化工原理課程設(shè)計(jì)Word版

整理為word格式整理為word格式整理為word格式化工過(guò)程與設(shè)備課程設(shè)計(jì)I丙烯-丙烷精餾裝置及其輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)班級(jí)：化工1402學(xué)生姓名：張雪林學(xué)號(hào)：201441053指導(dǎo)教師：都健姜曉濱張磊完成日期：2017年7月1日大連理工大學(xué)DalianUniversityofTechnology整理為word格式整理為word格式整理為word格式前言化工原理課程是化學(xué)化工專(zhuān)業(yè)學(xué)生的專(zhuān)業(yè)基礎(chǔ)課程，作為化工專(zhuān)業(yè)出身的學(xué)生，學(xué)好化工原理相關(guān)知識(shí)對(duì)今后從事化工專(zhuān)業(yè)相關(guān)工作及進(jìn)一步深造科研都有著非常重要的意義。經(jīng)過(guò)一年化工原理基礎(chǔ)知識(shí)的學(xué)習(xí)，我們已經(jīng)基本了解了化工原理在化工生產(chǎn)中的重要應(yīng)用，同時(shí)也基本掌握了最基礎(chǔ)的化工過(guò)程計(jì)算方法和設(shè)計(jì)原理。本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)主要包括概述、方案流程簡(jiǎn)介、精餾塔設(shè)計(jì)、再沸器設(shè)計(jì)、輔助設(shè)備設(shè)計(jì)、管路設(shè)計(jì)、控制方案和經(jīng)濟(jì)核算等部分，對(duì)丙烯-丙烷精餾裝置進(jìn)行了詳細(xì)的分析設(shè)計(jì)計(jì)算和校核，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了詳細(xì)的設(shè)計(jì)說(shuō)明和校對(duì)。通過(guò)本次化工原理課程設(shè)計(jì)，完成了對(duì)丙烯-丙烷精餾裝置的設(shè)計(jì)和計(jì)算，本次課程設(shè)計(jì)既是對(duì)化工原理課程學(xué)習(xí)的一個(gè)總結(jié)，充分利用所學(xué)的理論知識(shí)，也為今后從事化工相關(guān)行業(yè)工作打下良好的基礎(chǔ)，在加深對(duì)所學(xué)知識(shí)的認(rèn)識(shí)和理解的同時(shí)，也將所學(xué)的知識(shí)應(yīng)用到實(shí)際化工生產(chǎn)設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算之中，鍛煉了將理論應(yīng)用于實(shí)際和理論聯(lián)系實(shí)際的能力，相信課程設(shè)計(jì)在以后的學(xué)習(xí)、工作中都會(huì)起到良好的作用。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)和水平有限，本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)中還存在很多問(wèn)題和不足，希望老師給予指導(dǎo)和幫助。

整理為word格式整理為word格式整理為word格式目錄整理為word格式整理為word格式整理為word格式1丙烯——丙烷精餾過(guò)程工藝及設(shè)備概述精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石化等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程是在能量分離劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)外加質(zhì)量分離劑），利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，在此過(guò)程中易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)傳熱、傳質(zhì)的過(guò)程。為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程，必須為該過(guò)程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備儀表等構(gòu)成的精餾過(guò)程生產(chǎn)系統(tǒng)稱(chēng)為精餾裝置。1.1設(shè)計(jì)的目的和意義本次設(shè)計(jì)是為了確定一套年處理量為5×105kmol的丙烯—丙烷精餾裝置的設(shè)備尺寸及性能參數(shù)，以獲得較大的生產(chǎn)能力及較高的生產(chǎn)效率，并盡量節(jié)約能源，減少污染并得到較高的經(jīng)濟(jì)效益。1.2方案的確定和論證1.2.1精餾塔簡(jiǎn)介精餾塔是精餾裝置的核心設(shè)備，氣、液兩相在塔內(nèi)多級(jí)接觸進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱，實(shí)現(xiàn)混合物的分離，為保證精餾過(guò)程能穩(wěn)定、高效地操作，適宜的塔型及合理的設(shè)計(jì)是十分關(guān)鍵的。精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。按照塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)，塔設(shè)備可分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。在板式塔中，塔內(nèi)裝有一定數(shù)量的塔盤(pán)，氣體以鼓泡或噴射的形式穿過(guò)塔盤(pán)上的液層使兩相密切接觸，進(jìn)行傳質(zhì)。兩相的組分濃度沿塔高呈階梯式變化。在填料塔中，塔內(nèi)裝填一定段數(shù)和一定高度的填料層，液體沿填料表面呈膜狀向下流動(dòng)，作為連續(xù)相的氣體自下而上流動(dòng)，與液體逆流傳質(zhì)。兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。本設(shè)計(jì)選取的是板式塔。與填料塔相比較，在塔效率上，板式塔效率穩(wěn)定；在液氣比方面，板式塔適應(yīng)范圍較達(dá)，而填料塔則對(duì)液體噴淋量有一定要求；在安裝維修方面，板式塔相對(duì)比較容易進(jìn)行；由于所設(shè)計(jì)的塔徑較大，所以在造價(jià)上，板式塔比填料塔更經(jīng)濟(jì)一些；而且，板式塔的重量較輕。所以，在本次設(shè)計(jì)中，設(shè)計(jì)者選擇了板式塔。整理為word格式整理為word格式整理為word格式表1.1板式塔和填料塔的性能比較項(xiàng)目板式塔填料塔壓力降大小，適于要求壓力降小的場(chǎng)合空塔氣速小大塔效率穩(wěn)定，大塔比小塔有所提高塔徑在Φ1400mm以下效率較高；塔徑增大，效率常會(huì)下降液氣比適應(yīng)范圍較大對(duì)液體噴淋量有一定要求持液量較大較小安裝維修較容易較困難造價(jià)直徑大時(shí)一般比填料塔低直徑小于Φ800mm,一般比板式塔便宜；直徑增大，造價(jià)顯著增加重量較輕重材質(zhì)要求一般用金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料1.2.2常用塔板類(lèi)型的比較（1）篩板塔板：突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小，但過(guò)去認(rèn)為它很容易漏液、操作彈性小，且易堵塞，應(yīng)用不廣。經(jīng)過(guò)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)，只要設(shè)計(jì)合理和操作適當(dāng)，篩板仍能滿足生產(chǎn)上所要求的操作彈性，而且效率較高。目前已成為應(yīng)用日趨廣泛的一種塔板。（2）泡罩塔板：在氣液負(fù)荷有較大變動(dòng)時(shí)也可操作，且具有較高的塔板效率，操作彈性較大，不易堵塞，對(duì)物料適應(yīng)性強(qiáng)，長(zhǎng)期以來(lái)應(yīng)用較廣。但泡罩塔板的生產(chǎn)能力不大，結(jié)構(gòu)過(guò)于復(fù)雜，不僅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年來(lái)在許多場(chǎng)合已逐漸為其他型式的塔板所取代。（3）浮閥塔板：浮閥塔板是綜合了泡罩和篩板的優(yōu)點(diǎn)研制出來(lái)的。這種塔操作彈性大，阻力比泡罩塔板大為減少，其生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。另外，這種塔的板效率高。主要缺點(diǎn)是浮閥使用久后，由于頻繁活動(dòng)而易脫落或被卡住，操作失常。常用的浮閥有F1和V4型兩種，后者用于減壓塔。在眾多類(lèi)型的板式塔中，設(shè)計(jì)者選擇了單溢流型浮閥塔板的板式塔，相比較其它類(lèi)型的板式塔，浮閥塔板由于其開(kāi)度可根據(jù)氣體通過(guò)閥孔的氣速自動(dòng)調(diào)節(jié)，因此可以保持較低的操作氣速而不發(fā)生嚴(yán)重漏液，在較高氣速下不產(chǎn)生過(guò)大的氣流阻力，因此采用浮閥塔板的板式塔操作彈性大，生產(chǎn)能力大，塔板效率高。綜上所述，設(shè)計(jì)者選擇其作為分離設(shè)備的原因。1.2.3操作回流比精餾塔在開(kāi)車(chē)時(shí)原料由進(jìn)料板加入，或有開(kāi)車(chē)前將料液直接加入釜中。當(dāng)釜中的料液達(dá)到適當(dāng)液位時(shí)，再沸器開(kāi)始加熱，使液體部分汽化返回塔內(nèi)。