、漏液线 ，得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.030.035/(m3/s)0.6640.72230.7850.802由上表数据即可作出漏液线（2）液沫夹带线 以 0.1kg液体/kg干气为限，求关系如下： ，联立以上几式，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.030.035/(m3/s)2.9272.4421.8951.734由上表数据即可作出液沫夹带线（3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准。据此可作出与气体流量无关

24、的垂直液相负荷下限线（4）液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 （5）液泛线 令 由，联立得：忽略，将与，与，与的关系式代人上式，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。 /(m3/s)0.0050.0120.030.035/(m3/s)2.2071.8751.2150.846由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的提馏段负荷性能图，如下所示。图3 提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得：，故操

25、作弹性为 ：4.12 各接管尺寸的确定4.12.1 进料管F269.545 kmol/h，进料体积流量 取适宜的输送速度 ，则：经圆整，选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速 4.12.2 釜残液出料管釜残液的体积流量 取适宜的输送速度 ，则：经圆整，选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速 4.12.3 回流液管回流液体积流量 取适宜的回流速度 ，则：经圆整，选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速 4.12.4 塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度 蒸汽体积流量 取管内蒸汽流速 ，则：经圆整，选取螺旋电焊钢管，规格：实际管径 d=263mm实际管内流速 4.12.5 塔釜进气管塔釜蒸汽流量 塔釜气相平均摩尔质量

26、 塔釜蒸汽密度 塔釜蒸汽体积流量 取管内蒸汽流速 ，则：经圆整，选取螺旋电焊钢管，规格：实际管内流速 4.12.6法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN70 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN500 HG 50104.12.7筒体与封头(1)筒体 塔径为1600mm，壁厚选6mm，所用材质直径为A3(2)封头封头采用椭圆形封头，由公称直径DN=1600mm, 查板式塔曲面

27、高度表得曲面高度 h1=400mm，直边高度h2=25mm，内表面积F封=2.9007m2，容积V封=0.5864m3，厚度6mm。选用封头DN16006，JB/T4746-2002(3)裙座由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：；基础环外径：圆整：，基础环的厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。(4)人孔对于直径大于 800mm 的塔，采用人孔，每隔 6-8 块板设置一个人孔，选用圆形人孔，直径为500 mm，在设置人孔处板间距为700mm，在塔顶、进料板、塔底处各开一个人孔。裙座应设2个人孔，直径为500mm，人孔应伸入塔内部

28、，并与塔内部修平。(5)塔总体高度的设计塔的顶部空间高度为1200m （取除味器到第一块板的距离为600mm）塔底空间高度为2m精馏塔的有效高度为：Z=ZR+ZS+0.703=13.8m塔总体高度：4.13附属设备设计4.13.1 泵的计算与选型进料温度 ，进料量 F=22416.71kg/h， 取管内流速 ，则：故可采用油泵80Y-60B，实际管径 d=70mm，实际流速 雷诺数 ，取绝对粗糙度 则相对粗糙度 时，摩擦系数可用下式计算：则：摩擦系数进料口位置高度 ，扬程 所以可选择油泵 80Y-60B4.13.2 冷凝器塔顶温度 ，冷凝水t1=20，t2=30 ，由，查液体汽化潜热热共线图得

29、：气体摩尔体积 蒸汽体积流量 ，塔顶蒸汽冷凝量 冷凝器热负荷 ，取传热系数 传热面积 ，水的比热容 冷凝水的质量流量 4.12.3 再沸器塔底温度，用的蒸汽加热，釜液出口温度， 由，查液体汽化潜热热共线图得：气体摩尔体积 气体流量 ，塔底液体汽化量 再沸器热负荷 ，取传热系数 传热面积 ，甲苯的比热容 加热蒸汽的质量流量 表7 筛板塔设计结果汇总项目符号单位计算数据精馏段提馏段实际塔板数N块1117各段平均温度气相平均摩尔质量液相平均摩尔质量气相平均密度液相平均密度液体平均表面张力液体平均粘度tmMV,mML,mV,mL,mL,mL,mg/molg/molkg/m3kg/m3mN/mmPas8

