辽宁石油化工大学职业技术学院毕业设计(论文)毕业设计（论文）手册学院:职业技术学院 炼油 0932 王兵兵 刘冬梅专业班级： 姓 名：指导教师：2012 年6月辽宁石油化工大学毕业设计论文填 写 说 明1.本手册是学院对毕业设计（论文）工作进行质量监控的重要依 据，必须认真如实填写，妥善保管。 2.毕业设计（论文）答辩前，学生要将经顶岗单位指导教师、指 导教师及评阅教师评阅后的本手册送交答辩委员会评阅。 3.凡由指导教师组或外聘（反聘）教师指导学生，各系（部）要 派负责教师协助做好毕业设计（论文）手册的填写工作。1辽宁石油化工大学毕业设计论文毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目： 设计（论文）时间： 设计（论文）进行地点： 1、设计（论文）内容： 1 介绍苯、甲苯的相关知识 2 介绍精馏塔种类、设备等知识 3 记录精馏塔工艺计算过程 2、设计（论文）的主要技术指标: 中文名称：苯（30％，质量分数 ） 分子量：78.11 中文名称：甲苯（70%，质量分数） 分离要求：塔顶镏出液的组成为 0.96 操作压力：101.325kPa； 3、 设计（论文）的基本要求 [1]毕业设计（论文）应在培养计划规定的时限内完成； [2]毕业设计（论文）要具有科学性，要求论述系统完整，不能零碎和片面，应做 到首尾一贯而不能前后矛盾，要实事求是而不能主观臆造； 分子式： C6H6 CAS ：108-88-3； 分 子 式：C7H8 塔底釜液组成为 0.01； 回流比：R=1.2Rmin 分 子 量：92.13 分离年处理量 4.0 万吨的苯―甲苯混合液的填料精馏塔 2012 年 3 月 30 日 至 辽宁石油化工大学 2012 年 6 月 20 日毕业设计（论文）任务书 [3]毕业设计（论文）应做到观点明确、论据充分、有必要的相关资料和图表等；[4]毕业设计（论文）必须参阅一定量的资料，并在论文（设计）中反映出来；2梅辽宁石油化工大学毕业设计论文主 任 签 名 ：平毕业设计（论文）任务书年 6 月 20日离均相液体混合物的最有效方法之一， 在炼油、 化工、 石油化工等工业中得到广泛应用。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表 则为填料塔。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，填料塔技术有了长 足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的 意义填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表 面。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。据有关资 料报道塔设备的资料费用占整个投资的费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研 究，受到化工和炼油行业的极大重视。根据设计任务书，此塔设计为填料精馏塔。 本设计主要以分离苯-甲苯二元系混合液的填料精馏塔，对年处理量为 4.0 万吨的分 离填料精馏塔。进料中苯含量为 30%质量分数，的常温液体。要求塔顶镏出液为 0.96， 塔底釜液为 0.01. 进行工艺计算关键词： 苯 甲苯 精馏塔3辽宁石油化工大学毕业设计论文目录前 言 .................................................................. 1 第一章 文献综述.......................................................... 2 1.1 苯 ................................................................2 1.1.1 苯的来源 ....................................................2 1.1.2 苯的性质 ....................................................3 1.2 甲苯 ..............................................................4 1.2.1 甲苯的来源 ..................................................4 1.2.2 甲苯的性质 ..................................................4 1.3 精馏塔的介绍 ......................................................5 1.4 精馏原理 ..........................................................5 1.5 精馏技术的进展 ....................................................6 第二章 设计部分.......................................................... 8 2.1 设计任务 ..........................................................8 2.2 设计方案的确定 ....................................................8 2.2.1 装置流程的确定 ..............................................8 2.2.2 操作压力的选择 .............................................10 2.2.3 进料热况的选择 .............................................10 2.2.4 加热方式的选择 .............................................11 2.2.5 回流比的选择 ...............................................11 2.3 精馏塔的工艺计算 .................................................12 2.3.1 精馏塔的物料衡算 ...........................................12 2.3.2 热量衡算 ..................................................14 2.3.3 理论塔板数计算 .............................................16 2.3.4 精馏塔主要尺寸的设计计算 ...................................16 2.3.5 塔径设计计算 ...............................................18 2.3.6 附属设备及主要附件的选型计算 ...............................21 2.3.7 精馏塔的高度 ...............................................25 第三章 结 论 ...................................................... 