塔底的氣相沿塔上升至塔頂，再由塔頂冷凝器將其全部冷凝。開(kāi)車(chē)的初始階段將凝液全部返回塔頂做回流液，即全回流。塔頂回流液沿塔下降，在下降的過(guò)程中與塔底上升蒸汽多次逆向接觸和分離。只要塔板數(shù)足夠多，塔頂?shù)囊合嗷亓髁孔銐虼?，在塔頂即可獲得所要求純度的易揮發(fā)組分產(chǎn)品。塔底上升蒸汽和塔頂液體回流是精餾過(guò)程連續(xù)進(jìn)行的必要條件?；亓魇蔷s與普通蒸餾的本質(zhì)區(qū)別。整理為word格式整理為word格式整理為word格式精餾過(guò)程的回流比是一個(gè)重要的設(shè)計(jì)和操作參數(shù)，直接關(guān)系到設(shè)備投資和操作費(fèi)用大小。當(dāng)其他條件不變時(shí)，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的熱流量均隨之增加，使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用增加。因回流比R增大，使精餾段操作線斜率增大而遠(yuǎn)離平衡線，每塊板的分離能力提高，使得完成相同分離要求所需的理論板數(shù)NT減少，精餾塔高度隨之降低。但是由于回流比R增大，使塔內(nèi)氣、液相流量增大，引起輔助設(shè)備尺寸增大，塔徑變大以及塔板結(jié)構(gòu)的改變，從而影響到設(shè)備的投資費(fèi)用。由此可見(jiàn)，操作回流比變化對(duì)精餾裝置生產(chǎn)成本的影響是雙重的，故在設(shè)計(jì)時(shí)存在操作回流比的優(yōu)選問(wèn)題。適宜回流比指操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之和最小時(shí)對(duì)應(yīng)的回流比，需進(jìn)過(guò)衡算來(lái)決定，其準(zhǔn)確值一般較難確定。初步設(shè)計(jì)時(shí)可取經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，工程設(shè)計(jì)一般取1.2~2.0倍最小回流比。本設(shè)計(jì)中，設(shè)計(jì)者選擇操作回流比為最小回流比的1.4倍。1.2.4壓力的選擇精餾塔的設(shè)計(jì)和操作都是基于一定塔壓下進(jìn)行的，因此一般精餾塔總是首先要保持操作壓力的恒定。塔壓的變化對(duì)塔的操作將產(chǎn)生如下影響：影響產(chǎn)品質(zhì)量和物料平衡。改變操作壓力，會(huì)改變組分間的相對(duì)揮發(fā)度，將使每塊板上的氣液平衡的組成發(fā)生改變。壓力增加，組分間的相對(duì)揮發(fā)度降低，分離效率下降，反之亦然。此外，操作壓力對(duì)精餾塔所用的熱源及冷劑品味影響較大，而低溫冷劑較難獲取，其成本常高于熱源成本，因此應(yīng)盡可能避免使用高品位的冷劑。通常選取常壓操作。如果常壓操作時(shí)，塔頂蒸汽的露點(diǎn)低于常溫，則應(yīng)適當(dāng)提高塔的操作壓力，使塔頂蒸汽露點(diǎn)升至常溫以上，采用冷卻水就能將塔頂蒸汽全部冷凝，此壓力即適宜的操作壓力。但是，壓力提得過(guò)高，將導(dǎo)致設(shè)備投資過(guò)大，所以應(yīng)權(quán)衡操作費(fèi)用和設(shè)備投資，選擇一個(gè)適宜的操作壓力。然而，有時(shí)為了實(shí)現(xiàn)蒸餾在系統(tǒng)中的能量集成，需根據(jù)熱源用戶所需的溫位，通過(guò)嚴(yán)格的模擬計(jì)算，來(lái)確定該塔頂蒸汽提至所需溫位時(shí)相應(yīng)的操作壓力。本設(shè)計(jì)中常壓下丙烯丙烷需低溫冷凍方可實(shí)現(xiàn)精餾操作。為避免使用高品位冷劑，設(shè)計(jì)者選擇塔頂壓力1.62MPa（表壓）的加壓條件進(jìn)行設(shè)計(jì)。1.2.5再沸器整理為word格式整理為word格式整理為word格式再沸器的作用是將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。再沸器多與精餾塔合用，再沸器是一個(gè)能夠交換熱量，同時(shí)有汽化空間的一種特殊換熱器，從塔底線提供液相進(jìn)入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成的兩相流被送回到塔中：氣相組分向上通過(guò)塔盤(pán)、液相組分回塔底。再沸器可分為立式和臥式兩種，而立式又包括熱虹吸式和強(qiáng)制循環(huán)式兩種，臥式分為熱虹吸式、強(qiáng)制循環(huán)式、釜式再沸器、內(nèi)置式再沸器四種。本次設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱，它具有如下幾個(gè)特點(diǎn)：將釜液和換熱器傳熱管中氣液混合物的密度差作為循環(huán)推動(dòng)力，使得釜液在精餾塔底與再沸器間流動(dòng)循環(huán)；能得到非常高的傳熱系數(shù)；結(jié)構(gòu)緊湊、配管簡(jiǎn)單、占地面積??；在加熱區(qū)內(nèi)的停留時(shí)間短，不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)容易，設(shè)備及運(yùn)行費(fèi)用低。由于殼程不能機(jī)械清洗，造成修理和維修的難度增加，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)；塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。立式熱虹吸再沸器僅在循環(huán)量大時(shí)相當(dāng)于一塊理論板。同時(shí)由于是立式安裝，因而增加了精餾塔裙座的高度。丙烯—丙烷裝置再沸器的熱源可采用熱水或熱蒸汽，而因?yàn)檎羝湎鄬?duì)容易生產(chǎn)、輸送、控制，并且具有較高的冷凝潛熱和較大的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。所以，本設(shè)計(jì)采用的是1atm，100℃下的飽和水蒸氣。1.2.6冷凝器用以將塔頂蒸汽冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。本設(shè)計(jì)用循環(huán)水作為冷卻劑。2方案流程2.1精餾裝置流程精餾就是通過(guò)多級(jí)蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開(kāi)始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱(chēng)為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過(guò)程中與來(lái)自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。整理為word格式整理為word格式整理為word格式2.2工藝流程2.2.1物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸精餾過(guò)程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。2.2.2必要的檢測(cè)手段為了方便解決操作中的問(wèn)題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)維修。2.2.3調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門(mén)進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。2.3設(shè)備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.4具體工藝流程由泵P-101A/B將要分離的丙烯—丙烷混合物從原料罐V-101引出，送入精餾塔T-101中。T-101塔所需的熱量由再沸器E-103加入，驅(qū)動(dòng)精餾過(guò)程后，其熱量由冷凝器E-102從塔頂移出，使塔頂蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分經(jīng)回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔頂作為回流，余下部分作為產(chǎn)品送入丙烯產(chǎn)品罐V-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷產(chǎn)品罐V-104中。此外，還應(yīng)備一殘液罐V-105，以便收集不合格產(chǎn)品以及停車(chē)時(shí)收集裝置內(nèi)全部滯留物料，以待檢測(cè)設(shè)備。3精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.1精餾過(guò)程工藝流程1.分離序列的選擇對(duì)于雙組分精餾或僅采用單塔對(duì)多組分混合物進(jìn)行初分的流程較為簡(jiǎn)單。如果將三個(gè)或三個(gè)以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經(jīng)驗(yàn)規(guī)則，如有序直觀推斷法來(lái)指導(dǎo)選擇。（詳見(jiàn)有關(guān)參考書(shū)）。2.能量的利用整理為word格式整理為word格式整理為word格式精餾過(guò)程是熱能驅(qū)動(dòng)的過(guò)程，過(guò)程的能耗在整個(gè)生產(chǎn)耗能中占有相當(dāng)大的比重，而產(chǎn)品的單位能耗是考核產(chǎn)品的重要指標(biāo)，直接影響產(chǎn)品的競(jìng)爭(zhēng)能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過(guò)程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量是十分必要的。