化工原理課程設(shè)計(jì)(苯-氯苯分離精餾塔——浮閥塔設(shè)計(jì))

1、<p><b>　　課程設(shè)計(jì)說明書</b></p><p>　　課程設(shè)計(jì)名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) </p><p>　　課程設(shè)計(jì)題目 苯-氯苯混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì)</p><p>　　姓 名 </p><p>　　學(xué) 號(hào) </p&g

2、t;<p>　　專 業(yè) </p><p>　　班 級(jí) </p><p>　　指導(dǎo)教師 </p><p>　　提交日期 </p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書</p><p>　　(一)

3、設(shè)計(jì)題目 苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)</p><p>　　(二)設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件</p><p><b>　　設(shè)計(jì)任務(wù)</b></p><p>　　(1)原料液中含氯苯35% (質(zhì)量)。</p><p>　　(2)塔頂餾出液中含氯苯不得高于2％(質(zhì)量)。</p><p>　　(3)年產(chǎn)純度為9

4、9.8％的氯苯噸41000噸</p><p><b>　　操作條件</b></p><p>　　(1)塔頂壓強(qiáng)4KPa(表壓)，單板壓降小于0.7KPa。</p><p>　　(2)進(jìn)料熱狀態(tài) 自選。</p><p>　　(3)回流比R=（1.1-3）Rmin。</p><p>　　(4)塔底加

5、熱蒸汽壓強(qiáng)506 KPa(表壓) </p><p><b>　　設(shè)備型式</b></p><p><b>　　F1型浮閥塔</b></p><p>　　設(shè)備工作日：每年330天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。</p><p><b>　　（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容</b></p>

6、<p>　　1）．設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容</p><p>　　1) 精餾塔的物料衡算；</p><p>　　2) 塔板數(shù)的確定；</p><p>　　3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；</p><p>　　4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；</p><p>　　5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； </p&

7、gt;<p>　　6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； </p><p>　　7) 塔板負(fù)荷性能圖； </p><p>　　8) 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。</p><p>　　9) 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型</p><p><b>　　2．設(shè)計(jì)圖紙要求：</b></p><p>　　1)

8、 繪制工藝流程圖 </p><p>　　2) 繪制精餾塔裝置圖 </p><p><b>　　（四）參考資料</b></p><p>　　物性數(shù)據(jù)的計(jì)算與圖表</p><p><b>　　化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)</b></p><p>　　3．化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)</p>

9、<p><b>　　4．化學(xué)工程手冊(cè)</b></p><p><b>　　5．化工原理</b></p><p>　　苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù) </p><p>　　其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊(cè)。 </p><p><b>　　目錄</b></p>

10、<p><b>　　前 言6</b></p><p>　　1．設(shè)計(jì)方案的思考6</p><p>　　2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)6</p><p>　　3．工藝流程的確定6</p><p>　　一．設(shè)備工藝條件的計(jì)算8</p><p>　　1．設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明8</

11、p><p>　　2．全塔的物料衡算8</p><p>　　2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率8</p><p>　　2.2 平均摩爾質(zhì)量8</p><p>　　2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率8</p><p>　　3．塔板數(shù)的確定9</p><p>　　3.1理論塔板數(shù)的求取9&

12、lt;/p><p>　　3.2 確定操作的回流比R10</p><p>　　3.3求理論塔板數(shù)11</p><p>　　3.4 全塔效率12</p><p>　　3.5 實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）13</p><p>　　4．操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算13</p><p>　　

13、4.1平均壓強(qiáng)13</p><p>　　4.2 平均溫度14</p><p>　　4.3平均分子量14</p><p>　　4.4平均密度15</p><p>　　4.5 液體的平均表面張力16</p><p>　　4.6 液體的平均粘度17</p><p>　　4.7 氣液相體積流