27 致 谢 ................................................................. 28 参 考 文 献 ............................................................ 29 附 录 ................................................................. 304辽宁石油化工大学毕业设计论文前言根据资料显示:苯沸点 80.1 度,而甲苯是 110.6,两样物质化学性质相近,故只能采用 沸点不同进行分离,可将混合物置于水浴中,进行蒸馏，这种方法只能得到的纯度不可 能达到百分之九十九，故可参考酒精和水分离方法，当用普通的蒸馏方法提纯达到 97.6％(体积分数)之前，挥发系数 K 大于 1,但到了 97.6％这个点时,挥发系数 K 就会等 于 1,这时酒精再也不能从混合液中挥发出来,于是就再下不能往下得到纯度更高的酒精 溶液，同样,甲苯和苯混全物中,当用常规方法提取苯到一定浓度时,当苯的纯度达到了 像 97.6％这样的这个点时,就再也不能往下提纯了,只有用负压精蒸的方法才能进行， 当压力下降到一定值时,再蒸馏就可以达到更到纯度了,甚至可达到 100％。 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和 适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题， 适当控制漏液。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐 步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为 减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进 口处的速度，使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的 比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降，其 操作的负荷范围比泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到 2-3。 为了培养学生独立思考，综合运用所学知识，解决实际问题的能力,给同学们一片自 己动手的天空,老师为我们提供了一个让我们展示才华、思维和能力的良好机会――筛 板塔的设计。为了搞好本次设计的内容，务必做到事实求是、事必躬亲、作风严谨、 滴水不漏。为了将来工作得心应手，我们应该认真对待这次课程设计。1辽宁石油化工大学毕业设计论文第一章 文献综述1.1 苯1.1.1 苯的来源 工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产， 甲苯歧化、 烷基苯脱烷基等过程 也是苯重要的工业来源，由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。不同国家和地区的 苯供应情况各不相同：美国主要从重整汽油中获得；西欧主要来自裂解汽油；中国主要 由重整汽油及炼焦副产品生产。由重整汽油及裂解汽油分离苯在石脑油经催化重整所得 的重整汽油中，约含苯 6％（质量），用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出，再精馏得 到苯、甲苯、二甲苯。由烃类裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可达 40％（质量）, 工业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用 催化加氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。（见芳烃抽提） 脱烷基制苯 所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烃的供需平衡决定。烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。催化脱烷基法反应温 500～ 650℃，压力 3.0～7.0MPa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低， 但因催化剂易结焦，需有较大的氢／烷基苯比，俗称氢油比。此外，还要求原料中非芳 烃含量不能太高。热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反应温度比催化脱烷基法高 约 100～200℃，压力为 3.0～10.0MPa，特点是操作比较简单,但能耗大、反应器材料要 求高。两种脱烷基法流程十分相似(图 2),其主要差异只是在反应器构造上。原料与氢 混合加热后进入反应器。反应后，混合物经冷却进入气液分离器，分出氢气等气相物 料。液相混合物经稳定塔、白土处理器，最后再经精馏塔得产品苯。脱烷基反应的关键 是维持正常温度，温度过高引起苯收率下降和严重结焦，故应及时移出反应热（可用低 温氢为冷却剂） 。 两种脱烷基的甲苯单程转化率都在 70％～85％，苯收率 95％～98％。 甲苯歧化 甲苯与苯比较，用途较少。甲苯经歧化反应除制得苯外，同时获得用途较大的二甲苯，因此这也是解决各种芳烃的需求不平衡的重要方法（见碳八芳 烃）。2辽宁石油化工大学毕业设计论文从炼焦副产分离苯煤焦化过程中，除生成焦炭外，得到焦炉煤气及液体产物。焦炉煤气经油吸收分离，得到芳烃混合物,再用硫酸处理或催化加氢,脱除混合物中 烯烃及含硫化合物,得到粗苯。粗苯中含苯(50％～70％)、甲苯、二甲苯等，可用精馏 法分离出苯。 1.1.2 苯的性质 最简单的芳烃。分子式 C6H6。为有机化学工业的基本原料之一。无色、易燃、有 特殊气味的液体 。熔点 5.5℃，沸 点 80.1℃，相对密度 0.℃） 。在水中 的溶解度很小，能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机溶剂混溶。能与水生成恒沸混合 物，沸点为 69.25℃，含苯 91.2％。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带 出。苯在燃烧时产生浓烟。 苯能够起取代反应、加成反应和氧化反应。苯用硝酸和硫酸的混合物硝化，生成 硝基苯，硝基苯还原生成重要的染料中间体苯胺；苯用硫酸磺化，生成苯磺酸，可用 来合成苯酚；苯在三氯化铁存在下与氯作用，生成氯苯，它是重要的中间体；苯在无 水三氯化铝等催化剂存在下与乙烯、丙烯或长链烯烃作用生成乙苯、异丙苯或烷基 苯，乙苯是合成苯乙烯的原料，异丙苯是合成苯酚和丙酮的原料，烷基苯是合成去污 剂的原料。苯催化加氢生成环己烷，它是合成耐纶的原料；苯在光照下加三分子氯， 可得杀虫剂 666，由于对人畜有毒，已禁止生产使用。苯难于氧化，但在 450℃和氧 化钒存在下可氧化成顺丁烯二酸酐，后者是合成不饱和聚酯树脂的原料。