（1）精餾操作參數(shù)的優(yōu)化在保證分離要求和生產(chǎn)能力的條件下，通過(guò)優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。（2）精餾系統(tǒng)的能量集成著眼于整個(gè)系統(tǒng)的有效能的利用情況，盡量減少有效能浪費(fèi)，按照一定的規(guī)則（如夾點(diǎn)技術(shù)理論），實(shí)現(xiàn)能量的匹配和集成。3.輔助設(shè)備4.系統(tǒng)控制方案3.2設(shè)計(jì)條件1.工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量xf＝65％（摩爾百分?jǐn)?shù)），處理量為60kmol/h塔頂丙烯含量xD＝98％，釜液丙烯含量xw≤2％，總板效率為0.6。2.操作條件：（1）塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓）（2）加熱劑及加熱方法：加熱劑——飽和水蒸氣加熱方法——間壁換熱（3）冷卻劑及冷卻方法：冷卻劑——循環(huán)冷卻水冷卻方法——間壁換熱（4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.43.塔板形式：篩板4.處理量：qnF=60kmol/h5.塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂6.安裝地點(diǎn)：大連3.3系統(tǒng)物料衡算和熱量衡算3.3.1物料衡算系統(tǒng)總物料衡算(3.1)輕組分物料衡算(3.2)帶入數(shù)值，得：；整理為word格式整理為word格式整理為word格式相應(yīng)的質(zhì)量流量為：qmF=qnF·MF=60.0×(0.65×42+0.35×44)=2562.0kg/h(3.3)qmD=qnD·MD=39.38×(0.98×42+0.02×44)=1655.5kg/h(3.4)qmW=qnW·MW=20.62×(0.02×42+0.98×44)=906.5kg/h(3.5)式中——進(jìn)料的摩爾流量(kmol/h)、質(zhì)量流量(kg/h)及摩爾分?jǐn)?shù)；——塔頂產(chǎn)品的摩爾流量(kmol/h)、質(zhì)量流量(kg/h)及摩爾分?jǐn)?shù)；——塔底產(chǎn)品的摩爾流量(kmol/h)、質(zhì)量流量(kg/h)及摩爾分?jǐn)?shù)；3.3.2熱量衡算塔底再沸器熱流量塔底再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量塔頂冷凝器熱流量塔頂冷凝器冷劑質(zhì)量流量3.4精餾塔塔板數(shù)的確定3.4.1塔頂、釜溫度確定（1）塔頂、釜溫度的確定①塔頂溫度塔頂壓力，根據(jù)分離要求塔頂組分中丙烯含量98%，可以以純丙烯進(jìn)行估算，查飽和丙烯蒸氣壓表得：。假設(shè)塔頂溫度為43℃，查PTK圖得：，整理為word格式整理為word格式整理為word格式因?yàn)椋钥梢哉J(rèn)為塔頂溫度為43℃。②塔釜溫度假設(shè)塔釜溫度；精餾塔的理論塔板數(shù)為108（不含釜），則精餾塔的實(shí)際塔板數(shù)為180。若令每塊板的壓降均為為100mm液柱；液柱的密度可以由塔頂液體密度近似代替，又因?yàn)樗敱┖繛?8%，所以可以由純丙烯密度代替，查得，條件下丙烯的密度為。則塔底壓力：查飽和丙烷蒸氣表（近似認(rèn)為塔釜為純丙烷）可得塔釜溫度，與假設(shè)溫度相差不大，取塔釜溫度為52.2℃。3.4.2相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算（1）塔頂壓力，塔頂溫度，查烴類(lèi)的p-K-T圖得：kA=1.01，kB=0.89，則α頂=kA/kB=1.01/0.89=1.135；==0.98，=0.02，則：，；（2）塔底壓力，塔底溫度，查烴類(lèi)的p-K-T圖得：kA=1.13，kB=1.00，則α釜=kA/kB=1.13/1.00=1.130；，，則：，；整理為word格式整理為word格式整理為word格式（3）=1.132。3.4.3回流比及塔板數(shù)的確定(1)塔內(nèi)氣液相流量：精餾段：，提餾段：，（1）回流比的確定E點(diǎn)坐標(biāo)：(0.650，0.678)最小回流比：(2.10)操作回流比：1）精餾段操作線方程：(2.20)式中：R——操作回流比；——離開(kāi)第n塊板的液相摩爾組成；——離開(kāi)第n+1塊板的汽相摩爾組成。即：yn+1=0.939xn+0.0601（2）提餾段操作線方程：(2.21)式中：——進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)。即yn+1=1.032xn－6.42×10-4（3）相平衡方程(2.22)（4）逐板計(jì)算各板氣液相組成：整理為word格式整理為word格式整理為word格式輸入：q輸入：qnFxFqRxDxW圖2.1逐板計(jì)算法計(jì)算框圖初值，精餾段計(jì)算至，進(jìn)料板即為第j塊。并且換提餾段方程繼續(xù)計(jì)算，直至。（5）計(jì)算結(jié)果：最佳進(jìn)料位置第50塊理論板，理論板數(shù)NT=107，利用Excel計(jì)算結(jié)果詳見(jiàn)附錄B。實(shí)際板數(shù)：。將理論塔板數(shù)重新假設(shè)為107，物性變化不大，精餾段操作線與提餾段操作線均無(wú)明顯變化，第二次迭代結(jié)果見(jiàn)附表。3.5精餾塔的工藝設(shè)計(jì)3.5.1塔頂物性數(shù)據(jù)塔頂壓力，塔底溫度查得常壓下：丙烯：液相密度：液相表面張力：丙烷：液相密度：液相表面張力：由于氣體密度按常壓查取，需要校正。整理為word格式整理為word格式整理為word格式查兩參數(shù)普遍化壓縮因子圖：丙烯的臨界溫度，臨界壓力；，查普遍化壓縮因子圖，可得，氣相密度：。丙烷的臨界溫度，臨界壓力；，查普遍化壓縮因子圖，可得，氣相密度。按塔底塔板氣液相組成修正混合物物性：由可得：，液相密度液相表面張力：3.5.2塔高由2.1.4節(jié)計(jì)算結(jié)果可知，所設(shè)計(jì)精餾塔共有實(shí)際板177塊，HT=500mm，則塔有效高度Z0為：Z0=0.5×176=88m設(shè)釜液在釜內(nèi)停留時(shí)間為30min，排出釜液流量qmW=906.5kg/h，塔釜丙烷密度，則釜液的高度為：將進(jìn)料所在板的板間距增至1000mm，每20塊板設(shè)置一個(gè)人孔，人孔所在板的板間距增至800mm，共9個(gè)人孔。此外在考慮塔頂端氣液分離空間高度取1.5m，釜液上方氣液分離空間高度取0.5m。各段高度之和為h=93m。裙座高度：5m。整理為word格式整理為word格式整理為word格式所以，塔的安裝高度=塔體高度+裙座高度。3.5.3塔徑氣相體積流量：液相體積流量：液、氣流動(dòng)參數(shù)：假設(shè)塔板間距HT=0.50m，查Smith關(guān)聯(lián)圖，C20=0.056。因而氣體負(fù)荷因子：.液泛氣速：取設(shè)計(jì)泛點(diǎn)率為0.7，則空塔氣速：u=0.7×0.143=0.1001m/s氣體流道截面積：選取單流型弓形降液管塔板，取=0.12得：則塔徑。計(jì)算塔徑D與設(shè)計(jì)規(guī)范值比較進(jìn)行圓整，取塔徑D=1.8m.對(duì)圓整后塔徑校核：實(shí)際面積：降液管截面積：Ad=AT×0.12=0.299m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=2.191m2實(shí)際操作氣速：實(shí)際泛點(diǎn)率：整理為word格式整理為word格式整理為word格式降液管流速3.5.4降液管及溢流堰（1）降液管尺寸由以上設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降液管所占面積降液管截面積：Ad=AT×0.12=0.299m2由Ad/AT=0.12,查《化工原理》圖8.2.23弓形降液管的寬度與面積可得：lw/D=0.76則堰長(zhǎng)lw=0.76×D=0.785×2=1.368m根據(jù)以上選取的lw/D值計(jì)算降液管寬度bd：選取平形受液盤(pán)，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙hb=0.03m。（2）溢流堰尺寸堰上液頭高h(yuǎn)OW由下式計(jì)算，式中E近似取1，則：考慮到物料比較清潔，且液相流量不大，取堰高h(yuǎn)w=0.04m,底隙hb=0.03m。溢流強(qiáng)度：降液管底隙液體流速：3.5.5塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度b=3mm進(jìn)出口安全寬度邊緣區(qū)寬度整理為word格式整理為word格式整理為word格式有效傳質(zhì)區(qū)有效傳質(zhì)區(qū)降液區(qū)受液區(qū)lwbdbsb’srxbc圖3.1塔板布置圖由Ad/AT=0.12,查《化工原理》圖8.2.23弓形降液管的寬度與面積可得：圖3.2篩孔排布圖3.2篩孔排布圖，；有效傳質(zhì)面積：5）篩孔的尺寸和排列采用篩孔，有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，常按正三角形排列。取篩孔的直徑d0=8mm=0.008m孔中心距t：取t=24mm=0.024m篩板開(kāi)孔率：開(kāi)孔率：，在0.06~0.14范圍之內(nèi)。