苯甲苯浮阀式精馏塔的

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1、吉林化工学院化工原理课程设计化工原理课程设计任务书一 设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F=75kmol/h进料组成 xf=0.41馏出液组成 釜液组成 塔顶压力 单板压降 进料状态 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设备条件图目 录任务书1目

2、录摘 要1第 1 章 绪论21.1 设计流程21.2 设计思路2第 2 章 精馏塔的工艺设计42.1 产品浓度的计算42.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定52.3 物料衡算62.4 精馏段和提馏段操作线方程72.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）72.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置7第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算83.1 物性数据计算83.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算103.3 塔板主要工艺尺寸的计算123.4 塔板流体力学校核153.5 塔板符合性能图17第 4 章 热量衡算214.1 热量衡算示意图214.2 热量衡算21第 5 章 塔附属设备的计算255.1

3、筒体与封头255.2 除沫器255.3 裙座255.4 塔总体高度的设计255.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算265.6 进料管的设计275.7 泵的选型275.8 贮罐的计算28第 6 章 结论296.1 结论296.2 主要数据结果总汇29结 束 语30参考文献31附录1主要符号说明32附录2 程序框图34附录3 精馏塔工艺条件图35附录4 生产工艺流程图36教 师 评 语37吉林化工学院化工原理课程设计摘 要本次化工原理课程设计，设计出了苯甲苯得分离设备连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.44，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。综合工艺方

4、便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为16块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为9块。根据经验是算得全塔效率为0.535，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为15块，实际加料板位置在第14块板。由精馏段的工艺计算得到塔经1m，塔总高16.8m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.48。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用133.3饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。关键词：苯甲苯 浮阀

5、精馏 物料衡算31第 1 章 绪论1.1 设计流程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。将原料液通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。设计流程框图如下：精馏塔主要工艺尺寸的设计精馏塔的工艺设计热量衡算塔的附属设备及主要附件的选型绘制工艺流程图和工艺条件图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

6、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。5432F1WDF2FF1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器1.2 设计思路本次课程设计的任务是设计苯甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。1.2.1加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热

7、。1.2.2回流比的选择选择操作回流比为最小回流比的2倍。1.2.3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。1.2.4设计流程图精馏塔的工艺设计1.3 产品浓度的计算M苯=78.11 ， M甲苯=92.14摩尔分数XF=XD=XW=摩尔质量MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.44kg/kmol 2.2 平均相对挥发度的计算温度计算表2.1苯甲苯的气液平衡与温度的关系表1温度/0C苯/%(mol分率)温度/0C苯/%(mol分率)温度/0C苯/%(mol分率)液相气相液相气相液相气相110.60095.239.761.884.480.391.4106.18.821

8、.292.148.971.082.390.395.7102.220.037.089.459.278.981.295.097.998.630.050.086.870.085.380.2100.0100.0用内插法求得、 : : :故由上塔顶温度气相组成 进料温度气相组成 塔底温度气相组成 由上温度和气相组成来计算相对挥发度则精馏段平均相对挥发度 提馏段平均相对挥发度1.4 最小回流比的计算和适宜回流比的确定2.2.1 最小回流比的计算由Antonie方程 ，温度T时的饱和蒸汽压T温度，KA,B,CAntonie常数表2.2 1ABC苯16.01373096.52-53.67甲苯15.900827

9、88.51-52.36则 ： 故 气液相回流方程2.2.2 适宜回流比的确定设计中令回流比1.5 物料衡算F : 进料量（Kmol/s） =0.44 原料组成（摩尔分数，下同）D ：塔顶产品流量（Kmol/s） =0.965塔顶组成W ：塔底残夜流量（Kmol/s） =0.035塔底组成进料量 ：物料衡算式为 ： 因R=1.76表2.3物料衡算结果表1物料流量（kmol/s）组成进料F0.026苯 0.44甲苯 0.59塔顶产品D0.011苯 0.965甲苯 0.043塔底残夜W0.015苯 0.035甲苯 0.988表2.4 物料衡算结果表2物料物流（kmol/s）精馏段上升蒸汽量0.030

10、提馏段上升蒸汽量0.029精馏段下降液体量0.019提馏段下降液体量0.0441.6 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程 ：（1）提馏段操作线方程 ： （2）1.7 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）因，得出相平衡方程或（3）又因为塔顶有全凝器，所以代入相平衡方程得代入（1）式得再代入（3）式得 反复计算得将代入（2）式得代入（3）得 反复计算得总理论板数为16块（包括再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需9块。1.8 全塔效率、实际板数及实际加料位置板效率用奥康奈尔公式 计算塔顶与塔釜平均温度为t=95.38时，由化学化工物性数据手册查得则故即全塔效率则精馏段实际板数 提馏