苯是橡胶、 脂肪和许多树脂的良好溶剂，但由于毒性大，已逐渐被其他溶剂所取代。苯可加在汽 油中以提高其抗爆性能。苯在工业上由炼制石油所产生的石脑油馏分经催化重整制 得，或从炼焦所得焦炉气中回收。苯蒸气有毒，急性中毒在严重情况下能引起抽筋， 甚至失去知觉；慢性中毒能损害造血功能。 1865 年，F.A.凯库勒提出了苯的环状结构式(见图 1a)，目前仍在采用 。根据量子 化学的描述 ，苯分子中的 6 个 π 电子作为一个整体，分布在环平面的上方和下方，因 此，近年来也用图 1b 式表示苯的结构.3辽宁石油化工大学毕业设计论文1.2 甲苯1.2.1 甲苯的来源 煤焦化副产的粗苯馏分中含甲苯 15％～20％(质量)，其数量与原料煤的性质、焦化深 度有关。一般生产每吨焦炭可副产甲苯 1.1～1.3kg。 用硫酸洗除粗苯馏分中不饱和烃 和杂质，再经碱中和、水洗、精馏，可得到纯度很高的甲苯。 催化重整油中含芳烃 50％～60％(体积)，其中甲苯含量可达 40％～45％。催化重整 油采用二甘醇、环丁砜、Ν－甲基吡咯烷酮等溶剂进行萃取以回收芳烃(见芳烃抽提)， 最后经精馏得到高纯度甲苯。 裂解汽油中芳烃含量为 70％（质量）左右，其中 15％～20％是甲苯。裂解汽油经两 段加氢脱除二烯烃、单烯烃和微量硫，再经萃取、精馏，可得到纯度 99.5％以上的甲 苯。1.2.2 甲苯的性质 一种芳烃，分子式 C6H5CH3。存在于煤焦油和某些石油中。无色易燃液体 。熔 点 － 95 ℃，沸点 110.6 ℃ ，相对密度 0.℃ ）。不溶于水，能溶于乙 醇、乙醚等有机溶剂。膨胀系数大，凝固点低，可用来制造低温温度计。甲苯比苯更 容易发生取代反应。甲苯硝化时生成邻和对硝基甲苯，继续硝化生成 2，4，6-三硝基 甲苯（TNT)，是一种重要的炸药。甲苯在加热时氯化 ，生成氯化苄 C6H5CH2Cl，但在 三氯化铁存在下，氯化反应在苯环上进行，生成邻和对氯甲苯 。甲苯在催化剂存在下 用空气氧化 ，生 成 苯 甲 酸 C6H5COOH 。在甲苯过剩的国家中，则利用甲苯的加氢 去甲基生产苯。4辽宁石油化工大学毕业设计论文甲苯在工业上从石脑油重整产物中分离，或从蒸馏煤焦油所得的中油馏分中回收 。甲 苯加在汽油中可提高其抗爆性能，还可作溶剂。1.3 精馏塔的介绍蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝 达到轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重 要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和 分析分离过程中的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连 续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场 合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分 为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间 歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单 蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体 系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加 入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离 的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为 常压精馏、加压精馏和减压精馏。1.4 精馏原理精馏的基本原理是利用溶液中各组分的挥发性的不同。将溶液加热至沸，有一部 分溶液汽化，由于各个组分的挥发性不同，液相和气相的组成不一样：挥发性高的组 分，即沸点较低的组分在气相中的浓度比在液相中的浓度要大；挥发性较低的组分，5辽宁石油化工大学毕业设计论文即沸点较高的组分在液相中浓度比在气相中浓度要大。同样的道理，物料蒸气被冷却 后有一部分蒸汽被冷凝，冷凝液中的重组分浓度比气相中重组分浓度高。 多组分溶液经过一次部分汽化和部分冷凝过程，使溶液分离，这种方法，叫做 “简单蒸馏”。如果将蒸馏所得的冷凝液再一次进行部分汽化，气相中的轻组分浓度 就会更高。如果使溶液多次部分汽化一部分冷凝，最终可以在气相中得到较纯的轻组 分，在液相中得到较纯的重组分。多组分溶液经过上述步骤而使溶液分离，这种方 法，叫做“精馏”。 精馏按原理中所含组分数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中，以多组分 精馏较为普遍。但多组分和两组分精馏的基本原理、计算方法均无本质的区别。按操 作方式可分为间歇和连续精馏。按操作压强可分为常压、加压和减压精馏。精馏在精 馏装置中进行，它由精馏塔、冷凝器和再沸器等构成，由于再沸器供热，塔底存液部 分汽化，蒸汽沿塔逐板上升，使全塔处于沸腾状态。蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝得到馏 出液，部分作为回流液回入塔中，逐渐下流，使塔中各板上保持一定液层。假设料液 中仅含有二个组分，于中部适当位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板下流进入再沸 器，汽相部分上升流经各板至塔顶冷凝器。精馏塔中料液加入板称为加料板，加料板 以上部分称为精馏段，加料板以下部分称为提留段。1.5 精馏技术的进展精馏是应用最广的传质分离操作，其广泛应用促使技术已相当成熟，但是技术的成 熟并不意味着之后不再需要发展而停滞不前。称说技术的发展往往要花费更大的精力， 但由于其应用的广泛，每一个进步，哪怕是微小的，也会带来巨大的经济效率。正因 为如此，蒸馏的研究仍受到广泛的重视，不断取得进展。 板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔 成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。板式塔的设计已达到较高水平，设计结果比较 可靠。马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究，使认6辽宁石油化工大学毕业设计论文识得到了深化，对传质效率的研究有所促进。具有各种特点的新型塔板开发研究不断 取得成果。对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究 不断深入，但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离，特别是多元系统 的效率。所幸的是，经广泛实验研究发现，利用实验室的奥德肖小筛板塔可以比较可 靠地测的工业塔中的点效率，可以弥合一些上述的差距。进一步深入进行塔中汽液两 相流动状况的研究，对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域，对于认识至今了 解甚少的降液管中状况都十分有意义。 