14、量18</p><p>　　6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)19</p><p><b>　　6.1 塔徑19</b></p><p>　　7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算20</p><p>　　7.1 溢流裝置20</p><p>　　7.2 塔板布置23</p><p

15、>　　二 塔板流的體力學(xué)計(jì)算25</p><p><b>　　1 塔板壓降25</b></p><p><b>　　2 液泛計(jì)算27</b></p><p>　　3霧沫夾帶的計(jì)算28</p><p>　　4塔板負(fù)荷性能圖30</p><p>　　4.1 霧沫夾

16、帶上限線30</p><p>　　4.2 液泛線31</p><p>　　4.3 液相負(fù)荷上限線32</p><p>　　4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線）33</p><p>　　4.5 液相負(fù)荷下限線33</p><p>　　三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備35</p><p><

17、b>　　1 塔頂空間35</b></p><p><b>　　2 塔底空間36</b></p><p><b>　　3 人孔數(shù)目36</b></p><p><b>　　4 塔高36</b></p><p>　　浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖：37</

18、p><p><b>　　5接管38</b></p><p>　　5.1 進(jìn)料管38</p><p>　　5.2 回流管38</p><p>　　5.3 塔頂蒸汽接管39</p><p>　　5.4 釜液排出管39</p><p>　　5.5 塔釜進(jìn)氣管40</

19、p><p><b>　　6法蘭40</b></p><p>　　7 筒體與封頭41</p><p><b>　　7.1 筒體41</b></p><p><b>　　7.2 封頭41</b></p><p><b>　　7.3 裙座41&

20、lt;/b></p><p>　　8 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)41</p><p>　　8.1 泵的計(jì)算及選型41</p><p>　　8.2 冷凝器42</p><p>　　8.3 再沸器43</p><p>　　四 計(jì)算結(jié)果總匯44</p><p><b>　　五 結(jié)束語45

21、</b></p><p>　　六 符號(hào)說明：45</p><p><b>　　前 言</b></p><p><b>　　1．設(shè)計(jì)方案的思考</b></p><p>　　通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置1～2個(gè)進(jìn)料口/測(cè)溫口，亦可結(jié)合客

22、戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測(cè)量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫～300℃范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、

23、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。</p><p><b>　　2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)</b></p><p>　　浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對(duì)液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得

24、到，便于設(shè)計(jì)和對(duì)比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。</p><p><b>　　3．工藝流程的確定</b></p><p>　　原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立

25、式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。</p><p>　　以下是浮閥精餾塔工藝簡(jiǎn)圖</p><p>　　一．設(shè)備工藝條件的計(jì)算</p><p>　　1．設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1），將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后

26、送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p><b>　　2．全塔的物料衡算</b></p><p>　　2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率</p>&l

27、t;p>　　苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。</p><p>　　2.2 平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率</p><p>　　依題給條件：一年以330天，一天以24小時(shí)計(jì)，有： ,全塔物料衡算：</p><p>　　釜液處理量 </

28、p><p>　　總物料衡算 </p><p>　　苯物料衡算 </p><p>　　聯(lián)立解得 </p><p><b>　　3．塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　3.1理論塔板數(shù)的求取</p><p>　　苯-氯苯物系屬于理想物系，可

29、采用梯級(jí)圖解法（M·T法）求取，步驟如下：</p><p>　　1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取</p><p>　　依據(jù)，，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下：</p><p>　　表3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p>　　本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫?/p>

30、偏離常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。</p><p>　　平均相對(duì)揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：</p><p>　　3.2 確定操作的回流比R</p><p>　　將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線。</p><p>　　圖3-1 苯—氯苯混合液的x—y圖</p><p>　　在圖上，因，查得，而，。故有：&l

31、t;/p><p>　　考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的2.485倍，即：</p><p>　　求精餾塔的汽、液相負(fù)荷</p><p><b>　　3.3求理論塔板數(shù)</b></p><p><b>　　精餾段操作線：</b></p><p>&l

