乙醇水精餾塔設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 一 設(shè)計題目： 乙醇水連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計二 任務(wù)要求 設(shè)計一連續(xù)篩板浮閥精餾塔以分乙醇和水具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 F100kmol/h進(jìn)料組成 xF273餾出液組成 xD0.831釜液組成 xw0.012塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點進(jìn)料，泡點回流。 三 主要設(shè)計內(nèi)容 1、設(shè)計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 （1）塔徑及 提 餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔板的負(fù)荷性能圖 （4）總塔高4、設(shè)計結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖目

2、 錄化工原理課程設(shè)計任務(wù)書I摘 要第一章 前言11.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用11.2 精餾塔對塔設(shè)備的要求11.3 常用板式塔類型及本設(shè)計的選型11.4 本設(shè)計所選塔的特性1第二章 流程的確定和說明32.1 設(shè)計思路32.2 設(shè)計流程3第三章精餾塔的工藝計算43.1 物料衡算43.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率43.1.2物料衡算43.2 回流比的確定53.2.1平均相對揮發(fā)度的計算53.2.2最小回流比的確定63.3 板數(shù)的確定63.3.1精餾塔的氣液相負(fù)荷63.3.2精餾段與提餾段操作線方程63.3.3逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置63.3.4全塔效率83.4 精餾塔的工藝

3、條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算83.4.1操作溫度的計算83.4.2操作壓強(qiáng)93.4.3塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量103.4.4精餾塔各組分的密度123.4.5液體表面張力的計算153.4.6液體平均粘度的計算153.4.7氣液負(fù)荷計算163.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算163.5.1塔徑的計算163.5.2精餾塔有效高度的計算183.5.3溢流裝置計算193.5.4塔板布置203.6 篩板的流體力學(xué)驗算213.6.1塔板壓降213.6.2液沫夾帶223.6.3漏液233.6.4液泛233.7 塔板負(fù)荷性能圖233.7.1過量液沫夾帶線關(guān)系式243.7.2液相下限線關(guān)系式233.7.3嚴(yán)重漏夜線關(guān)

4、系式243.7.4液相上限線關(guān)系式243.7.5降液管液泛線關(guān)系式243.8 主要接管尺寸的選取253.8.1進(jìn)料管253.8.2釜液出口管253.8.3塔頂蒸汽管263.8.4回流管263.8.5塔底蒸汽管26第四章主要計算計算結(jié)果列表274.1浮閥塔計算結(jié)果匯總27結(jié)束語29參考文獻(xiàn)30主要符號說明31附 錄34一、物性表35二、負(fù)荷性能圖36三、帶控制點的工藝流程圖37四、塔的設(shè)備結(jié)構(gòu)圖38摘 要本設(shè)計是以乙醇水物系為設(shè)計物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離乙醇和水。浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計針對二元物系乙醇水的精餾問題進(jìn)行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程

5、。通過逐板計算得出理論板數(shù)為16塊，回流比為3.531,算出塔效率為0.518，實際板數(shù)為32塊，進(jìn)料位置為第11塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為1米，有效塔高13.6米，浮閥數(shù)（提餾段每塊76）。通過浮閥塔的流體力學(xué)驗算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。本次設(shè)計過程正常，操作合適。關(guān)鍵詞：乙醇、水、二元精餾、浮閥連續(xù)精餾精餾塔、提餾段第1章 前言1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進(jìn)行的。對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的B物質(zhì)，而殘液是沸點高的A物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部

6、是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。1.2精餾塔對塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下： 一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流 動。 二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持

7、正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.4常用板式塔類型及本設(shè)計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很多優(yōu)點，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠(yuǎn)較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍較泡罩塔窄，但設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到滿意的程度。 浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展

8、起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等。 乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛，對于提純物質(zhì)有非常重要的意義。所以有必要做好本次設(shè)計1.4本設(shè)計所選塔的特性浮閥塔的優(yōu)點是： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾

9、帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適第二章流程的確定和說明2.1設(shè)計思路首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在

10、里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入乙醇的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮

11、原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。2.1設(shè)計流程乙醇水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐(附流程圖)。第三章 精餾塔的工藝計算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量 水的摩爾質(zhì)量 原料加料量 F100kmol/h進(jìn)料組成 xF0.275餾出液組成 xD0.843釜液組成 xw0.013塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa3.1.2物料衡算精餾塔二元系物料解得：D=31.6 W=68.4精餾段