提高精馏过程的热力学效率、节省能耗是一贯受到重视的研究领域，分离序列的 合成，应用热集成概念和夹点分析方法开发节能的分离流程和优化换热网络，在具体 分离过程中合理地应用日泵、多效精馏、中间再沸器和中间冷凝器等实现节能，一直 是得到广泛重视的活跃的研究领域。 精馏的研究工作一直十分活跃，而且不断取得成果。在各种新分离方法得到不断 开发和取得工业应用之际，在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中 所起的重要作用不会改变，作为主要分离方法的地位不会动摇。随着科学技术和工业 生产水平的提高，精馏的应用天地十分广阔，重要的是通过不断努力，使其技术水平 得到进一步提高，使其日益完善。7辽宁石油化工大学毕业设计论文第二章 设计部分2.1 设计任务在一常压操作的连续精馏塔内分离苯―甲苯混合物。已知原料液的年处理量为 4.0 万 吨 ，组成为 0.3（苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为 0.96，塔底釜液 的组成为 0.01。 设计条件如下： 操作压力 进料热状况 回流比 单板压降 全塔效率 建厂低址 4kPa（塔顶压力）； 自选； 自选； ≤0.7kPa； ET = 52%； 辽宁地区；试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。2.2 设计方案的确定2.2.1 装置流程的确定 冷却器设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。 连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，适合小规模，多品种或多组分物系 的初步分离。蒸馏装置包括精馏塔, 原料预热塔, 蒸馏釜,冷凝器,釜液器,釜液冷却器 和产品 蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化和多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜 输入，由冷凝器冷却器中的冷却介质将余人热带走。在此过程中，热能利用很低，为 此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料做为塔顶产品冷却器的冷却 介质，即可将原料预热，有可节余冷却介质。8辽宁石油化工大学毕业设计论文另外，为保持塔的稳定性，流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料，以免 受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全凝器，分冷器―全冷器两种不同的设置。工业上以采用全 凝器为主，以便于准却的控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用，若 后继装置使用气态物料，则应用分凝器。 总之，确定流程时要教全面合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。9辽宁石油化工大学毕业设计论文2.2.2 操作压力的选择 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根 据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下 列原则： 一、 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力 增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增 加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加 压操作。操作压力大于 1.6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂 冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 二、 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力 提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 三、 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增 大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 2.2.3 进料热况的选择进料状态有 5 种，可用进料状态参数 q 值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液 体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q ＜0。q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与 塔顶出料量 D 和进料量 F 的比值 D/F 有关；对于低温精馏，不论 D/F 值如何，采用较高 的 q 值为经济；对于高温精馏，当 D/F 值大时宜采用较小的 q 值，当 D/F 值小时宜采用 q 值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或 冷却可依据下列原则定性判断： 一、 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预 热有利，但会增加提馏段的塔板数；10辽宁石油化工大学毕业设计论文二、 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预 冷有利。 泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏 段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。进料热况的选择 2.2.4 加热方式的选择 蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如蒸 馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜用直接蒸 汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉见解加热设 备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内液体起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻 组分收率一定的前提下， 釜液浓度相应降低， 故需要在提留段增加塔板以达到生产要求。 2.2.5 回流比的选择 影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量 D 一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之 间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗 量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择 是一个很重要的问题。 