篩孔氣速：篩孔個(gè)數(shù)：3.6塔板流動(dòng)性能校核整理為word格式整理為word格式整理為word格式3.6.1液沫夾帶量校核之前計(jì)算得出兩相流動(dòng)參數(shù)：根據(jù)兩相流動(dòng)參數(shù)，利用Fair關(guān)聯(lián)圖（《化工原理》下冊(cè)課本第194頁(yè)圖8.2.27，液沫夾帶關(guān)聯(lián)圖），由,泛點(diǎn)率為0.673，查圖得到。有，可得因?yàn)?，所以液沫夾帶量滿足要求。3.6.2塔板阻力的核對(duì)干板阻力前面假設(shè)的篩孔直徑d0=8mm，塔板厚度b=3mm；d0/b=2.67，查《化工原理》下冊(cè)課本第195頁(yè)圖8.2.28，塔板孔流系數(shù)圖，查得。所以塔板充氣液層阻力，為塔板上液層充氣系數(shù)，由；氣體動(dòng)能因子；整理為word格式整理為word格式整理為word格式由氣體動(dòng)能因子查《化工原理》下冊(cè)課本第195頁(yè)圖8.2.29，充氣系數(shù)與動(dòng)能因子的關(guān)系圖，查得。因?yàn)橛汕拔牡?，；所以?.克服液體表面張力阻力由以上三項(xiàng)阻力之和求塔板阻力由于塔板阻力較小，滿足要求。3.6.3降液管液泛校核由，取=0將之前求得的數(shù)據(jù)代入上式可求解因此，取降液管中泡沫層的相對(duì)密度（對(duì)一般液體取0.5-0.6）因此不會(huì)產(chǎn)生降液管液泛。3.6.4液體在降液管中的停留時(shí)間，因此滿足要求。3.6.5嚴(yán)重漏液校核（1）計(jì)算嚴(yán)重漏夜時(shí)的干板阻力整理為word格式整理為word格式整理為word格式由公式計(jì)算得：。（2）計(jì)算漏夜點(diǎn)氣速，滿足要求,不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。各項(xiàng)校核均滿足要求,故所設(shè)計(jì)的篩板可用。3.7負(fù)荷性能圖3.7.1過(guò)量液沫夾帶線根據(jù),并將有關(guān)變量與，的關(guān)系帶入整理得：代入已知數(shù)據(jù)，整理得：因此，由上述關(guān)系可作得過(guò)量液沫夾帶線如圖曲線①。3.7.2液相下限線令=0.006,取E=1.0得由上述關(guān)系可作得液相下限線如圖曲線②。3.7.3嚴(yán)重漏液線將公式代入下式：（近似取為前面計(jì)算的值）整理為word格式整理為word格式整理為word格式化簡(jiǎn)得：其中：3992.62因此解得：由上述關(guān)系可作得嚴(yán)重漏夜線如圖曲線③。3.7.4液相上限線由=5得由上述關(guān)系可作得液相上限線如圖曲線④。3.7.5降液管液泛線令，將，以及與，與，與，的關(guān)系全部代入前式，整理可得：其中因此，可得整理為word格式整理為word格式整理為word格式由上述關(guān)系可作得降液管液泛線如圖曲線⑤。4立式熱虹吸再沸器的設(shè)計(jì)4.1再沸器的設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件4.1.1再沸器的設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)一臺(tái)第2章所設(shè)計(jì)精餾塔塔釜液體加熱所需的立式熱虹吸式再沸器，采用1atm，100℃下的飽和水蒸氣作為加熱熱源，加熱塔釜液體使之沸騰。4.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條件 表4.1再沸器殼程與管程參數(shù)項(xiàng)目物料、物性殼程管程進(jìn)口出口進(jìn)口出口物料水蒸氣水98%丙烯丙烷98%丙烯丙烷溫度\℃100℃100℃52.2℃52.2℃壓力（絕壓）\MPa0.1013250.1013251.8041.8044.2再沸器的工藝設(shè)計(jì)4.2.1物性數(shù)據(jù)（1）殼程凝液（水蒸汽）在100℃，0.1013MPa下的物性數(shù)據(jù)：相變熱：熱導(dǎo)率：粘度：密度：（2）管程流體（按純丙烷算）在52.2℃，1.804MPa下的物性數(shù)據(jù)：相變熱：液相熱導(dǎo)率：液相粘度：液相密度：液相定壓比熱容：表面張力：氣相粘度：氣相密度：蒸氣壓曲線斜率4.1.1設(shè)備尺寸估算熱流量：整理為word格式整理為word格式整理為word格式傳熱溫差：假設(shè)傳熱系數(shù)，則可估算傳熱面積擬用傳熱管規(guī)格為：，管長(zhǎng)L=3000mm，則總傳熱管數(shù)：若將傳熱管按正三角形排列，則取管心距t為30mm，。殼徑直徑：圓整后取殼徑D=600mm，再沸器長(zhǎng)徑比L/D=5（4~6之間），較為合理。取管程進(jìn)口接管直徑：Di=250mm，出口接管直徑：Do=350mm。4.1.2傳熱系數(shù)校核（1）顯熱段傳熱系數(shù)KCL設(shè)傳熱管出口處氣含率，則循環(huán)流量：熱段管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)管內(nèi)質(zhì)量流速：雷諾數(shù)為：普朗特?cái)?shù)為：整理為word格式整理為word格式整理為word格式顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：②管外表面冷凝傳熱系數(shù)蒸汽冷凝的質(zhì)量流量：管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液的質(zhì)量流量：冷凝液膜的雷諾數(shù)：管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：③污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：冷凝側(cè)：管壁熱阻：④顯熱段傳熱系數(shù)（2）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KCE傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：當(dāng)時(shí)，martinelli參數(shù)：得：，查得：.08整理為word格式整理為word格式整理為word格式當(dāng)，得到：，再次查得：泡核沸騰修正因數(shù)：泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：以液體單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：對(duì)流沸騰因子：兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：沸騰傳熱膜系數(shù)：沸騰傳熱系數(shù)：（3）顯熱段和蒸發(fā)段的長(zhǎng)度顯熱段的長(zhǎng)度與傳熱管總長(zhǎng)的比值：顯熱段長(zhǎng)度：整理為word格式整理為word格式整理為word格式蒸發(fā)段長(zhǎng)度：（4）平均傳熱系數(shù)（5）面積裕度實(shí)際傳熱面積：，該再沸器的傳熱面積合適。4.1.3循環(huán)流量校核（1）循環(huán)推動(dòng)力當(dāng)時(shí)，；兩相流的液相分率為：兩相平均密度：當(dāng)x==0.235時(shí)，；兩相流的液相分率為：兩相平均密度：參照設(shè)計(jì)參考表并根據(jù)焊接需要取l=0.9m，于是計(jì)算循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力：（2）循環(huán)阻力①管程進(jìn)口管阻力釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速：整理為word格式整理為word格式整理為word格式釜液在進(jìn)口管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)：進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度：進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)管程進(jìn)口管阻力：②傳熱管顯熱段阻力釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速：釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)：進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)傳熱管顯熱段阻力：③傳熱管蒸發(fā)段阻力汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速：汽相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)：傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)汽相流動(dòng)阻力：整理為word格式整理為word格式整理為word格式液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速：液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)：傳熱管內(nèi)液相流動(dòng)的摩擦系數(shù)傳熱管內(nèi)液相流動(dòng)阻力：傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力：④管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)：管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力：⑤管程出口管阻力管程出口管中氣、液相總質(zhì)量流速：管程出口管中氣相質(zhì)量流速：管程出口管的長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和：管程出口管中氣相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)：管程出口管氣相流動(dòng)的摩擦系數(shù)：整理為word格式整理為word格式整理為word格式管程出口管汽相流動(dòng)阻力：管程出口管中液相質(zhì)量流速：管程出口管中液相流動(dòng)雷諾數(shù)：管程出口管中液相流動(dòng)的摩擦系數(shù)管程出口液相流動(dòng)阻力：管程出口管中的兩相流動(dòng)阻力：⑥系統(tǒng)阻力⑦循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值為循環(huán)推動(dòng)力略大于循環(huán)阻力，說(shuō)明所設(shè)的出口氣化率=0.235基本正確，因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過(guò)程對(duì)循環(huán)流量的要求。