12、：L=RD=2.3631.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）31.6=106.08kmol/h提餾段： =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/h =V+(q1)F=V=106.08 kmol/h3.2回流比的確定3.2.1平均相對揮發(fā)度的計算查1由相平衡方程 得由常壓下乙醇-水溶液的平衡數(shù)據(jù)x0.180.20.250.30.350.4y0.510.5250.5510.5750.5950.61x0.450.550.50.60.650.7y0.6350.6780.6780.6970.7250.755由道爾頓分壓定律 及得 將上表數(shù)據(jù)代入 得：序號12

13、3453.68153.15692.72542.35012.1263序號6789101.91551.72281.54081.41961.3207則 則 平衡線方程： 3.2.2最小回流比的計算和適宜回流比的確定xF0.275 xD0.843xw0.012 =3.04 因為q=1所以Xe= xF0.275由相平衡方程= 0.536最小回流比操作回流比取最小回流比的1.6倍=1.6=2.363.3板數(shù)的確定3.3.1精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段：L=RD=2.3631.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）31.6=106.08 kmol/h提餾段： =L+qF=74.51+1

14、00=174.51 kmol/h =V+(q1)F=V=106.08 kmol/h3.3.2精餾段與提餾段操作線方程精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 3.3.3逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置對于甲醇水屬物系，可采用逐板計算法求理論板層數(shù)。根據(jù)求得的相對揮發(fā)度可知相平衡方程為 因為泡點進(jìn)料，q=1， 第一塊板上升的蒸汽組成 第一塊板下降的液體組成由式（c ）求取由第二塊板上升的氣相組成用（a）式求取:由第二塊板下降的液體組成如此反復(fù)計算： , 因第5塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程（b）:計算 如此反復(fù)計算： , =0.013根據(jù)以上求解結(jié)果得： 總理論板數(shù)為 9 （包括再沸器） 進(jìn)料板位

15、置為 4 精餾段理論板數(shù) 3 提餾段理論板數(shù) 6 3.3.4全塔效率由進(jìn)料組成 經(jīng)查表 得 泡點溫度 在此溫度下 查文獻(xiàn) 得 ： 則進(jìn)料液再該溫度下的平均粘度為：則板效率E 由計算=0.401則 實際塔板數(shù)： 精 餾 段: 提 餾 段: 3.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.4.1操作溫度的計算1.)塔頂溫度計算查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.70和0.80時,其沸點分別為78.778.4塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:, 2.)進(jìn)料板溫度查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.20和0.30時,其沸點分別為83.2和81.7設(shè)塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:, 3.)塔釜的溫度查文獻(xiàn)乙醇-水溶液

16、中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.00和0.05時,其沸點分別為100和90.6設(shè)塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:, 則 精餾段的平均溫度: 提餾段的平均溫度: 3.4.2操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)：PD=100 kpa 取每層塔板壓降:P=0.7 kpa 則 進(jìn)料板壓力: 塔釜 壓力: 則 精餾段的平均操作壓強(qiáng): 提餾段的平均操作壓強(qiáng): 3.4.3塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量 乙醇的摩爾質(zhì)量 水的摩爾質(zhì)量 由公式 得 1.)對于塔頂 , 對于氣相平均分子量: 對于液相平均分子量: 2.)對于進(jìn)料板, 對于氣相平均分子量; 對于液相平均分子量: 3.)對于塔釜 對于氣相平均分子量: 對于液相平均分子量: 則 精餾段的平均分子

17、量; 氣 相: 液 相 : 提餾段的平均分子量; 氣 相: 液 相 : 3.4.4精餾塔各組分的密度1.）氣相平均密度 由 計算： 精餾段的氣相平均密度： 提餾段的氣相平均密度： 2.）液相的平均密度 由 計算 （1.）對于塔頂 查文獻(xiàn) ， 質(zhì)量分率 則 （2.）對于進(jìn)料板 查文獻(xiàn) ， 質(zhì)量分率 則 （3.）對于塔釜 查文獻(xiàn) ， 質(zhì)量分率 則 則 精餾段的液相平均密度： 提餾段的液相平均密度： 3.4.5液體表面張力的計算 由 計算（1.）對于塔頂 查文獻(xiàn) ， 則 （2.）對于進(jìn)料板 （3.）對于塔釜 查文獻(xiàn) ， 則 則精餾段的液體平均表面張力： 提餾段的液體平均表面張力： 3.4.6液體平均