适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流 比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面 3 种方法 之一来确定回流比。 一、 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； 二、 先求出最小回流比 Rmin ，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.1 ∽ 2 倍，即 R＝（1.1∽2）Rmin； 三、 在一定的范围内，选 5 种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作 出回流比与理论塔板数的曲线，如图所示。当 R= Rmin 时，塔板数为∞；R＞Rmin 后，11辽宁石油化工大学毕业设计论文塔板数从无限多减至有限数； R 继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓 慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还 应视具体情况选定。2.3 精馏塔的工艺计算2.3.1 精馏塔的物料衡算 1．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 已知：F@=4.0 万吨M300 天=4M300×24=5556 K／h 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 笨的摩尔分率 甲苯摩尔分率 进料液 χ 1=M A =78.11kgMkmol30 78.11 ? 0..13 ? 30 78.11χ 2=1-0.2M ? M 苯 x1 ? M甲苯 x 2=78.11×0.×0.kg/kmol F=(2-1)F? =≈63.55kg/kmol MF ? D ?W FxF ? DxD ? Wx W根据物料衡算方程 又因χ F=χ 1=0.3358 χ D= 解得 总物料衡算, χ w=4 78.11 ? 0..11 ? 96 92.1396 78.11 ? 0..11? 4 92.13D=12.49kmol/h 63.55 = D + WW=27.23kmol/h12辽宁石油化工大学毕业设计论文乙醇物料衡算 联立解得63.55×0.3358 = 0.9744×D+0.0341W D = 20.34kmol/h W =43.21 kmol/h由于泡点进料 q=1，由气液平衡数据，用内插法求得进料液温度t F ? 102.2 33.58 ? 20.2 ? ，得 tF=97.81℃ 59.2 ? 20.2 89.4 ? 1 0 .2 2在此囟认拢降暮捅フ羝 PA0=159.99kPa.甲苯的饱和蒸汽压 PB0=73.33kPa α = PA0 ? 2.18PB0又根据Rmin ?1 xD ?(1 ? xd ) [ ? ] =2.34 ? ? 1 xF 1? x f(2-2)R=1.2Rmin=1.2×2.34=2.81 L=R?D=2.81×20.34=57.18 KmolM h L＇=L+q?F=57.18+63.55=120.73 KmolM h V@=V=72.55 KmolM h表 2-1 物料衡算表物料 进料 F流量（KmolM h） 63.55组分 苯 0.3358 甲 0.6642物料 精馏段上升 蒸汽量 V 提馏段上升 蒸汽量 V@ 精馏段下降 液体量 L 提留段下降 液体量 L@物流（KmolM h） 72.55塔顶产品 D20.34苯 0.9659 甲苯 0.034172.55塔底残夜 W43.21苯 0.0468 甲 0.953252.55120.7313辽宁石油化工大学毕业设计论文2.3.2 热量衡算 1.热量衡算的物流示意图（能流图） 气液平衡数据，用内差法可求塔顶温度 t D 塔底温度 t w 泡点温度 t@Dt ? 82.3 96.59 ? 90.3 ? D , 95.0 ? 90.3 81.2 ? 82.34.68 ? 0 t ? 110.6 ? , 8.8 ? 0 106.1 ? 110.6t D =80.82℃ t w =108.20℃注：下标 1 为苯，下标 2 为甲苯。t D 温度下:Cp1=25.75 kcal ? ? kmol? K ? =107.81 kj ? kmol? K?Cp2=31.00 kcal ? kmol? K ? =129.52 kj ? kmol? K?K? Cp(D ) ? Cp xD ? Cp ? xD ? 129.52 kj ? kmol?t w 温度下：Cp1=27.75 kcal ? kmol? K ? =116.19 kj ? kmol? K?Cp2 =33.90 kcal ? kmol? K ? =141.94 kj ? kmol? K?K? Cp(W ) ? Cp xw ? Cp ? xW ? 140.48 kj ? kmol?t D 温度下: ? 1 ? 93.0kcal kg ? 9230 ? 4.18668 ? 389.37 kj kg? 2 ? 90.0kcal kg ? 90.0 ? 4.18668 ? 376.81kj kg? ? ? 1 ? x D ? ? 2 ? ?1-x D ? ? 389,37 ? 0.9659 ? 376.81 ? ?1-0.9659 ? ? 388.81kj kg塔 顶：M ? M ? xD ? M2 ? （ 1-xD） ? 78.11? 0.9659 ? 92.13 ? （ 1-0.9659） ? 78.59Kg kmol（1）塔顶以 0℃为基准，0℃时塔顶上升气体的焓值 QVQV ? V ? Cp ? tD ? V ? ? ? 72.55 ? 112.23 ? 80.82 ? 72.55 ? 388.94 ? 78.59 ?
kj h（2）回流液的 QR Cp1=25.30 kcal ? kmol? K ? =110.62 kj ? kmol? K? Cp2=31.39 kcal ? kmol? K ? =136.91 kj ? kmol? K?K? Cp ? Cp1 ? xD ? Cp2 (1 ? xD ) ? 0.+133.6×（1-0.9659）=106.87 kj ? kmol?? ? 52.55×106.87×80.82=kJMh QR ? L ? Cp ? tD（3） 镏出液的焓值 Q D14辽宁石油化工大学毕业设计论文因为镏出口于回流组成一样，所以 C p =106.63 kj ? kmol? K?Q D =D× C p ×Δ t=18.31×106.34×80.82=17568.33 kJMh(2-3)（4）冷凝器消耗QC ? QV - QR - Q D =--= kJMh（5）进料口 Q F tF 温度下：Cp1=26.48 kcal ? kmol? K ? =110.62 kj ? kmol? K? Cp2 =32.70 kcal ? kmol? K ? =136.91 kj ? kmol? K? 由于 Cp ? Cp1 xF ? Cp2 (1 ? xF ) =110.62×0.×(1-0. kj ? kmol? K? 所以 Q F =F? C p ? t w =63.55×128.08×97.82= kJMh （6）塔底残液焓 QWQW =W? C p ? t w =43.21×140.48×108.2= kJMh（7）再沸器（全塔范围列衡算式） 设再沸器损失能量 Q损 =0.1 QB 0.9 QB = QC + QW + Q D - Q F =++-= kJMh ∴ QB = kJMh表 2-2 热量衡算表 进料 冷凝器 塔顶 出液 平均比热 128.08 ―― 106.87 流 塔釜 出液 140.48 ―― 流 再沸器QB + Q F = QC + QW + Q损 + Q Dkj ? kmol? K?热量 （kJMh）