5其他輔助設(shè)備、管路及泵的工藝設(shè)計(jì)選擇本套精餾裝置設(shè)計(jì)中，除主要設(shè)備精餾塔外，輔助設(shè)備主要包括再沸器、冷凝器、預(yù)熱器、冷卻器、貯罐等，再沸器的設(shè)計(jì)已單獨(dú)在第3章中進(jìn)行詳細(xì)敘述，以下僅對(duì)其他輔助設(shè)備進(jìn)行初步估算。5.1換熱設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1.1塔頂冷凝器整理為word格式整理為word格式整理為word格式擬用循環(huán)水（10℃）走殼程作為冷卻劑，出口溫度為30℃。管程流體溫度為43℃。傳熱溫差：冷凝器熱負(fù)荷：查表得10℃與30℃水的平均比熱容約為則冷凝水的消耗量為：選取傳熱系數(shù)傳熱面積：5.1.2原料預(yù)熱器原料液由貯罐中用泵送入精餾塔前需要經(jīng)過(guò)預(yù)熱至1.737MPa下泡點(diǎn)進(jìn)料，已知泡點(diǎn)溫度45℃。（計(jì)算見(jiàn)附錄）擬用熱水（90℃）走殼程逆流換熱作為加熱介質(zhì)，出口溫度為60℃。管程流體入口溫度為20℃，出口溫度為45℃。傳熱溫差：進(jìn)料質(zhì)量流量：查表計(jì)算得丙烷在與之間的平均比熱容約為查表計(jì)算得丙烯在與之間的平均比熱容約為因?yàn)檫M(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)為，所以進(jìn)料質(zhì)量分?jǐn)?shù)為。進(jìn)料的平均比熱容為：。預(yù)熱器熱負(fù)荷：整理為word格式整理為word格式整理為word格式選取傳熱系數(shù)傳熱面積：5.1.3塔底產(chǎn)品冷卻器擬用循環(huán)水（10℃）走殼程逆流換熱作為冷卻劑，出口溫度為20℃。管程流體入口溫度為52.2℃，出口溫度為25℃。傳熱溫差：管程質(zhì)量流量：，查表計(jì)算得丙烷在與之間的平均比熱容約為因此，總傳熱量為：查表得10℃與20℃水的平均比熱容約為則冷凝水的消耗量為：假設(shè)傳熱系數(shù)：則總傳熱面積：圓整后取。5.1.4塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用循環(huán)水（10℃）走殼程逆流換熱作為冷卻劑，出口溫度為30℃。管程流體入口溫度為43℃，出口溫度為20℃。傳熱溫差：整理為word格式整理為word格式整理為word格式冷卻器熱負(fù)荷：選取傳熱系數(shù)傳熱面積：表5.2換熱器設(shè)備闡述設(shè)計(jì)序號(hào)位號(hào)名稱(chēng)型式熱流量/kW傳熱系數(shù)/W(/m2·k)傳熱溫差/℃?zhèn)鳠崦娣e/m2備注1E－101進(jìn)料預(yù)熱器固定管板式50.2160042.45290℃水2E－102塔頂冷凝器固定管板式239080021.4717410℃循環(huán)水3E－103塔底再沸器立式熱虹吸2215.685047.854.53100℃飽和水蒸氣4E－104塔頂產(chǎn)品冷卻器固定管板式23.5770011.432.410℃循環(huán)水5E－105釜液冷卻器固定管板式19.5460022.52210℃循環(huán)水5.2儲(chǔ)罐的設(shè)計(jì)5.2.1塔頂產(chǎn)品罐查表得,下丙烯的密度約為。塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量為取產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，則產(chǎn)品罐的容積5.2.2釜液罐塔釜產(chǎn)品的摩爾流量為，（塔頂按純丙烷計(jì)算），整理為word格式整理為word格式整理為word格式查表得,下丙烷的密度約為。質(zhì)量流量為取產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，則釜液罐的容積5.2.3進(jìn)料罐進(jìn)料泡點(diǎn)溫度?；旌弦旱拿芏瓤山朴杀楹捅┑拿芏扔?jì)算求得：查表得丙烯的密度約為，丙烷的密度約為。進(jìn)料為（摩爾分率），所以（質(zhì)量分率）。因此可求混合密度：進(jìn)料質(zhì)量流量：取產(chǎn)品在進(jìn)料罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，進(jìn)料罐容積：5.2.4回流罐塔頂回流的摩爾流量為，（塔頂按純丙烯計(jì)算），查表得,下丙烯的密度約為。質(zhì)量流量為取液體在回流罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，則產(chǎn)品罐的容積表5.1儲(chǔ)罐容積估算結(jié)果表整理為word格式整理為word格式整理為word格式序號(hào)位號(hào)名稱(chēng)停留時(shí)間/h容積/1V-101進(jìn)料罐725722V-102回流罐0.25203V-103塔頂產(chǎn)品罐1206044V-104釜液罐1203465.3管路的設(shè)計(jì)5.3.1進(jìn)料管線已知進(jìn)料處，前文已經(jīng)試差查得進(jìn)料泡點(diǎn)溫度?；旌弦旱拿芏瓤山朴杀楹捅┑拿芏扔?jì)算求得：查表得丙烯的密度約為，丙烷的密度約為。進(jìn)料為（摩爾分率），所以（質(zhì)量分率）。因此可求混合密度：。進(jìn)料的質(zhì)量流量為：進(jìn)料的體積流量為：取流體流速，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.2塔頂蒸汽管線由前文可得，塔頂上升蒸汽的質(zhì)量流量：（塔頂按照純丙烯計(jì)算）整理為word格式整理為word格式整理為word格式查得,下丙烯蒸汽的密度約為塔頂上升蒸汽的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.3塔頂產(chǎn)品接管線查得,下丙烯液體的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.4塔頂回流管線由前文可得，塔頂回流液的質(zhì)量流量：（塔頂按照純丙烯計(jì)算）查得,下丙烯液體的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.5塔釜產(chǎn)品流出管線整理為word格式整理為word格式整理為word格式查得,下塔底液體的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.6塔釜蒸汽回流管線由前文可得，塔釜蒸汽回流的質(zhì)量流量：（塔底按照純丙烷計(jì)算）查得,下塔底蒸汽的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.7儀表接管選取規(guī)格為的管路管路設(shè)計(jì)及選型結(jié)果如下表：表6.1管路設(shè)計(jì)結(jié)果表名稱(chēng)管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.511Φ68×3塔頂蒸氣管14.53Φ133×4塔頂產(chǎn)品管0.479Φ57×3塔頂回流管0.467Φ219×8整理為word格式整理為word格式整理為word格式釜液流出管0.466Φ45×3塔底蒸氣回流管13.80Φ152×8儀表接管/Ф25×2.55.3泵的設(shè)計(jì)5.3.1進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一用一備）由前文可知，進(jìn)料流體流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。進(jìn)料混合密度為：查表得進(jìn)料條件下，丙烯的粘度為，丙烷的粘度為進(jìn)料混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查《化工原理》（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖1.6.16，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管2個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮小（），一個(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），一個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：整理為word格式整理為word格式整理為word格式取進(jìn)料位置與進(jìn)料罐的高度差為，進(jìn)料位置壓力估算：取進(jìn)料罐的壓力與相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，進(jìn)料泵的揚(yáng)程為：進(jìn)料流量為：參考《化工原理》（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考《石化裝置用泵選用手冊(cè)》第100頁(yè)，選用型號(hào)為IH50-32-250B的離心泵，流量為，揚(yáng)程為，功率為。