11、段实际板数故实际板数为，实际加料位置为第14块塔板。第 2 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算2.1 物性数据计算3.1.1 操作压强的计算塔顶操作压力取每层塔板压降为进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.1.2 操作温度的计算因则精馏段平均温度 提馏段平均温度3.1.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由相平衡方程得，则进料板平均摩尔质量计算塔底平均摩尔质量计算精馏段平均摩尔质量计算提馏段平均摩尔质量计算3.1.4 液体平均粘度的计算液体平均粘度依计算时，查化学化工物性数据手册得进料板液体平均粘度的计算时，查化学化工物性数据手册得塔底液体粘度计算时，查化学化工物性数据手册得精

12、馏段液相平均粘度为：提馏段液相平均粘度为：3.1.5 平均密度的计算（1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即精馏段提馏段（2）液相平均密度的计算液相平均密度依又时，查化学化工物性数据手册得进料板，由加料板液相组成，则时，查化学化工物性数据手册得Tw=109.86时，查化学化工物性数据手册得故精馏段平均液相密度为 提馏段平均液相密度为3.1.6 液相平均表面张力的计算有公式计算塔顶液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得进料板液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得塔底液相平均表面张力时，查化学化工物性数据手册得精馏段平均表面张力为提馏段平均表面张力为2.2 精馏塔主要

13、工艺尺寸的计算3.2.1 塔径的计算气液相体积流量为精馏段：提馏段：则，精馏段由,C可由：则 ,图3-1.史密斯关联图1查史密斯关联图得,取安全系数为0.8，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1m塔截面积为实际空塔气速为同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为：取板间距板上液层高度,则，查史密斯关联图得取安全系数为0.7，则按标准塔径圆整后塔截面积为实际空塔气速为：3.2.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为故精馏塔的有效高度为:2.3 塔板主要工艺尺寸的计算3.3.1 溢流装置计算选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1)堰长取(2)溢流堰高度精馏段：

14、由,选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则取板上层清液高度,则：提馏段：取(3)弓形降液管高度和截面积精馏段：由，图3-2.弓形降液管的宽度和面积5查弓形降液管的参数图得：验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理提馏段：因则，故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度取降液管底隙的流速，则精馏段：提馏段： 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度3.3.2 塔板布置本设计塔径取阀孔动能因子,则精馏段孔速取每层塔板上浮阀数目为：取边缘区宽度,破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即：同理提馏段孔速每层塔板上的浮阀数目为：取边缘区宽度为，破沫区宽度因故塔板上的鼓泡区面积取孔心距t=75mm

15、，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数功能因数,则：精馏段:塔板开孔率为：提馏段:塔板开孔率为：2.4 塔板流体力学校核3.4.1 干板阻力气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据计算塔板压降精馏段：因，故：提馏段：因，故：3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度，所以则，精馏段换算成单板压强降提馏段换算成单板压降3.4.3 淹塔（液泛）为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：精馏段：提馏段：液体通过降液管的压头损失：精馏段：提馏段：板上液层高度：精馏段，则提馏段，则：取已选定则，

16、精馏段,所以符合防止淹塔的要求提馏段,所以符合防止淹塔的要求。3.4.4 物沫夹带由公式：泛点率=板上液体流经长度：板上液流面积：图3-3 泛点负荷因数1则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得，带入公式有：泛点率提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得泛点率物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点

17、率低于80%，所以物沫夹带满足要求。2.5 塔板符合性能图3.5.1 物沫夹带线泛点率=据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%计算：精馏段整理得： 由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个：表3-1物沫夹带曲线表100.010.75806211提馏段整理得：在操作范围内取两个:表3-2物沫夹带曲线表200.010.6950.5693.5.2 液泛线由此确定液泛线，忽略式中精馏段整理得提馏段 整理得在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值表3-3液泛线精馏段提馏段03.1702.990.00023.100.00022.930.00053.040.00052.870.00082.

18、990.00082.83 3.5.3 液相负荷上限液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s液体降液管内停留时间-5s以=5s为液体在降液管中停留时间的下限,则= 3.5.4 漏液线对于型重阀,依=5作为规定气体最小符合的标准，则 精馏段 提馏段 3.5.5 也想负荷下限线取堰上液层高度=0.006m，作为液相负荷下限条件，依=0.006，计算出的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线：取E=1.0,则由以上1-5作出塔板负荷性能图图3-4精馏段塔板负荷性能图图3-5提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可看出(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适