15辽宁石油化工大学毕业设计论文2.3.3 理论塔板数计算 塔顶温度下： 甲苯的饱和蒸汽压 PA0=1.05Kgf／c O PB0= 0.48Kgf／c O α D= PA ? 2.188P0 B0(2-4)塔底温度下： 甲苯的饱和蒸汽压PA0=2.12Kgf／c O PB0= 1.05Kgf／c Oα W=2.12M1.05=2.019 全塔平均挥发度: a平均 ? ? w? D ? 2.188 ? 2.019 ? 2.102N min?? x D lg ?? ?1? x D ? ???? 1 ? xW ? ?? ? ?? xW?? ? ?? ??lg ? 平均=8.56(2-5)R - R min ? 0.123 R ?1N-N min ? 0.60 N ?1解得 N=22.9（含釜）进料的相对挥发度：α F=2.18 塔顶与精料的相对挥发度： a ? ? w? F ? 2.188 ? 2.18 ? 2.184N min?? x D lg ?? ?1? x D ? ???? 1 ? x F ? ?? ? ?? x F?? ? ?? ??lg ?=5.38(2-6)N ? N min ? 0.60 N ?2N=16.45取整数，精馏段理论板数 17 块，加料板位置为从塔顶数第 18 块层理论板，取整理论板 数为 25 块【9】2.3.4 精馏塔主要尺寸的设计计算 1、精馏塔设计的主要依据和条件16辽宁石油化工大学毕业设计论文表 2-3 精馏塔设计的主要依据和条件温度M℃ =97.81 甲苯密度M（ g? ml ?1 ） 苯密度M（ g? ml ?1 ）t D =80.83t w =108.21tF0.815 0.8200.766 0.7780.763 0.765（1）塔顶条件下的流量和物性参数M =78.52kgMkmolV1= M ?V=78.52×72.55=5696.63kgMhL1= M ?L=78.52×57.81=4489.77kgMh 1Mρ L=a1?1?a2?2=1.2288mlMg所以 ? L ? 813.8 kg m3?V ?pM 101.325 ? 78.52 ? ? 2.708 kg m3 RT 8.314 ? (273.15 ? 80.82)（2）塔底条件下的流量和物性参数M ? M ? x W ? M ?2 （ 1-x W） ? 78.11? 0.0468 ? 92.13 ? （ 1-0.0468） ? 91.47Kg kmol?V ?pM 101.325 ? 91.47 ? ? 2.923kg m3 RT 8.314 ? (273.15 ? 108.80)a1 ? a21Mρ L=?1?2=1.277? L ? 783.01kg m3V′3=91.47×72.55=6636.15kgMh=6636.15M（）=0.6306m3Ms L′3=M^?L′=91.47×120.73=6843.79kg/h （3）进料条件下的流量和物性参数M ? M ? xF ? M2 ? （ 1-xF） ? 78.11? 0.3358 ? 92.13 ? （ 1-0.3385） ? 87.42Kg kmol?V ?pM 101.325? 87.42 ? ? 2.872kg m 3 RT 8.314? (273.15 ? 97.77)a11Mρ L=?1?a2?2=1.333 所以 ? L ? 749.7 kg m3V′=V =6432.3 kg/h17辽宁石油化工大学毕业设计论文精馏段： L2= M ?L=87.42×52.55=4593.92kg/h 提留段： L′2= M ?L=87.42×120.73=10554.22 kg/h （4）提馏段的流量和物性参数?V ??V 1 ? ?V 22=2.79 kg m 3?L ?? L1 ? ? L 22=781.8 kg m 3V=（V1+V2）/2=6019.47 kg/h （5）提馏段的的流量和物性参数L=(L1+L2)/2=4541.86kg/h?V ??V 2 ? ?V 32=2.898 kg m 3?L ?? L3 ? ? L 22=766.4 kg m 3V=（V＇3+V＇2）/2=6019.47kg/h （6）体积流量 塔 塔 进 顶: 底： 料:L=(L＇+L)/2=10798.70 kg/hVs1=.708×3 m3Ms Vs2=6636.15/（2.923×3600）=0.6219 m3Ms Vs3=.872×4 m3Ms Vs=（Vs1+Vs2）/2=0.4=0.6129 m3Ms V′s=（Vs2+Vs3）/2=0.4=0.6213 m3Ms精馏段： 提馏段：2.3.5 塔径设计计算表 2-4 精馏塔规格填料名称 尺寸/mm 比表面积 m /m 金属鲍尔环 25×25×0.6 2092 3堆积ρ kg/ m 0.943个数 n空隙频率ξ填料因素480510001601. 精馏段L ? ?V ? 2 4541.86 ? 2.79 ? 2 X? ? ?? ? ? ? ? ? 0.0451 V ? ?L ? 6019.47 ? 781.8 ?Y=0.02411(2-7)18辽宁石油化工大学毕业设计论文表 2-5 甲苯粘度温度/℃ 黏度/cP 所以t D =80.820.310t w =108.200.234t w =97.820.279?=（0.310+0.279）/2=0.294MPa?s表 2-6 水的密度温度/℃ 密度/ （kg? m-?）8090100 958.4971.8 965.3 80.63 ? 97.77 t ? ? 89.20 ℃ 2内插法：90 ? 80 965.3 ? 971.8 /m? ? ? ? 水 ? 965.82kg 89.20 ? 80 ? 水 - 971.80.2 ? ? Ψ ? ?L ? L 2 ? ?F ? 0.187 g? ?Ly＝(2-8)又因为Ψ ??L 781.8 ? ? 0.8095 ?水 965.82? ? ? 2.273m/s ? ?-1? 160 ? 0.8095 ? 2.872 ? ? 0.294 ?0.2 uF ? ? ? 0.187 ? 9.81? 781.8 ?D=4Vs ? 0.74m ? ?u取整：D=800 L 2. 提取段L ? ?V ? 10798.80 ? 2.898 ? 2 X? ? ? ? ? ? ? ? 0.1023 V ? ?L ? 6489.2 ? ? 766, 4 ?Y=0.141 ?=（0.234+0.279）/2=0.2565MPa?s ， 内插法：t ? 108.2 ? 97.82 ? 103.01 ℃ 21 21110 ? 100 103.01 ? 100 ? ? ?水 ? 955.94kg /m? 951.0 ? 958.4 ?水 -958.419辽宁石油化工大学毕业设计论文y＝0.2 ? ? Ψ ? ?L ?L 2 ? ?F ? 