5.3.2回流泵（兩臺(tái)，一備一用）由前文可知，塔頂回流流體流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。塔頂按純丙烯計(jì)算，塔頂回流液混合密度約為丙烯密度，。查表得塔頂條件下，丙烯的粘度為，丙烷的粘度為回流液混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：整理為word格式整理為word格式整理為word格式查《化工原理》（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖1.6.16，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管4個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮?。ǎ瑑蓚€(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），兩個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取回流位置與塔頂回流罐的高度差為，塔頂回流位置壓力為：取回流罐的壓力與相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，回流泵的揚(yáng)程為：塔頂回流流量為：參考《化工原理》（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考《石化裝置用泵選用手冊(cè)》第102頁(yè)，選用型號(hào)為IH80-50-315的離心泵，流量為，揚(yáng)程為，功率為。5.3.3塔底釜液泵（兩臺(tái)，一備一用）由前文可知，塔底釜液產(chǎn)品流速，選取管路規(guī)格為，整理為word格式整理為word格式整理為word格式管路內(nèi)徑。塔底按純丙烷計(jì)算，塔底釜液混合密度約為，。查表得塔釜條件下，丙烯的粘度為，丙烷的粘度為釜液混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查《化工原理》（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖1.6.16，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管4個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮小（），兩個(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），兩個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取塔釜位置與塔底釜液罐的高度差為，塔底釜液位置壓力為：取釜液罐的壓力與相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，釜液泵的揚(yáng)程為：整理為word格式整理為word格式整理為word格式塔底釜液流量為：參考《化工原理》（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考《石化裝置用泵選用手冊(cè)》第99頁(yè)，選用型號(hào)為IH50-32-125的離心泵，流量為，揚(yáng)程為，功率為。該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時(shí)不使用，但非正?；蛲Ｖ构ぷ鲿r(shí)，需要使用。5.3.4塔頂產(chǎn)品泵（兩臺(tái)，一備一用）由前文可知，塔頂產(chǎn)品流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。塔頂按純丙烯計(jì)算，塔底釜液混合密度約為，。查表得塔頂條件下，丙烯的粘度為，丙烷的粘度為塔頂產(chǎn)品混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查《化工原理》（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖1.6.16，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管4個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮?。ǎ瑑蓚€(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），兩個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。整理為word格式整理為word格式整理為word格式則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取回流罐位置與塔頂產(chǎn)品罐的高度差為，取回流罐的壓力與產(chǎn)品罐相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，塔頂產(chǎn)品泵的揚(yáng)程為：塔底釜液流量為：參考《化工原理》（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考《石化裝置用泵選用手冊(cè)》第99頁(yè)，選用型號(hào)為IH50-32-125的離心泵，流量為，揚(yáng)程為,功率為。5.3.5回流泵（兩臺(tái)，一備一用）為了方便儲(chǔ)罐中的產(chǎn)品運(yùn)輸出去，在兩個(gè)儲(chǔ)罐中還設(shè)置了兩個(gè)料液輸出泵。所用相關(guān)泵的參數(shù)匯總?cè)缦拢罕?.2泵設(shè)備及主要參數(shù)序號(hào)位號(hào)名稱(chēng)型號(hào)揚(yáng)程/m流量m3/h功率kW1P-101進(jìn)料泵IH50-32-250B63.66.67.52P-102塔底釜液泵IH80-50-31512360453P-103塔頂回流泵IH50-32-1255.753.750.554P-104塔頂產(chǎn)品泵IH50-32-12556.30.555P-105塔底產(chǎn)品泵IH50-32-12556.30.556控制方案精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個(gè)方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測(cè)上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度整理為word格式整理為word格式整理為word格式進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。只有一個(gè)被控變量的簡(jiǎn)單控制系統(tǒng)，可解決化工生產(chǎn)中大部分的控制問(wèn)題。但是由于其功能單一，滯后較大，對(duì)于干擾多而劇烈的對(duì)象，有一定局限性，其控制質(zhì)量較差。為適應(yīng)工藝要求，在簡(jiǎn)單控制的基礎(chǔ)上，又發(fā)展起來(lái)許多復(fù)雜的控制系統(tǒng)。將本設(shè)計(jì)的控制方案列于下表：表7.1控制方案匯總序號(hào)位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性ρL(kg/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制0-3000kg/h丙烯、丙烷461.32FIC-02回流定量控制0-30000kg/h丙烯470.03PIC-01塔頂壓力控制0—3MPa丙烯470.04HIC-01回流罐液面控制0—1m丙烯470.05HIC-02釜液液面控制0—3m丙烷452.66TIC-01進(jìn)料溫度控制0—60℃丙烯、丙烷461.37TIC-02釜液溫度控制0—60℃丙烷452.67設(shè)計(jì)概算和技術(shù)經(jīng)濟(jì)7.1主要設(shè)備費(fèi)用估算涉及的主要設(shè)備有精餾塔、再沸器、冷凝器。由于冷凝器不進(jìn)行詳細(xì)設(shè)計(jì)，因此其費(fèi)用采用比例系數(shù)估算。計(jì)算公式如下：7.1.1精餾塔設(shè)備費(fèi)用估算精餾塔設(shè)備估算采用重量法計(jì)算，計(jì)算公式如下：塔體材料，塔板材料，此材料價(jià)格已考慮加工因素。整理為word格式整理為word格式整理為word格式1）精餾塔塔體重量估算：精餾塔塔體重量主要由封頭重量和殼體重量組成。為塔體直徑，為塔高，材料密度為壁厚，其估算公式如下：其中：焊接效率分?jǐn)?shù)；殼體最大許用應(yīng)力；。因此，2）精餾塔塔板重量估算精餾塔塔板重量計(jì)算公式如下：其中：為塔體直徑；板為實(shí)際塔板數(shù)；為塔板厚度；材料密度。因此，所以，精餾塔的總費(fèi)用為：7.1.2再沸器重量估算再沸器重量主要由換熱器殼體、管束和折流板重量之和進(jìn)行估算，計(jì)算公式如下：再沸器殼體重量估算再沸器殼體厚度估算參見(jiàn)精餾塔塔體厚度估算公式，推薦再沸器殼程設(shè)計(jì)壓力為1.5Mpa，計(jì)算公式如下：整理為word格式整理為word格式整理為word格式封頭高度查《化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》課本第335頁(yè)附錄六，《鋼制壓力容器封頭》國(guó)標(biāo)GB/T4746-2002，殼體直徑，查得。