32、t;b>　　提餾段操作線：</b></p><p>　　提餾段操作線為過和兩點(diǎn)的直線。</p><p>　　采用圖解法求理論板層數(shù),在x-y圖上作平衡曲線和對(duì)角線，并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。從開始，在精餾段操作線與平衡線之間繪由水平線和鉛垂線構(gòu)成的梯級(jí)。當(dāng)梯級(jí)跨過兩操作線交點(diǎn)時(shí)，則改在提鎦段與平衡線之間繪梯級(jí)，直至梯級(jí)的鉛垂線達(dá)到或越過點(diǎn)為止。用Excel作圖，

33、各梯級(jí)的坐標(biāo)如下：</p><p>　　表3-2 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p>　　圖3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解</p><p><b>　　按上法圖解得到：</b></p><p>　　總理論板層數(shù) 塊（包括再沸器）</p><p>　　加料板位置 &l

34、t;/p><p><b>　　3.4 全塔效率</b></p><p>　　選用公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為0.07~1.4mPa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。</p><p>　　查圖一，由=0.986 =0.00288查得塔頂及塔釜溫度分別為：</p><p>　　=80.4

35、3℃ =138.48℃，</p><p>　　全塔平均溫度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5℃</p><p><b>　　根據(jù)表3-4</b></p><p>　　表3-4 苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表</p><p>　　利用差值法求得：，。</p><p>

36、　　3.5 實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）</p><p><b>　　精餾段：塊，取塊</b></p><p><b>　　提餾段：塊，取塊</b></p><p><b>　　總塔板數(shù)塊</b></p><p>　　4．操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p>

37、<p><b>　　4.1平均壓強(qiáng)</b></p><p>　　取每層塔板壓降為0.7kPa計(jì)算。</p><p><b>　　塔頂：</b></p><p><b>　　加料板：</b></p><p><b>　　塔底： </b><

38、/p><p><b>　　精餾段平均壓強(qiáng)</b></p><p><b>　　提鎦段平均壓強(qiáng)</b></p><p><b>　　4.2 平均溫度</b></p><p>　　利用表3-1數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得</p><p><b>　　塔頂

39、溫度 ,</b></p><p><b>　　加料板 ，</b></p><p><b>　　塔底溫度 ，</b></p><p>　　精餾段平均溫度 ℃</p><p>　　提鎦段平均溫度 </p><p><b>　　4.3平

40、均分子量</b></p><p><b>　　精餾段： ℃</b></p><p><b>　　液相組成：，</b></p><p><b>　　氣相組成：，</b></p><p><b>　　所以</b></p><

41、p><b>　　提鎦段：℃</b></p><p><b>　　液相組成：，</b></p><p><b>　　氣相組成：，</b></p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　4.4平均密度</b

42、></p><p>　　4.4.1 液相平均密度</p><p>　　表4-1 組分的液相密度（kg/m3）</p><p>　　純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算</p><p>　　苯 ： 推薦：</p><p>　　氯苯 ： 推薦：</p><p><

43、b>　　式中的t為溫度，℃</b></p><p><b>　　塔頂：</b></p><p><b>　　進(jìn)料板：</b></p><p><b>　　塔底： </b></p><p><b>　　精餾段：</b></p>

44、<p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　4.4.2汽相平均密度</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　4.5 液體的平均表面張力</p><p>　　

45、表5-1 組分的表面張力σ</p><p>　　液體平均表面張力依下式計(jì)算，即</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　由，用內(nèi)插法得</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　, </b

46、></p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　由，用內(nèi)插法得</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　, </b></p><p>　　塔底液相平均表面張力的計(jì)算</p&

47、gt;<p><b>　　由，用內(nèi)插法得</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　, </b></p><p>　　精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　提鎦段液相平均表面張力為</p><p>

48、　　4.6 液體的平均粘度</p><p>　　表三 不同溫度下苯—氯苯的粘度 </p><p>　　液相平均粘度可用 表示</p><p>　　4.6.1 塔頂液相平均粘度</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p>