0.141 g? ?L(2-9)又因为Ψ ?? L 785.3 ? ? 0.802 ? 水 965.2? ? ? 2.10m/s ? ?-1? 160 ? 0.802 ? 2.878 ? ? 0. uF ? ? ? 0.141? 9.81? 766.40 ?取 u=0.6uF=0.6×2.10=1.26m/s 圆整：D=800mm 3、填料层高度设计计算 （1）等板高度设计计算 精馏段：F=u× ?V =2.278 HETP=1/ NETP=1/3.76=0.266m 提留段：F=u× ?V =2.145 HETP=1/ NETP=0.263m Z= Z1+ Z2=4.522+2.105=6.627m （2）填料层压降计算 由以前计算知道ρ L=781.8kg/m ? ?L=0.294mPa?s Ψ =0.8095?1D=4Vs ? 0.793m ? ?uNETP=3.76 Z1=0.266×17=4.522 NETP=3.8 Z2=0.26×8=2.105mρ V=2.790kg/m ? Φ =160m- ?? ? ? 2.28m/s ? ?? 160 ? 0.8106 ? 2.790 ? ? 0.294 ?0.2 uF ? ? ? 0.187 ? 9.81? 781.8 ?Y=u 2 ? ? ? ? ? ?V ?? ?? g ? L1? ? L 0.2 ? ? ? ( ? ) ? 0.075 W ?1(2-10)L ? ?V ? 2 4541.86 ? 2.790 ? 2 X? ? ?? ? ? ? ? ? 0.046 V ? ?L ? 6019.47 ? 781.8 ? 查表知： Δ p=57.8 L H2O/m（3）提留段20辽宁石油化工大学毕业设计论文由前面计算可知：ρ L=766.4kg/m ? ?L =0.2565mPa?s uF=2.10m/s Y=ρ V=2.898kg/m ? Ψ =0.802 Φ =160m- ?u=0.6 uF=1.26m/s X=0.1045u 2 ? ? ? ? ? ?V ?? ?? g ? L? ? L 0.2 ? ? ? ( ? ) ? 0.059 W ?由查表的：Δ p=48.7 L H2O/m2.3.6 附属设备及主要附件的选型计算一、冷凝器 沈阳最高月平均气温 t1=35℃ 冷却剂选用深井水，冷却水出口温度一般不超过 40℃，否则易结垢。 取 t2=38℃ 泡点回流温度 t′D=79.67℃， 塔顶蒸汽温度 tD=80.831. 计算冷却水流量 Gc=Qc ?
kg/h Cp ? (t2 ? t1 )2. 冷凝器的计算与选型 因为冷凝器选择列管式，逆流方式Δ tm=? ? t1 ) ? (t D ? t 2 ) (t D ? 43.64℃ ln??t ? D ? t1 ? /(t D ? t 2 )?Qc= kJMh A=Qc/（K?Δ tm）=128.67m? A′=1.2A=154.41m?因 且h oC ? K=400 kj ? m 2 ??Qc=K?A?Δ t操作弹性为 1.2，表 2―7 冷凝器规格公称直径 Dg管程数 N管规定/mm排数管程流道面积 /m?计算传热面积 m? （管长 6000mm） 165.1500mm1υ 25×2.5355210.1115辽宁石油化工大学毕业设计论文二、再沸器 选择 150℃的饱和水蒸气加热，温度为 150℃的饱和水蒸气冷凝潜热 506.0kcal/kg。 1. 间接加热蒸汽量 GB=QB
= =1192.78 kg/h ? 506.0 ? 4.18682. 再沸器加热面积 tw1=108.2℃为再沸器液体入口温度 tw2=108.2℃为回流汽化为上升蒸汽时的温度 t1=150℃为加热蒸汽温度 t2=150℃为加热蒸汽冷凝为液体的温度 用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失 Δ t1=t1-tw1=150-108.20=41.80℃ Δ t2=t2-tw2=150-108.20=41.80℃ Δ tm=41.80℃ 取 K=800kJ/(m2?h?℃)
A= =75.57m2 800 ? 41.80QB=KAΔ tm,三、接管，液体分布器，支撑板，裙座，入孔和封头 1.接管的计算 （1）塔顶蒸汽管：从塔顶至冷凝器的蒸汽导管，必须适合尺寸，以免产生过大压力 降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。 u=1.6m/s Vs 0.6123 S= = =0.437cm2 1.6 u表 2―8 接管规格公称直径 Dg/mm 225外径/mm 245壁厚/mm 7内孔直径/cm2 419.10（2）回流管：冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝 器高度也要相应提高。22辽宁石油化工大学毕业设计论文uR=1.5m/s dR= S=4 ? L = =0. ? 3.14 ?1.5 ? 813.8 3600 ? ? WR ? ? L? 1 ×d2R= ×3.14×3.612=10.23cm2 4 4表 2―9 回流管规格公称直径 Dg/mm 32 2.液体分布器外径/mm 38壁厚/mm 3.5内孔截面积/cm2 7.55（1）回流口处液体分布装置的选择 选择筛孔盘式分布器表 2―10 液体分布器规格塔径/mm 600 ①孔数的计算分布器直径/mm 500圆环高度/mm 175液体负荷范围 0.70 ~ 35.0当 D=400mm 时，每 30cm2 设一个喷淋点π ? D2 1 S= = ×3.14×0.42= 4孔数 ②孔径的计算 取 h=120mm,c0=0.6 π Ls= ×d20×n×c0× 2gh 4 Ls=VL 4489.77 = =1.53×10-3m3/s ρ 813.8 ? 3600n=S =42 个 30(2-11)4 ?1.53 ?10-3 d0= = =7.1mm π ? n ? c 0 ? 2 gh 3.14 ? 24 ? 0.6 ? 2 ? 9.81? 0.124 Ls圆整d0=8mm23辽宁石油化工大学毕业设计论文③液体喷淋密度π ? D2 π S= = ×0.362=0。102m2 4 4L=L s 1.53 ?10-3 = = 0.015m/s S 0.102(3)塔釜出料管： 已知：uw =0.75m/s dw=4 ?W = =0. ? 3.14 ? 0.75 ? 781.8 3600?π ? u w ?ρ Lπ ? d 2w 1 S= = ×3.14×0.cm2 4 4表 2―11 塔釜出料口规格公称直径 Dg/mm 65外径/mm 76壁厚/mm 4内孔截面积/cm2 36.32(4)进料口液体分布装置的选择 ①型号与孔数同前 ②孔径的计算 LS=VL 2975 = =1.1×10-3m3/s ρ 3600 ? 749,7do=4 LS π ? n ? C 0 ? 2 gh=4 ?1,1?10-3 =5.1×10-3m=5.1mm 3.14 ? 24 ? 0.6 ? 2 ? 9.81? 0.12(2-12)圆整：d0=6mm ?液体喷淋密度Ls 1.1?103 L? ? ? 1.08 ?10?2 m s S 0.1023.支撑板D=240 L24辽宁石油化工大学毕业设计论文4.封头、群座等其他部件尺寸型号见流程图（图略） 2.3.7 精馏塔的高度 一、塔釜计算 L?=11043.17kg/h，? L =781.8 kg / m3Ls?