18、粘度的計算 由 計算（1.）對于塔頂 查文獻(xiàn) ， 則 （2.）對于進(jìn)料板 查文獻(xiàn) ， 則 （3.）對于塔釜 查文獻(xiàn) ， 則 則精餾段的液體平均粘度： 提餾段的液體平均粘度： 3.4.7氣液負(fù)荷計算 精餾段氣液負(fù)荷計算： 提餾段氣液負(fù)荷計算： 3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算3.5.1塔徑的計算精餾段液氣流動參數(shù) 取板間距，板上清液高度， 則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 又 液體的表面張力 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速： 則 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：塔截面積： 實際空塔氣速u： 提餾段液氣流動參數(shù) 取板間距，板上清液高度， 則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 又 液體的表面張力 取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速： 則 按

19、標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：塔截面積： 實際空塔氣速u： 3.5.2精餾塔有效高度的計算 板式塔的塔高按下式計算 初選板間距 HT=0.4m 則 3.5.3溢流裝置計算因為D=1米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。1.）堰長取 2.）溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算近似取E=1，則取板上清液高度故 3.）弓形降液管寬度和截面積由 查 弓形降液管的參數(shù) 得, 故 依式 故 降液管設(shè)計合理4.）降液管底隙高度 取 則 故 降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度3.5.4塔板布置1.）邊緣寬度的確定 取 ， 2.）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按下式計算 其中： 故 3.）浮閥個

20、數(shù)及其排布 乙醇-水對設(shè)備無腐蝕性，可選用的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯排排列浮閥，并取塔板上液體進(jìn)出口安定區(qū)寬度和均為60mm邊緣區(qū)寬度為為50mm， 取 浮閥直徑選取F1型浮閥，重型，其閥孔直徑 d0=0.039m初取孔動能因子故閥孔氣速u0=10.62m/s故閥孔個數(shù)：設(shè)計條件下閥孔氣速： m/s動能因子： 塔板上浮閥開孔率：氣體通過篩孔的氣速： 3.6篩板的流體力學(xué)驗算3.6.1塔板壓降1.）干板阻力的計算由；干板阻力可計算如下：臨界孔速故按浮閥未全開計算：液柱；塔板上液層阻力：液柱；表面張力產(chǎn)生阻力：液柱；故=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m液柱。2.）氣體

21、通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由 計算 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 得則 液柱液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力， 由 計算即 m液柱 則氣體通過每層板的壓降： （設(shè)計允許值）3.6.2液沫夾帶液沫夾帶由 計算 kg液/kg氣 kg液/kg氣 故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi).3.6.3漏液 對篩板塔，漏液點氣速由 計算即 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù) 故 在設(shè)計中無明顯的漏液3.6.4液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式： 取 ， 則 m液柱而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，由 計算 液柱 液柱 故 在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1過量液沫夾帶線關(guān)系式在式中，令

22、，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代入得：Lh0.20.3Vh1.030.723.7.2液相下限線關(guān)系式由，令E=1，取，并將代入，可得：3.7.3嚴(yán)重漏夜線關(guān)系式令則：或3.7.4液相上限線關(guān)系式在中，令，并將和代入得3.7.5降液管液泛線關(guān)系式由降液管液泛校核條件式將（令其中E=1），hf（略去其中），和hd計算代入，可得： ；得：將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得：Ls0.0010.003Vs2.952.8以Lh為橫坐標(biāo)，Vh為縱坐標(biāo)，可得塔板負(fù)荷性能圖為：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，與原點連接，即為操作線OA。由圖可知，篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 ， 故彈性操作為 3.8主要接管尺寸的選取3.

23、8.1進(jìn)料管進(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)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下： 取uF=1.6m/s，而 3.8.2釜液出口管已知釜液流率為 釜液密度： 則： 取管內(nèi)流速為：3.8.3塔頂蒸汽管體積流速： 塔頂蒸密度 則： 取3.8.4回流管采用直管回流管，取uR=1.6m/s。3.8.5塔底蒸汽管體積流速： 塔頂蒸密度 則： 取第四章主要計算計算結(jié)果列表4.1浮閥塔計算結(jié)果匯總項 目符 號單 位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均分子量氣相kg/kmol36.2524.89液相kg/kmol29.9621.20各段平均壓強(qiáng)kPa102.5107.7各段平均溫度80.1989