30、5.4579.4581.082.7273.26821.1970.2935102.4586.0287.48808.214788.58519.7640.气相流量Vsm3/s1.4361.30液相流量Lsm3/s0.007150.0162板间距板上液层高度HThLmm0.450.090.450.09塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.7140.646塔板液流形式单流型单流型溢流管型式受液盘弓形凹形弓形凹形溢流堰长出口堰高lwm1.0561.28hwm0.06550.053溢流堰宽度降液管面积停留时间管底与受液盘间距边缘区宽度安定区宽度WdAfmm2s0.1980.1459.130.320.302

31、8.39hoWcWsmmm0.04840.0350.100.05060.0350.10开孔区面积孔径Aadom2mm1.10251.1135孔中心距tmm15.015.0筛孔数n个56575729开孔面积筛孔气速Aouom2m/s0.11112.940.11211.61液沫夹带eVkg液体/kg干气0.01380.0142漏液uowm/s7.2006.518降液管中清液层高度Hdm0.11650.14053液相负荷下限液相负荷上限气相负荷下限气相负荷上限操作弹性Ls,minLs,maxVs,minVs,maxm3/sm3/sm3/sm3/s0.0.01630.602.534.220.00106

32、0.03400.721.732.40五、课程设计总结通过历时两周的化工原理课程设计，使我们初步掌握化工设计的基础知识和设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握了各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。并且在设计过程中我们不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。 在这短短的两周里，通过跟同学的讨论，到进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及装置图的绘制等过程的培养，我体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的总总不易。在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，让我们

33、意识到我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物考虑的还很不够完善。 在实际计算过程中，由于在一些应用问题上，我们直接套用书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己简单的选择，并不一定符合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。假如我们有更充分的时间，我想可以进一步再完善我们的结果。 在本次课程设计的训练中，让我对自己的专业有了更加全面的认识，这对我们以后的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法

34、，增强了分析和解决工程实际问题的能力。 由于我们的水平有限，设计中难免有不足之处，恳请老师批评指正。六、参考文献 1谭天恩.化工原理(第二版)下册.北京：化学工业出版社，19982何潮洪，冯霄.化工原理.北京：科学出版社，20013柴诚敬，刘国维.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义，柴敬诚.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20025王明辉. 化工单元过程课程设计.北京：化学工业出版社，20026冷士良，陆清.化工单元操作及设备.北京：化学工业出版社，20077任晓光，宋永吉，李翠清.化工原理课程设计指导. 北京：化学工业出版社，20088华南理工大学化工原理教

35、研组.化工过程及设备设计.广州：华南理工大学出版社，1986附录（符号说明）Aa 塔板开孔区面积，m2 Af 降液管面积，m2Ao 开孔面积，m2 AT 塔截面积，m2 板上液层充气系数，无因次C 计算umax时的负荷系数，无因次Co 流量系数，无因次 do 筛孔直径，mD 塔顶馏出液流量，kmol/hD 塔径，m eV 液沫夹带量，kg液体/kg干气 E 液流收缩系数，无因次 ET 全塔效率，无因次 F 进料流量，kmol/hFa 气相动能因数，ms-1(kgm-3)1/2g 重力加速度，m/s2hc 与干板压降相当的液柱高度，mhd 与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，mhf 板上鼓泡层

36、高度，mhl 与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m hL 板上液层高度，mho 降液管底隙高度，m how 堰上液层高度，m h 与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，mhp 与单板压降相当的液层高度，m hw 溢流堰高度，m H 塔高，mHT 板间距，m；K 筛板的稳定系数，无因次 L 液相流量，kmol/h Ls 液相流量，kmol/s lw 溢流堰长度，m n 筛孔数 N 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强，kPa P 压降，kPaq 进料热状态参数R 回流比t 筛孔中心距，mmu 空塔气速，m/suo 筛孔气速，m/suow 漏液点气速，m/sV 气相流量，kmol/hVs 气相流量，m3/sW 釜残液流量，kmol/hWc 边缘区宽度，mWd 弓形降液管宽度，mWs 安定区宽度，mx 液相中易挥发组分的摩尔分数y 气相中易挥发组分的摩尔分数