49、<p><b>　　，</b></p><p>　　4.6.2 進(jìn)料板液相平均粘度</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　，</b></p><p>

50、;　　4.6.3 塔底液相平均粘度</p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　,</b></p><p>　　4.7 氣液相體積流量</p><p><b>　　精餾段：<

51、;/b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　液相體積流量</b></p><p><b>　　液相體積流量</b></p><p>

52、<b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　液相體積流量</b></p><p><b>　　液相體積流量</b><

53、;/p><p>　　6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)</p><p><b>　　6.1 塔徑</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　初選塔板間距及板上液層高度，則：</p><p>　　按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）</p>

54、;<p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得</p><p><b>　　負(fù)荷因子</b></p><p><b>　　泛點(diǎn)氣速：m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p><b>　　精餾段的塔徑 </b></p&g

55、t;<p><b>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取</b></p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　初選塔板間距及板上液層高度，則：</p><p>　　按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）</p><p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得</p>

56、<p><b>　　負(fù)荷因子</b></p><p><b>　　泛點(diǎn)氣速：m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p><b>　　精餾段的塔徑</b></p><p><b>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取</b>

57、;</p><p>　　7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算</p><p><b>　　7.1 溢流裝置</b></p><p>　　因塔徑為1.6m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。</p><p>　　7.1.1 溢流堰長（出口堰長）</p><p>&

58、lt;b>　　取</b></p><p>　　精餾段堰上溢流強(qiáng)度,滿足強(qiáng)度要求。</p><p>　　提鎦段堰上溢流強(qiáng)度,滿足強(qiáng)度要求。</p><p><b>　　7.1.2出口堰高</b></p><p><b>　　對(duì)平直堰</b></p><p>　

59、　精餾段：由及，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-5得，</p><p><b>　　于是：</b></p><p><b>　?。M足要求）</b></p><p>　　驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)</p><p>　　提鎦段：由及，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-5得，于是：</p><p>&

60、lt;b>　　（滿足要求）</b></p><p>　　驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)</p><p>　　7.1.3 降液管的寬度和降液管的面積</p><p>　　由，查化工原理課程設(shè)計(jì)P112圖5-7得，即：</p><p><b>　　，，。</b></p><p>　　液體在降

61、液管內(nèi)的停留時(shí)間</p><p>　　精餾段：（滿足要求）</p><p>　　提鎦段：（滿足要求）</p><p>　　7.1.4 降液管的底隙高度</p><p>　　精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：</p><p>　?。ú灰诵∮?.02~0.025m，本結(jié)果滿足要求）</p><p

62、><b>　　故合理</b></p><p>　　提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：</p><p>　　（不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要求）</p><p><b>　　故合理</b></p><p>　　選用凹形受液盤，深度</p><p>&

63、lt;b>　　7.2 塔板布置</b></p><p>　　7.2.1 塔板的分塊</p><p>　　本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為4塊。</p><p>　　7.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 </p><p><b>　　取 </b></p><p>　　7.2.3

64、開孔區(qū)面積計(jì)算 </p><p><b>　　其中：</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　7.2.4 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F0

65、=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心</p><p><b>　　則排間距</b></p><p>　　考慮到塔

66、徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.071m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)</p><p><b>　　實(shí)際孔速 </b></p><p><b>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9~14的合理范圍內(nèi)

67、，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F0=可求閥孔氣速</p><p><b>　　即</b></p><p>　

68、　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心</p><p><b>　　則排間距</b></p><p>　　考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.066m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得

69、閥孔數(shù)</p><p><b>　　實(shí)際孔速 </b></p><p><b>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9~14的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</

70、p><p><b>　　閥孔排列</b></p><p>　　二 塔板流的體力學(xué)計(jì)算</p><p><b>　　1 塔板壓降</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　（1）計(jì)算干板靜壓頭降</p><p&