19、宜操作区的适中位置。(2) 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。(3) 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限（=0.068（0.0625）/s，气相负荷下限=0.032（0.030）/s ，所以精馏段操作弹性为，提馏段操作弹性为第 3 章 热量衡算3.1 热量衡算示意图3.2 热量衡算4.2.1 加热介质的选择选择饱和水蒸气，温度133.3，工程大气压为300KPa原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。4.2.2 冷却剂的选择本设计建厂选在吉林，平均气温为25

20、，故选用25的冷却水，温升10，即冷却水的出口温度为35。4.2.3 热量衡算（1）冷凝器的热负荷蒸发潜化热的计算：蒸发潜化热与温度的关系：式中蒸发潜热 对比温度表4.1 沸点下蒸发潜热列表6物质沸点/蒸发潜热苯80.01393.9562.10甲苯110.63363591.72由表2.1使用内插法，计算出由上知,故由Pitzer偏心因子法式中偏心因子 对比温度故：式中塔顶上升蒸汽的焓塔顶溜出液的焓又式中塔顶液体质量分数R=1.76(2）冷却水消耗量式中冷却水消耗量，kg/s冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg)冷却戒指在冷凝器进出口的温度，故此温度下冷却水的比热容，所以：（3）加热器热负

21、荷及全塔热量衡算表4.2 苯、甲苯液态比热容6温度苯甲苯01.5071.630201.7161.681401.7671.757601.8281.834801.8811.9021001.9531.9701202.0472.073表4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物的比热容物质塔顶塔釜进料精馏段提馏段苯1.8851.9991.9341.9091.964甲苯1.9062.0211.9521.9291.982由表4.3 ，精馏段 ：苯：甲苯：提馏段：苯：甲苯：塔顶流出液的比热容：塔釜溜出液的比热容：以进料焓，即时的焓值为基准：对全塔进行热量衡算：塔釜热损失为10%，则故式中加热器理想热负荷加热器

22、实际热负荷塔顶溜出液带出热量塔底溜出液带出热量加热蒸汽消耗量：查得故 表4.4 热量衡算结果表符号数值871.9320.520-0.3310.393968.880.447第 4 章 塔附属设备的计算4.1 筒体与封头筒体 壁厚选4mm，所选材质为。封头 选取椭圆形封头，由公称直径300mm，查得曲面高度，直边高度，故选用封头4.2 除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。设计气速选取：,系数除沫器直径：故选取不锈钢除沫器

23、，类型：标准型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝4.3 裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为300mm,取裙座壁厚16mm，则基础环内径：基础环外径：圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去。4.4 手孔由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应便于人的手臂可以伸入塔内，一般每隔45m才设一个手孔，本塔中共34块板，须设5个手孔，每个孔直径为100mm。4.5 塔总体高度的设计5.4.1塔顶部空间高度是

24、指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。5.4.2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10min。 5.4.3 塔总体高度4.6 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算5.5.1 冷却器选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取冷凝器传热系数：，又吉林地区平均温度25，10对于逆流： T 80.982.25 t 2535故冷凝器冷凝面积：表5.1 选取的冷凝器参数表7公称直径/mm

25、管程数管数管长/mm换热面积/公称压力/159113200025注：摘自金属设备上册P118表2-2-5和P135表2-2-8标准图号：JB1145-71-2-38 设备型号G273I-25-55.5.2 加热器选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3饱和水蒸气，传热系数：由热量衡算知换热面积表5.2 所选加热器参数表7公称直径/mm管程数管数管长/mm换热面积/公称压力/159113200025注：摘自金属设备上册P118表2-2-5和P135表2-2-8标准图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273-25-44.7 进料管的设计本次加料选择高位槽加料，所以可取

26、0.4-0.8m/s。本次取。，查化学化工物性数据手册得则式中进料液质量流量，kg/s进料条件下的液体密度，圆整后表5.3 所选进料管参数表8内管外管半径R内管重/(kg/m)751201501.63注：摘自浮阀塔P197表5-34.8 泵的选型 为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式： 式中：Z两截面处位头差 两截面处静压头差 两截面处动压头差 直管阻力 管件、阀门局部阻力 流体流经设备的阻力对进料管可取1.5-2.5m/s取，提升压头设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个弯头，在原料液内的液面与进

27、料口建立机械能衡算：表8-3泵的参数表7流量/扬程/H/m转数/r/min叶轮直径/mm允许吸上真空度/m效率/%6.015.734001257.553设备型号：4.9 贮罐的计算以回流罐为例，回流罐通过的物流量设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数为0.7，则该罐的容积V计算如下故回流罐容积可取V=6第 5 章 结论5.1 结论我们的课程设计任务：苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计在历时进5个星期后，终于完成了。这次对苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，我们了解任务设计的基本内容，掌握了它的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力，更重要的是树立正确的设计思想，加强了 个人的