殼體厚度為：因此，殼體重量為：再沸器管束重量估算帶入已知數(shù)據(jù)可得：再沸器折流板重量估算折流板數(shù)取9塊，厚度取4mm，帶入數(shù)據(jù)得：因此，再沸器的總重量為：再沸器材料取。因此，再沸器的總費(fèi)用為：所以，主要設(shè)備的總費(fèi)用為：7.2項(xiàng)目總投資估算設(shè)備投資額的估算，一般取主要設(shè)備的總價(jià)，然后乘以與次要設(shè)備、備品配件的投資及運(yùn)雜費(fèi)相關(guān)的費(fèi)用系數(shù)，通常該系數(shù)可取為1.2。計(jì)算公式如下：整理為word格式整理為word格式整理為word格式其中：取建筑工程費(fèi)用系數(shù)；安裝工程費(fèi)用系數(shù)；工藝管道費(fèi)用系數(shù)；其他費(fèi)用系數(shù)；因此，流動(dòng)資金：一般取總固定投資的0.2倍建設(shè)期貸款利息：取總固定投資的0.12倍總投資=總固定投資+流動(dòng)資金+貸款利息所以，。7.3項(xiàng)目成本分析項(xiàng)目成本主要包括直接生產(chǎn)成本和設(shè)備折舊成本。7.3.1直接生產(chǎn)成本原材料及輔助材料費(fèi)由各項(xiàng)原材料、輔助材料（包括催化劑、溶劑、包裝材料等）的消耗量乘以單價(jià)而得。前文已經(jīng)求得：進(jìn)料的質(zhì)量流量為：原料的單價(jià)按照4500元每噸，工作時(shí)間按每年8000小時(shí)計(jì)算得：這里沒(méi)有什么輔助材料，不考慮其費(fèi)用。公用工程費(fèi)按照公用工程的消耗量（水、電、蒸汽、冷劑等）乘以單價(jià)來(lái)定。前文中塔底再沸器的設(shè)計(jì)以及輔助設(shè)備中換熱器的設(shè)計(jì)之中，已經(jīng)對(duì)熱蒸汽、熱水及冷凝水的用量進(jìn)行衡算，分別為：塔頂再沸器的熱蒸汽用量為：整理為word格式整理為word格式整理為word格式塔頂冷凝器的冷凝水用量為：釜液冷凝器的冷凝水用量為：塔頂產(chǎn)品冷凝器的冷凝水用量為：進(jìn)料預(yù)熱器的熱水用量為：前文已經(jīng)查得各種泵的型號(hào)以及功率，帶入數(shù)據(jù)計(jì)算得所有泵的總功率為：低壓蒸汽按135元每噸，循環(huán)水按0.22元每噸，熱水按0.4元每噸，用電按0.75元每千瓦時(shí)，工作時(shí)間按每年8000小時(shí)計(jì)算得：公用工程的總費(fèi)用為：設(shè)備折舊成本設(shè)備折舊是指設(shè)備在使用過(guò)程中逐年消耗磨損和損耗的補(bǔ)償，對(duì)于化工廠而言，一般取總設(shè)備費(fèi)用10%。因此，所以，項(xiàng)目總成本為：8.4項(xiàng)目經(jīng)濟(jì)效益評(píng)價(jià)項(xiàng)目經(jīng)濟(jì)性一般通過(guò)投資回收期來(lái)評(píng)估，即項(xiàng)目的凈收益抵償全部投資所需要的時(shí)間。投資回收期（年）=總投資/年凈利潤(rùn)年凈利潤(rùn)又稱(chēng)稅后利潤(rùn)，由毛利潤(rùn)扣除稅費(fèi)算得，稅率一般可取25%。毛利潤(rùn)由年度銷(xiāo)售總收入減去總成本算得。一般年度銷(xiāo)售總收入可由年度產(chǎn)品總銷(xiāo)售量乘以全年產(chǎn)品均價(jià)進(jìn)行估算。由前文可得，塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量：（塔頂按照純丙烯計(jì)算）整理為word格式整理為word格式整理為word格式塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量流量：（塔底按照純丙烷計(jì)算）塔頂產(chǎn)品按5550元每噸，塔底產(chǎn)品按3800元每噸，每年按工作8000小時(shí)計(jì)算得年度銷(xiāo)售總收入為：至少需要2.10年，投資有回收。表8.1技術(shù)經(jīng)濟(jì)概算價(jià)格參數(shù)匯總表項(xiàng)目單位價(jià)格備注原料—丙烯/丙烷元/噸4500丙烯產(chǎn)品—丙烯元/噸5550丙烯產(chǎn)品—丙烷元/噸3800丙烷低壓蒸汽元/噸135冷劑單價(jià)元/kWh0.525循環(huán)水元/噸0.22熱水元/噸0.4電元/kWh0.75整理為word格式整理為word格式整理為word格式設(shè)計(jì)結(jié)果表9.1設(shè)備工藝尺寸表9.2輔助設(shè)備結(jié)果表儲(chǔ)罐的設(shè)計(jì)結(jié)果如下：表5.1儲(chǔ)罐容積估算結(jié)果表序號(hào)位號(hào)名稱(chēng)停留時(shí)間/h容積/1V-101進(jìn)料罐725722V-102回流罐0.25203V-103塔頂產(chǎn)品罐1206044V-104釜液罐120346換熱設(shè)備的參數(shù)列于下表中：表5.2換熱器設(shè)備闡述設(shè)計(jì)序號(hào)位號(hào)名稱(chēng)型式熱流量/kW傳熱系數(shù)/W(/m2·k)傳熱溫差/℃?zhèn)鳠崦娣e/m2備注1E－101進(jìn)料預(yù)熱器固定管板式50.2160042.45290℃水2E－102塔頂冷凝器固定管板式239080021.4717410℃循環(huán)水3E－103塔底再沸器立式熱虹吸2215.685047.854.53100℃飽和水蒸氣4E－104塔頂產(chǎn)品冷卻器固定管板式23.5770011.432.410℃循環(huán)水5E－105釜液冷卻器固定管板式19.5460022.52210℃循環(huán)水管路設(shè)計(jì)及選型結(jié)果如下表：表6.1管路設(shè)計(jì)結(jié)果表名稱(chēng)管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.511Φ68×3塔頂蒸氣管15.35Φ133×4塔頂產(chǎn)品管0.479Φ57×3整理為word格式整理為word格式整理為word格式塔頂回流管0.494Φ219×8釜液流出管0.470Φ45×3塔底蒸氣回流管14.59Φ152×8儀表接管/Ф25×2.5所用相關(guān)泵的參數(shù)匯總?cè)缦拢罕?.2泵設(shè)備及主要參數(shù)序號(hào)位號(hào)名稱(chēng)型號(hào)揚(yáng)程/m流量m3/h功率kW1P-101進(jìn)料泵IH50-32-250B63.66.67.52P-102塔底釜液泵IH80-50-31512360453P-103塔頂回流泵IH50-32-1255.753.750.554P-104塔頂產(chǎn)品泵IH50-32-12556.30.554P-105塔底產(chǎn)品泵IH50-32-12556.30.559.3控制儀表本設(shè)計(jì)的控制方案列于下表：表7.1控制方案匯總序號(hào)位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性ρL(kg/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制0-3000kg/h丙烯、丙烷461.32FIC-02回流定量控制0-30000kg/h丙烯470.03PIC-01塔頂壓力控制0—3MPa丙烯470.04HIC-01回流罐液面控制0—1m丙烯470.05HIC-02釜液液面控制0—3m丙烷452.66TIC-01進(jìn)料溫度控制0—60℃丙烯、丙烷461.37TIC-02釜液溫度控制0—60℃丙烷452.6整理為word格式整理為word格式整理為word格式第十一章設(shè)備評(píng)估及心得體會(huì)11.1設(shè)備評(píng)估對(duì)于篩板塔的評(píng)估，通過(guò)負(fù)荷性能圖可以看出，設(shè)計(jì)點(diǎn)位于正常操作區(qū)內(nèi)，表明該塔的設(shè)計(jì)符合要求，并且對(duì)氣液負(fù)荷的波動(dòng)有一定的適應(yīng)能力。通過(guò)計(jì)算可知，操作彈性為2.64，操作彈性較大。對(duì)于再沸器，選用的是立式熱虹吸式再沸器，它具有結(jié)構(gòu)緊湊，占地面積小，傳熱系數(shù)大等優(yōu)點(diǎn)。本設(shè)計(jì)的再沸器的裕度為31.0%大于30%，基本符合要求，在滿足設(shè)計(jì)要求的同時(shí)，在設(shè)計(jì)材料上也沒(méi)有較大的浪費(fèi)。循環(huán)推動(dòng)力略大于阻力，△pD/△pf=1.0136在1.01—1.05范圍內(nèi)。對(duì)于管路的設(shè)計(jì)、泵的選擇、冷凝器和儲(chǔ)罐的設(shè)計(jì)，許多參數(shù)都是近似或者粗略的估計(jì)，給出了相應(yīng)的規(guī)格，當(dāng)廠址確定及平面、主面布置完成后，應(yīng)根據(jù)實(shí)際情況，對(duì)泵的參數(shù)進(jìn)一步確認(rèn)。11.2心得體會(huì)經(jīng)過(guò)本次化工原理的課程設(shè)計(jì)，我收獲頗多，學(xué)到了很多有用的知識(shí)以及技能。剛開(kāi)始聽(tīng)完老師的講解之后感覺(jué)內(nèi)容繁多，無(wú)從下手，之后去找老師答疑，老師又詳細(xì)地給我講解了主要的設(shè)計(jì)流程，突然間覺(jué)得思路清晰明朗，工作進(jìn)行地也十分得心應(yīng)手，經(jīng)過(guò)十余天的努力，終于完成了設(shè)計(jì)的內(nèi)容。本次課設(shè)首先學(xué)到的就是各種技能，從Word到Excel，從C語(yǔ)言到CAD制圖，有些用得更加?jì)故?