71、gt;　　由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　?。?） 計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)，已知板上液層高度 所以依式</p><p>　　（3）計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　

72、　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　(1)計(jì)算干板靜壓頭降</p><p>　　由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><

73、;p>　　(2)計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度 所以依式</p><p>　　(3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><

74、;p><b>　　2 液泛計(jì)算</b></p><p><b>　　式</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　(1)計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降</p><p><b>　　前已計(jì)算</b></p>

75、<p>　　(2)液體通過降液管的靜壓頭降</p><p>　　因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式</p><p><b>　　式中</b></p><p>　　(3)板上液層高度：</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　為了防止液泛，按式：，取

76、安全系數(shù)，選定板間距,</p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求</p><p>　　(4) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核</p><p>　　應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì)</p><p>　　可見，所夾帶氣體可以釋出。</p><p><b>　　提

77、鎦段</b></p><p>　　(1)計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降</p><p><b>　　前已計(jì)算</b></p><p>　　(2)液體通過降液管的靜壓頭降</p><p>　　因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式</p><p><b>　　式中</b><

78、/p><p>　　(3)板上液層高度：，則</p><p>　　為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距,</p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求</p><p>　　(4) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核</p><p>　　應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì)<

79、;/p><p>　　可見，所夾帶氣體可以釋出。</p><p><b>　　3霧沫夾帶的計(jì)算</b></p><p>　　判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計(jì)算泛點(diǎn)率來完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：</p><p><b>　　和</b></p><p><

80、;b>　　塔板上液體流程長度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p

81、><b>　　及</b></p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p><b>　　及</b></p><p>　　為

82、避免霧沫夾帶過量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p><b>　　4塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　4.1 霧沫夾帶上限線</p><p>　　對(duì)于苯—氯苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),

83、利用式</p><p>　　和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率，依上式有</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　整理后得</b></p><p>　　即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方

84、程，對(duì)應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。</p><p>　　0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 </p><p>　　2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 </p>

85、<p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　整理后得</b></p><p>　　即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1’)</p><p>　　0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 </p><p>　　2

86、.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 </p><p><b>　　4.2 液泛線</b></p><p><b>　　由式，， </b></p><p><b>　　聯(lián)立。即</b></p><p>　　式中，

87、，板上液層靜壓頭降 </p><p>　　從式知，表示板上液層高度，。所以板上</p><p>　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略</p><p>　　液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式</p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 <

88、;/p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即</p><p><b>　??；；代入上式。</b></p><p>　　整理后便可得與的關(guān)系，即</p><p>　　此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依</p

89、><p>　　0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 </p><p>　　3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 </p><p>　　用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。</p><p><b

90、>　　提鎦段：</b></p><p><b>　??；；代入上式</b></p><p>　　整理后便可得與的關(guān)系，即</p><p>　　0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 </p><p>　　3.2433.051 2.792

91、 2.455 1.983 1.221 </p><p>　　用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2’)。</p><p>　　4.3 液相負(fù)荷上限線</p><p>　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于3～5s。所以對(duì)液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p

92、><p>　　由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得</p><p>　　精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3)。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　

93、所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3’)。</p><p>　　4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線）</p><p>　　對(duì)于F1型重閥，因<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量</p><p>　　精餾段：,即負(fù)荷性能圖中的線(y4)。</p><p>　　提鎦段：,即負(fù)荷性能圖中的線(y4

94、’)。</p><p>　　4.5 液相負(fù)荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 </p><p>　　、代入的值則可求出和</p><p><b>

95、　　精餾段：</b></p><p>　　按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(5).</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(y5’).</p><p>　　精餾段負(fù)荷性能圖如下：&l

96、t;/p><p>　　在操作性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即為操作線。由圖8-1可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。</p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限，所以可得</p><p>　　提餾段負(fù)荷性能圖如下：</p><p>　　在操作性能圖