=L??L=1.8×9 m3s1.塔釜内液体体积 取液体在釜内停留 15minV ' ? L's ? t ? 0.0039 ?15 ? 60 ? 3.51m32.塔釜体积 取装料系数为 0.5，V? V ' 4.51 ? ? 7.02m3 0.5 0.53.塔釜直径与高度 取 h : D ? 2 :1 所以 V ? 7.02 ? 圆整 D=1700mm?4? D 2 ? h,? ? D32? 7.02, D ? 1.65m故h ?D ? 850 mm 225辽宁石油化工大学毕业设计论文二、塔高计算表 2―12 各部件规格部件 塔顶接管封头 回流分液器部分 精馏段填料层 进料液部分尺寸/mm 266 00部件 提馏段填料层 鞍式支座 塔釜高度尺寸/mm 塔高=266+00+=9876mm 所以，实际塔高取 9.9m26辽宁石油化工大学毕业设计论文第三章 结论塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液 两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操 作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制 和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。 本次化工原理设计以精馏塔（填料塔）设计为主，附以换热器、离心泵及管道设计 和选型。 主要介绍填料塔精馏塔的设计计算，并就有关流程方案的确定以及附属设备的 选型作了介绍，此外给出了设计时所使用的现行技术标准和一些基础数据。 通过这次设计,我学到了很多东西,比如精馏塔设计的步骤、设计原理以及工艺的计 算，且提高了查找资料的能力.在设计过程中,许多数据都不是给定的,需要我们查阅很多 资料。在计算过程中,由于一些经验数据无法做到完全准确,所以会对结果产生影响.设计 过程中数据的取舍难免会对结果产生影响,其中一些数据的来源需通过查图,则其误差难 免,从整个计算结果上看,基本符合设计的要求. 由于我们的设计任务都是在理论上做文 章,缺乏工厂实践,所以设计出来的精馏塔不管在经济还是在生产安全上可能都不理想,望 老师加以指教。27辽宁石油化工大学毕业设计论文致谢感谢我的老师刘冬梅， 她严谨细致、 一丝不苟的作风一直是我工作、 学习中的榜样； 她循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪。这篇论文的每个细节和每个数 据，都离不开她的细心指导。而她开朗的个性和宽容的态度，帮助我能够很快的融入我 们这个设计。 在论文即将完成之际，我的心情无法平静，从开始进入课题到论文的顺利完成，有 多少可敬的师长、同学、朋友给了我无言的帮助，在这里请接受我诚挚的谢意！28辽宁石油化工大学毕业设计论文参 考 文 献[1].邹仁]编．石油化工裂解原理与技术 [M].2005,化学工业出版社.177-184. [2].王松汉等编著．乙烯装置技术 .1997.中国石化出版社.26-31. [3].石油化工科学研究院．炼油工艺计算图表集上集. [4].陈新志，蔡振云，胡望明，编著 ．化工热力学 [M].2008.化学工业出版社.78-81. [5].曾之平，王扶明主编．化工工艺学 [M].2003.化学工业出版社.146-151. [6].张建芳，山红红 编著．炼油工艺基础知识 [M] .2001.中国石化出版社.45-66. [7].（苏）C.B.阿杰尔松等著．梁源修，吴棣华，贺年根译．石油化工工艺学 化出版社.22-39. [8].王基铭，袁晴棠主编 ．石油化工技术进展 [M].1994.中国石化出版社.6:4-7. [9].科技信息指南 ．中国石油化工 .1999.中国石化出版社 [10].中国石油化工总公司生产部编． 石油化工产品大全 .2007.中国石化出版社 [11].石油化学工业部石油化工规划设计院组织编写． 管式加热炉工艺计算 业出版社 [M].1996.石油化学工 [M].2002.中国石29辽宁石油化工大学毕业设计论文附英文字母 Ap ――塔板鼓泡区面积，m2； Af ――降液管截面积，m2； A0――筛孔面积，m2； AT ――塔截面积，m2； C ――负荷系数，无因次； C20 ――20dyn/cm 时的负荷系数，无因次录Cf ――泛点负荷系数，无因次； Cp――比热，kJ/kg&S226;K； d0 ――筛孔直径，m； D ――塔径，m； D ――塔顶产品流量，kmol/h 或 kg/h； eV ――雾沫夹带量，kg(液)/kg(气) ； E ――液流收缩系数，无因次； ET ――总板效率或全塔效率，无因次； F ――原料流量，kmol/h 或 kg/h； g ――重力加速度，m/s2； hd ――干板压降，m； hd ――液体通过降液管的压降，m； ht――气相通过塔板的压降，m； hf ――板上鼓泡层高度，m； hl――板上液层的有效阻力，m； hL ――板上液层高度，m； h0 ――降液管底隙高度，m； h0w ――堰上液层高度，m；hp――与单板压降相当的液柱高度，m； hW ――溢流堰高度，m； hσ ――与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；30辽宁石油化工大学毕业设计论文Hd ――降液管内清液层高度，m； HT ――塔板间距，m； I ――物质的焓，kJ/kg； K ――稳定系数，无因次； lW ――堰长，m； LS ――塔内液体流量，m3/s； M ――分子量； n ――筛孔总数； NT ――理论板数； N ――实际板数； P ――操作压强，Pa； ΔP Δ Pp ――单板压强，Pa； ――通过一层塔板的压强降，Pa/层；q ――进料热状况参数，无因次； Q ――热负荷，kJ/h； QB ――再沸器热负荷，kJ/h； QC ――全凝器热负荷，kJ/h； QL ――热负荷损失，kJ/h； r ――汽化潜热，kJ/kg； R ――气体常数，8314J/kmol&S226;K； R ――回流比，无因次； t ――温度，℃或 K； t ――孔心距，m； T ――温度，℃或 K； TS ――塔顶温度，℃或 K； T`S ――回流液温度，℃或 K；u ――空塔气速，m/s； Ua ――按板上层液上方有效流通面积计的气速，m/s； Umax ――极限空塔气速，m/s；u0 ――筛孔气速，m/s； u0M ――漏液点气速，m/s；u’o ――降液管底隙处液体流速，m/s； V ――精馏段上升蒸气量，kmol/h； Vh ――塔内气相流量，m3/h； Vs ――塔内气相流量，m3/s；31辽宁石油化工大学毕业设计论文V’――提馏段上升蒸气量，kmol/h；W ――釜残液流量，kmol/h 或 kg/h； ――冷却水量，kg/h Wh ――加热蒸气量，kg/h； Wc ――边缘区宽度，m； Wd ――弓形降液管的宽度，m； WS ――破沫区宽度，m； x ――液相组成，摩尔分率； y ――气相组成，摩尔分率； Z ――塔的有效高度，m。希腊字母 α ――相对挥发度，无因次； ε ’o ――板上液层充气系数，无因次； τ ――液体在降液管内停留时间，无因次； μ ――粘度，mPa&S226;s； ρ ――密度，kg/m3； υ ――液体的表面张力，N/m； Φ ――校正系数，无因次。32辽宁石油化工大学毕业设计论文33
赞助商链接