28、独立完成任务的能力。根据4个多星期的数据计算处理，得出了一些主要的基本数据，由所选参数在进行校核可知： 冷却水消耗量Wc=Kg/h ，塔顶馏出液带出热量=-2617.96KJ/h ，塔底馏出液带出热量=5188.40KJ/h ，加热蒸汽消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为G159I-25-2，塔底再沸器的型号为G273II-25-3。本次设计计算结果均符合设计要求，故本次设计是合理的。5.2 主要数据结果总汇表6.1 设计浮阀塔板的主要结果汇总表项目符号单位计 算 数 据精馏段提馏段塔径m11板间距m0.450.45空塔气速um/s1.0851

29、.003堰长m0.808堰高m0.0480.375板上清液层高度m0.060.06降液管底隙高m0.0310.018浮阀数110110阀孔气速m/s7.116.69浮阀动能因子109610.77临界阀孔气速m/s 5.925.53孔心距tm0.0750.075单板压降Pa621.84615.96降液管内液层高度m0.13980.1577泛点率F%74.7578.12气相负荷上限0.7580.695气相负荷下限0.0320.030操作弹性1.481.42塔板类型单溢流弓形降液管结束语化工原理课程设计是化工原理教学中的一个环节，它要求对化工原理课程的各个方面都比较熟悉，特别是计算部分对化工原理课程

30、掌握的要求度更高，并且对设备的选型及设计要有一定的了解，对化工绘图能力要有一定的要求。通过这段期间的课程设计，我对化工原理设计有了进一步的认识，而且对化工原理精馏这一个章节的知识更加熟悉，可以说是进一步的巩固了。此外，课程设计是对以往学过的知识加以检验，它能够培养我们理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更使我们深入的理解和认识了化工生产过程，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。设计过程中还培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了我所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加深刻地认识

31、到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用。在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃，但我知道那只是暂时的。在老师和同学们的帮助下，我克服了种种困难课程设计圆满完成了。我更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。 在此，特别感谢王卫东老师，您的指导使得我的设计工作得以圆满完成。此外，在设计过程中还得到了许多同学的热心帮助，一并给以衷心的感谢参考文献1 马晓迅，夏素兰，曾庆荣主编.化工原理M. 北京：化学工业出版社.20102王卫东主编.化工原理课程设计M. 北京：化学工业出版社.2011

32、.93陈敏恒,从德滋,方图南,等.化工原理(上、下册第三版)M. 北京：化学工业出版社.20064中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上)M 北京:化学工业出版社,20035唐伦成编著.化工原理课程设计简明教程,第一版M 哈尔滨：哈尔滨工业大学出版社,20056匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，20027刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)M. 北京：化学工业出版社，2002附录1主要符号说明符号意义计量单位M摩尔质量kg/kmolF进料率kmol/sD塔顶采出率kmol/sW塔底采出率kmol/sq进料热状况x液相摩尔分率y气相

33、摩尔分率R回流比L液相负荷kmol/sV气相负荷kmol/sNT理论塔板数-Np实际塔板数-P操作压力Pat温度密度kg/m3表面张力mN/m粘度mPasVS气相体积流率m3/sLS液相体积流率m3/sumax最大空塔气速m/sHT板间距mhL板上清液高度mC20负荷系数C负荷因子m/su空塔气速m/sD塔径mAT塔截面积m2Z有效高度mlW堰长mhW溢流堰高度mhOW堰上液层高度mWd降液管宽度mAf截面积m2降液管中停留时间sh0降液管底隙高度mWs边缘区宽度mWc无效区宽度mAa开孔区面积m2t孔中心距mmn浮阀数目个开孔率h阻力PaE液流收缩系数-ET塔板效率-K稳定系数Hd降液管内液

34、层高mCP比热容kJ/(kmol)Q热量kJ/h潜化热kJ/kg蒸汽用量kg/hFo气体的阀孔动能因子kg0.5/(sm0.5)g重力加速度m/s2N塔板数目-hc与干板压强降相当的液柱高度m下标A，1轻组分B，2重组分D馏出液F加料m平均值W釜液L液相V气相吉林化工学院化工原理课程设计开始结束附录2 程序框图 yn=XnNn用汽液相平衡方程x=y/（-（-1）y）求出XnXnXq由精馏段操作线方程y=0.63x+0.354求出ynXnXw由提馏段操作线方程y=1.52x-0.018求出ynn = n+1用汽液相平衡方程x=y/（-（-1）y）求出Xn解得理论板数和进料板位置n = n+1输入=0.931，=2.52，n=1，xq=0.44，xw=0.035 附录3 精馏塔工艺条件图附录4 生产工艺流程图35