97、上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即為操作線。由圖8-2可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。</p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限所以可得</p><p>　　三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備</p><p><b>　　1 塔頂空間</b></p&

98、gt;<p>　　塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為。</p><p><b>　　故取塔頂空間為：</b></p><p><b>　　2 塔底空間</b></p>

99、<p>　　塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。塔底儲(chǔ)液空間是依儲(chǔ)存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留1～2m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　3 人孔數(shù)目</b></p>

100、;<p>　　人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求， 對(duì)于D≥1000mm的板式塔， 每隔6～8塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；且裙座處取2個(gè)人孔。本塔中共20塊塔板，因此，在精餾段和提留段各設(shè)置一個(gè)人孔。每個(gè)孔直徑為，厚，高52mm。在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開個(gè)人孔，直徑為 ，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平

101、，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此</p><p><b>　　4 塔高</b></p><p>　　板式塔的塔高如圖9-1所示，塔體總高度由下式?jīng)Q定： </p><p>　　式中 HD——塔頂空間，m；</p><p>　　HB—

102、—塔底空間，m；</p><p>　　HT——塔板間距，m；</p><p>　　HT’——開有人孔的塔板間距，m； </p><p>　　HF——進(jìn)料段板間距，m； </p><p>　　Np——實(shí)際塔板數(shù)；</p><p>　　S ——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）</

103、p><p>　　H1——封頭高度；m</p><p>　　H2——裙座高度；m</p><p><b>　　塔體總高度：</b></p><p>　　浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖：</p><p><b>　　5接管</b></p><p><b>　

104、　5.1 進(jìn)料管</b></p><p>　　進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：, ,</p><p><b>　　則體積流量 </b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　

105、　則管徑</b></p><p>　　查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取進(jìn)料管規(guī)格Φ70×3 </p><p>　　則管內(nèi)徑d=64mm</p><p><b>　　進(jìn)料管實(shí)際流速</b></p><p><b>　　5.2 回流管</b></p><p>　　采用直

106、管回流管， 回流管的回流量,平均密度，</p><p>　　塔頂液相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　則液體流量</b></p><p>　　取管內(nèi)流速，則回流管直徑</p><p>　　查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格Φ60×4 </p><p>　　則管內(nèi)直徑d=52mm&l

107、t;/p><p><b>　　回流管內(nèi)實(shí)際流速</b></p><p>　　5.3 塔頂蒸汽接管</p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　塔頂汽相平均密度</b></p><p><b>　　則蒸汽體積流量：</b></p

108、><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格Φ299×12 </p><p>　　則實(shí)際管徑d=275mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><

109、;p><b>　　5.4 釜液排出管</b></p><p>　　塔底 ，塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　平均密度</b></p><p><b>　　體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p&

110、gt;<p><b>　　則</b></p><p>　　查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格</p><p>　　則實(shí)際管徑d=33mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><p><b>　　5.5 塔釜進(jìn)氣管</b></p><p>　　，塔頂汽相平

111、均摩爾質(zhì)量 </p><p><b>　　塔釜蒸汽密度</b></p><p>　　則塔釜蒸汽體積流量：</p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ299×1

112、0 </p><p>　　則實(shí)際管徑d=280mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><p><b>　　6法蘭</b></p><p>　　由于常壓操作，設(shè)計(jì)壓力為0.4MPa，故選擇法蘭時(shí)，以0.6MPa作為其公稱壓力，即PN=0.6</p><p>　　根據(jù)HG5010-5

113、8標(biāo)準(zhǔn)，均選擇標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，結(jié)果如下：</p><p>　　進(jìn)料管接管法蘭：PN0.6DN70 HG 5010</p><p>　　回流管接管法蘭：PN0.6DN50 HG 5010</p><p>　　塔釜出料管接法蘭：PN0.6DN80 HG 5010</p><p>　　塔頂蒸汽管法蘭：PN0.6DN500 HG 5010<