，有些則從無(wú)到有地掌握了該項(xiàng)技能。其次就是增強(qiáng)了自身查閱文獻(xiàn)資料的能力，無(wú)論是物性數(shù)據(jù)，還是各種設(shè)備的選型，這些都需要去查閱相關(guān)書(shū)籍，找到自己真正需要的數(shù)據(jù)資料，經(jīng)過(guò)這十幾天的設(shè)計(jì)，自己查閱資料的能力得到了很大的提高。今后無(wú)論是工作還是讀研，都需要具備較強(qiáng)的資料查閱能力，這為今后的學(xué)習(xí)生活打下了良好的基礎(chǔ)。接著就是自己專(zhuān)業(yè)知識(shí)上的提升，對(duì)化工原理這門(mén)課程的理解大大加深，尤其是對(duì)精餾操作以及傳熱的知識(shí)更加了解。對(duì)于塔的設(shè)計(jì)、換熱器的設(shè)計(jì)、輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)、管路及泵的選型有了深入地了解，真正知道化工設(shè)計(jì)的流程步驟，設(shè)計(jì)要求以及思路等，對(duì)今后進(jìn)入工廠或者是設(shè)計(jì)院工作有很大的幫助。最后就是CAD制圖，對(duì)化工制圖有了初步地認(rèn)識(shí)與了解，知道了一些畫(huà)圖地要求與國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)，相信在今后的學(xué)習(xí)生活中一定會(huì)用得到。同時(shí)，還要感謝老師這兩周來(lái)的精心的講解與解答，謝謝老師！整理為word格式整理為word格式整理為word格式整理為word格式整理為word格式整理為word格式附錄一主要符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義與單位符號(hào)意義與單位A塔板上方氣體通道截面積m2E液流收縮系數(shù)Aa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積m2ev單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Ad降液管截面積m2F0氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s·m1/2)F1實(shí)際泛點(diǎn)率Ao板孔總截面積m2NT理論塔板數(shù)AT塔截面積m2Np實(shí)際塔板數(shù)b液體橫過(guò)塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度mZ塔高mbc塔板上邊緣寬度mp系統(tǒng)總壓力kPa組分分壓kPabd降液管寬度mΔPf塔板阻力降N/m2bs塔板上入口安定區(qū)寬度mΦ熱負(fù)荷w(kw)b’s塔板上出口安定區(qū)寬度mqnD餾出液摩爾流量kmol/hC計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子qnF進(jìn)料摩爾流量kmol/hC20液體表面張力20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子qm質(zhì)量流量kmol/hCo孔流系數(shù)qnL液相摩爾流量kmol/hD塔徑mqnv氣相摩爾流量kmol/hdo篩孔直徑mqnW釜液摩爾流量kmol/hET塔板效率qnLh液相體積流量m3/hqnLs液相體積流量m3/shσ克服液體表面張力的阻力mqnVh氣相體積流量m3/hhow堰上方液頭高度mqnVs氣相體積流量m3/shw堰高mR回流比K相平衡常數(shù)r摩爾汽化潛熱kJ/kmolk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)T熱力學(xué)溫度Klw堰長(zhǎng)mt攝氏溫度℃M摩爾質(zhì)量kg/kmolFLV兩相流動(dòng)參數(shù)ρ密度kg/m3f汽化分?jǐn)?shù)σ液體表面張力mN/mHd氣相摩爾焓kJ/kmolτ時(shí)間sH’d降液管內(nèi)清液層高度mΦ降液管中泡沫層的相對(duì)密度Hf降液管內(nèi)泡沫層高度mφ篩板的開(kāi)孔率hb降液管底隙mu設(shè)計(jì)或操作氣速m/shd液體流過(guò)降液管底隙的阻力mua通過(guò)有效傳質(zhì)區(qū)的氣速m/shf塔板阻力（以清液層高度表示m）uf液泛氣速m/sht塔板上的液層阻力（以清液層高度表示）muo篩孔氣速m/s整理為word格式整理為word格式整理為word格式ho干板阻力（以清液層高度表示）mxf進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)h’o嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力mα相對(duì)揮發(fā)度u’o嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的閥孔氣速m/sβ塔板上液層的充氣系數(shù)x液相摩爾分?jǐn)?shù)y氣相摩爾分?jǐn)?shù)HT塔板間距m下標(biāo)和上標(biāo)A.B組分名稱(chēng)min最小c冷卻水max最大D餾出液n塔板序號(hào)e平衡R再沸器F進(jìn)料q精、提餾段交點(diǎn)h小時(shí)s秒V氣相w釜液l液相°飽和’提餾段整理為word格式整理為word格式整理為word格式附錄二理論塔板數(shù)結(jié)算結(jié)果精餾段公式：表B.1精餾段計(jì)算結(jié)果表理論板序號(hào)xnyn理論板序號(hào)xnyn10.97740.9800精餾段260.85140.8664精餾段20.97470.9776精餾段270.84360.8593精餾段30.97180.9750精餾段280.83570.8520精餾段40.96880.9723精餾段290.82750.8445精餾段50.96560.9695精餾段300.81930.8369精餾段60.96220.9665精餾段310.81080.8291精餾段70.95860.9633精餾段320.80230.8212精餾段80.95490.9600精餾段330.79360.8132精餾段90.95100.9564精餾段340.78480.8050精餾段100.94690.9528精餾段350.77600.7968精餾段110.94250.9489精餾段360.76710.7885精餾段120.93800.9448精餾段370.75810.7801精餾段130.93320.9406精餾段380.74920.7717精餾段140.92830.9361精餾段390.74020.7633精餾段150.92310.9315精餾段400.73130.7549精餾段160.91770.9266精餾段410.72230.7465精餾段170.91210.9215精餾段420.71350.7381精餾段180.90620.9162精餾段430.70470.7298精餾段190.90010.9107精餾段440.69600.7216精餾段200.89380.9050精餾段450.68740.7134精餾段210.88730.8991精餾段460.67900.7054精餾段220.88060.8930精餾段470.67060.6974精餾段230.87360.8867精餾段480.66250.6896精餾段240.86640.8801精餾段490.65450.6819精餾段250.85900.8734精餾段500.64660.6744最佳進(jìn)料位置整理為word格式整理為word格式整理為word格式提餾段公式：表B.2提餾段計(jì)算結(jié)果表理論板序號(hào)xnyn理論板序號(hào)xnyn500.64660.6744最佳進(jìn)料位置790.24300.2665提餾段510.63870.6668提餾段800.22760.2501提餾段520.63010.6585提餾段810.21280.2343提餾段530.62100.6497提餾段820.19850.2190提餾段540.61130.6403提餾段830.18480.2042提餾段550.60100.6303提餾段840.17170.1901提餾段560.59000.6196提餾段850.15930.1766提餾段570.57840.6083提餾段860.14750.1638提餾段580.56620.5963提餾段870.13630.1516提餾段590.55330.5837提餾段880.12580.1401提餾段600.53980.5704提餾段890.11590.1292提餾段610.52570.5565提餾段900.10650.1189提餾段620.51110.5420提餾段910.09780.1093提餾段630.49590.5268提餾段920.08970.1003提餾段640.48020.5111提餾段930.08210.0919提餾段650.46400.4949提餾段940.07500.0841提餾段660.44750.4783提餾段950.06840.0768提餾段670.43060.4612提餾段960.06230.0700提餾段680.41340.4437提餾段970.05670.0637提餾段690.39600.4260提餾段980.05150.0579提餾段700.37850.4081提餾段990.04660.0525提餾段710.36100.3900提餾段1000.04220.0475提餾段720.34340.3719提餾段1010.03810.0429提餾段730.34340.3719提餾段1020.03430.0387提餾段740.32600.3538提餾段1030.03080.0348提餾段750.30880.3359提餾段1040.02770.0312提餾段760.29180.3181提餾段1050.02470.0279提餾段770.27510.3005提餾段1060.02200.0249提餾段780.25880.2833提餾段1070.01960.0221提餾段整理為word格式整理為wor