24、.53平均密度氣相1.270.89液相815.6903.8各段平均表面張力39.1055.85各段平均粘度0.4270.335平均流量氣相m3/s0.8410.824液相m3/s0.00080.0011實際塔板數(shù)塊715板間距m0.40.4塔有效高度m3.68.4塔徑m10.1空塔氣速m/s1.0711.05塔板液流形式單流型單流型項 目符 號單 位計算數(shù)據(jù)提餾段溢流裝置溢流管形式弓形堰長m0. 66堰高m0.054溢流堰寬度m0.124管底與受液盤距離m0.0337板上清夜層高度m0.03浮閥數(shù)個63開孔面積m20.596閥孔流速m/s11塔板壓降kPa446液體在降液管中停留的時間s20.

25、62降液管內(nèi)清液層高度m0.1317霧沫夾帶kg液/kg 氣0.017負(fù)荷上限液沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制液相最大負(fù)荷m3/s0.044液相最小負(fù)荷m3/s0.0006彈性操作3.22結(jié)束語課程設(shè)計是對以往學(xué)過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我的邏輯思維能力。設(shè)計過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識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)和同學(xué)的幫助，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認(rèn)識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差

26、別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用.這次化工原理的課程設(shè)計，從最開始的草稿，到后來的電子稿，我經(jīng)過了一遍又一遍的修改，每次修改都伴隨著我很大的努力，當(dāng)然也伴隨著我很大的進(jìn)步，更使我明白理論離實踐的距離真的很遠(yuǎn)。最開始是由于自己的粗心大意導(dǎo)致了理論板的卻定出現(xiàn)了錯誤，從而是的后面出現(xiàn)了一系列的錯誤，好在及時發(fā)現(xiàn)，從新進(jìn)行了計算。雖然浪費(fèi)了時間但是也讓我知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在這次化工原理課程設(shè)計中我也收獲到了很多，學(xué)會了一些word中自己以前不會的的東西，學(xué)了以前從未接觸的Auto CAD 繪圖軟件，同時也讓我深深地感受到了同學(xué)們之間的友誼，感謝同學(xué)們對我的幫

27、助和鼓勵，使我能夠順利的完成我的課程設(shè)計，同時也感謝幾位同學(xué)在CAD繪圖過程中對我的指導(dǎo)。在此，衷心的謝謝你們對我的幫助。設(shè)計中一定有很多疏漏和錯誤之處，懇請老師批評指正，并感謝學(xué)校給予我這次機(jī)會！參考文獻(xiàn)：（1）賈紹義，柴誠敬，化工單元過程及設(shè)備設(shè)計課程設(shè)計，天津，天津大學(xué)出版社，2002年，3871，101133。 （2）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（上冊），第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999年，310313。（3）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（下冊），第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999年，49103。（4）陳常貴，柴誠敬，姚玉英，化工原理（下冊），天津，天

28、津大學(xué)出版社，2002年，38，90111。（5）唐倫成，化工原理課程設(shè)計簡明教程，哈爾濱，哈爾濱工程大學(xué)出版社，2005年，3566。（6）圖偉萍，陳佩珍，程達(dá)芳，化工過程及設(shè)備設(shè)計，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2003年。(7) 劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（無機(jī)卷），北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年，127。（8）劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷），北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年，299324。（9）羅傳義，時景榮，VBA程序設(shè)計，吉林，吉林科學(xué)技術(shù)出版社，2003年，139151。主要符號說明表 主要符號說明符號意義單位Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Ad降液管截面積

29、m2Af總降壓管截面積m2An塔板上方氣體通道截面積m2Ao浮閥塔板閥孔總截面積m2AT塔截面積m2C計算液泛速度的負(fù)荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時的負(fù)荷因子-Co孔流系數(shù)-D塔徑mD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE液流收縮系數(shù)-ET塔板效率-eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量-F進(jìn)料摩爾質(zhì)量kmol/hFLV兩相流動參數(shù)-Fo氣體的閥孔動能因子kg0.5/(sm0.5)G質(zhì)量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd降液管壓強(qiáng)降相當(dāng)液柱高度mhL板上液層高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴HT板間距mhoW堰上方液頭高度mhW出口堰高m與克服表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴L下降液體流率Kmol/sLh塔內(nèi)液體流量m3/hLs塔內(nèi)液體流量m3/slW堰長mk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)-M摩爾質(zhì)量kg/kmolQ熱流量W表 主要符號說明n浮