114、;/p><p>　　塔釜蒸汽進(jìn)氣管法蘭：PN0.6DN500 HG 5010</p><p><b>　　7 筒體與封頭</b></p><p><b>　　7.1 筒體 </b></p><p>　　精餾段D=1600mm，取壁厚， 材質(zhì)：Q235</p><p>　　提餾

115、段D=1600mm，取壁厚， 材質(zhì)：Q235</p><p><b>　　7.2 封頭 </b></p><p>　　封頭采用橢圓形封頭。</p><p>　　塔頂：由公稱直徑DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直邊高度h0=25mm，內(nèi)表面積F=2.901m2 容積V=0.8586m3</p>

116、<p>　　選用封頭 DN1600×8，JB/T 4746-2002</p><p>　　塔釜：由公稱直徑DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直邊高度h0=25mm，內(nèi)表面積F=2.901m2 容積V=0.8586m3</p><p>　　選用封頭 DN1600×8，JB/T 4746-2002</p>&l

117、t;p><b>　　7.3 裙座</b></p><p>　　由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm</p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：</b></p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)外徑：</b></p><p><b>　　圓整 </

118、b></p><p>　　基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直徑取M30</p><p><b>　　8 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)</b></p><p>　　8.1 泵的計(jì)算及選型</p><p><b>　　進(jìn)料溫度 </b></p><

119、p><b>　　已知進(jìn)料量</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速，則</b></p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　故可采用故可采用Φ68×3的離心泵。</p><p>　　則內(nèi)徑d=62mm，得：</p>&l

120、t;p>　　取絕對(duì)粗糙度為：； </p><p><b>　　則相對(duì)粗糙度為：</b></p><p><b>　　摩擦系數(shù)λ </b></p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　∴λ=0.0107</b>&l

121、t;/p><p>　　進(jìn)料口位置高度：h=（14-1）×0.45+2.1+0.4+3=11.35m</p><p><b>　　∴</b></p><p><b>　　揚(yáng)程：</b></p><p>　　可選擇泵為IS50-32-125</p><p><b>

122、;　　8.2 冷凝器</b></p><p>　　塔頂溫度tD=80.43℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ </p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tD=80.43℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p><b>　　塔頂被冷凝量 </b><

123、;/p><p><b>　　冷凝的熱量</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　冷凝水流量</b></p><p>　　選型：G436Ⅱ-2.5

124、-59.24</p><p><b>　　8.3 再沸器</b></p><p>　　塔底溫度tw=138.48℃ 用t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=142℃</p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tw=138.48℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p>

125、<p><b>　　則</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù) </b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p><p>　　選用熱虹吸式再沸器() G600Ⅱ-

126、2.5-164.6</p><p><b>　　四 計(jì)算結(jié)果總匯</b></p><p><b>　　五 結(jié)束語</b></p><p>　　對(duì)于設(shè)計(jì)過程我們通過查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設(shè)計(jì)任務(wù)書進(jìn)行計(jì)算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。</p><p>　　在這之中，

127、我覺得難處主要有三點(diǎn)：</p><p>　　一是查找資料。找資料其實(shí)不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時(shí)會(huì)找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計(jì)算看哪一個(gè)合理，所以很是麻煩。</p><p>　　二是計(jì)算。計(jì)算是個(gè)很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會(huì)算錯(cuò)，而且有可能當(dāng)時(shí)還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對(duì)就得改好多東

128、西，所以說這確實(shí)要有耐心。不能太粗心，做錯(cuò)了也得認(rèn)真的改過來，不發(fā)脾氣爭(zhēng)取不再出錯(cuò)。</p><p>　　三是畫圖。因?yàn)橐郧皼]有學(xué)習(xí)過CAD制圖，所以在制作塔設(shè)備圖大家都去學(xué)習(xí)CAD的基本作圖知識(shí)，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。</p><p>　　課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的

129、知識(shí)不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。</p><p>　　設(shè)計(jì)過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)

130、及工作無疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原理設(shè)計(jì)過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過這次課程設(shè)計(jì)，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性。因?yàn)橥ㄟ^與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的不足，從而讓自己少走彎路。 </p><p>　　在此，特別感謝化工原理教研室的陳鴻雁老師以及我的小組成員們，通過與他/她們的交流使得設(shè)計(jì)工作得以圓滿完成

131、。在此我向他/她們表示衷心的感謝！</p><p><b>　　六 符號(hào)說明：</b></p><p>　　Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2</p><p>　　Af——降液管截面積，m2</p><p>　　A0——閥孔總面積，m2</p><p>　　At——塔截面積，m2</p>

132、<p>　　c0——流量系數(shù)，無因次</p><p>　　C——計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴(kuò)散系數(shù)，m2/sDV——?dú)怏w擴(kuò)散系數(shù)，m2/s</p><p>　　ev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無因次</p><p>　　ET——總板效率，無因

133、次</p><p>　　F——?dú)庀鄤?dòng)能因子，kg1/2/(s.m1/2)</p><p>　　F0——閥孔氣相動(dòng)能因子，</p><p>　　g——重力加速度，9.8m/s2h——填料層分段高度，m</p><p>　　h1——進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m</p><p>　　hc——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液

134、柱</p><p>　　hd——與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺</p><p>　　hf——塔板上鼓泡層高度，m</p><p>　　hl——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱</p><p>　　hL——板上清液層高度，m</p><p>　　hmax——允許的最大填料層高度，m</p>&

135、lt;p>　　h0——降液管的低隙高度，m</p><p>　　hOW——堰上液層高度，m</p><p>　　hW——出口堰高度，m</p><p>　　h’W——進(jìn)口堰高度，m</p><p>　　hδ——與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱H——板式塔高度，m</p><p>　　HB——塔底空間高

136、度，m</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m</p><p>　　HD——塔頂空間高度，m</p><p>　　HF——進(jìn)料板處塔板間距，mHOG——?dú)庀嗫倐髻|(zhì)單元高度，m</p><p>　　HP——人孔處塔板間距，m</p><p>　　HT——塔板間距，m</p><p>

137、<b>　　H1——封頭高度，</b></p><p><b>　　H2——裙座高度，</b></p><p><b>　　lW——堰長，m</b></p><p>　　Lh——液體體積流量，m3/hLs——液體體積流量，m3/hLw——潤濕速率，m3/（m?h）m——相平衡常數(shù)，無因次n——

138、閥孔數(shù)目</p><p>　　NT——理論板層數(shù)P——操作壓力，Pa△P——壓力降，Pa</p><p>　　△PP——?dú)怏w通過每層篩板的壓降，Pa</p><p>　　r——鼓泡區(qū)半徑，m</p><p>　　u——空塔氣速，m/s</p><p>　　uF——泛點(diǎn)氣速，m/s</p><p&

139、gt;　　u0——?dú)怏w通過閥孔的速度，m/s</p><p>　　u0，min——漏液點(diǎn)氣速，m/s</p><p>　　u’0——液體通過降液管底隙的速度，m/sVh——?dú)怏w體積流量，m3/h</p><p>　　Vs——?dú)怏w體積流量，m3/hwL——液體質(zhì)量流量，㎏/hwV——?dú)怏w質(zhì)量流量，㎏/h</p><p>　　Wc——邊緣無

140、效區(qū)寬度，m</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度，m</p><p>　　x——液相摩爾分?jǐn)?shù)X——液相摩爾比y——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)Y——?dú)怏w摩爾比Z——填料層高度 ，mβ——充氣系數(shù)，無因次；ε——空隙率，無因次θ——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，sμ——粘度，Pa?sρ——密度，kg/m3σ——表面張力，N/mφ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次Φ——填料因子，l/mψ