乙烯乙烷精馏工艺设计说明书

1、乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书学 院（系）：化工与环境生命学部专 业：能源化学工程学 生 姓 名：杨旭学 号：201341260指 导 教 师：董宏光评 阅 教 师：完 成 日 期：2016年7月7日目 录第 1章概述- 4 -第2章 方案流程简介- 5 - 5 -2.2 工艺流程- 5 -2.2.1工艺流程- 5 -2.2.2能量利用- 5 - 2.3 设备选用- 6 -2.4 处理能力及产品质量要求- 6 - 2.5 设计的目的和意义 - 6 -第3章 精馏塔工艺设计- 7 -3.1 设计条件- 7 -3.1.1 工艺条件- 7 -3.1.2 操作条件：- 7 -3.1.3 塔板形式：-

2、7 -3.1.4 处理量：- 7 -3.1.5 安装地点：- 7 -3.1.6 塔板设计位置：- 7 -3.2 物料衡算及热量衡算- 7 -3.2.1 物料衡算- 7 -3.2.2 热量衡算- 8-3.3 塔板数的计算- 9 - 9 -3.3.2最小回流比计算：- 9 -3.3.3 逐板计算过程：- 10 -3.4 精馏塔工艺设计- 10 -3.4.1 物性数据- 11 -3.4.2 板间距和塔径的初步选取- 12 - 13 - 14 -3.4.4 塔高的计算- 16 -第4章 再沸器的设计- 16 - 16 - 16 - 16 - 17 -4.3 传热系数的校核- 18 - 18 -4.3.

3、2 蒸发段传热系数KE计算- 19 - 20 - 21 -4.3.5传热面积裕度：- 21 -4.4 循环流量校核- 21 -4.4.1循环系统推动力：- 21 -Pf：- 22 -第5章 辅助设备设计- 24 -5.1 辅助容器的设计- 24 -5.1.1进料罐（低温高压贮料）- 24 -5.1.2回流罐（-17低温保存）- 25 -5.1.3塔顶产品罐（-17低温保存）- 25 -5.1.4 釜液罐（4低温保存）- 25 - 25 - 25 - 26 - 27 -第6章 管路设计- 29 -第7章 控制方案- 30 -第8章 经济分析- 31-第9章 设计评述及心得- 33 -附录一 主要

4、符号说明- 33 -附录二 第一次逐板计算数据- 35 -附录三 塔计算结果表- 36 -（1）操作条件及物性参数- 36 -附录四 参考资料：- 39 -第 1章概述乙烯是用途最广泛的基本有机化工基础原料，大量由烃类裂解制得。为无色、略甜、易燃、易爆气体，可在加压和低温下液化,沸点-103.71°C,临界温度。乙烯是重要的有机化工基本原料，主要用于生产聚乙烯、乙丙橡胶、聚氯乙烯等；石油化工最基本原料之一。在合成材料方面，大量用于生产聚乙烯、氯乙烯及聚氯乙烯，乙苯、苯乙烯及聚苯乙烯以及乙丙橡胶等；在有机合成方面，广泛用于合成乙醇、环氧乙烷及乙二醇、乙醛、乙酸、丙醛、丙酸及其衍生物等多

5、种基本有机合成原料；经卤化，可制氯代乙烯、氯代乙烷、溴代乙烷。现在，乙烯衍生物包括大量有机产品和高分子材料，因此，世界各国均以乙烯产量作为衡量一个国家石油化工生产水平的标志 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，是实现乙烯分离和提纯的重要步骤。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置。蒸气由塔底进入。蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。较常用的精馏塔包括筛板式、泡罩式以及浮阀式

6、等。再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，加热蒸发成气相返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。物料在重沸器受热膨胀甚至汽化，密度变小，从而离开汽化空间，顺利返回到塔里，返回塔中的气液两相，气相向上通过塔盘，而液相会掉落到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，可分为部分冷凝器和全凝器两种，一部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第2章 方案流程简介 原料（乙烯和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入

7、塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2.2.1 工艺流程精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2.2.2 能量利用精馏过程是热能驱动的过程，

8、过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。精馏操作参数的优化：在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。包括适宜回流比和理论塔板数的选择，进料位置的选择，进料热状态的选择，操作压力的选择等。精馏系统的能量集成：从全过程系统用能的供求关系进行分析，将过程系统中的反应分离、换热等用能过程与公用工程（加热蒸汽、冷却水、电等）的使用一同考虑，综合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸馏、热泵技术、塔偶合技术等。通过能量集成，可进一

9、步降低有效能损失，提高系统用能的完善程度。 2.3 设备选用本设计采用筛板式精馏塔。筛板塔结构简单、造价较低、塔板阻力小等突出有点，特别是近年来大孔径筛板塔的发展解决了困扰已久的堵塞问题。筛板塔已发展成为应用日趋广泛的一种塔板。塔釜配以立式热虹吸式再沸器，与卧式热虹吸式和强制循环式相比，立式热虹吸式再沸器以釜液和换热器传热管气液混合物的密度差为循环推动力，能耗小；其结构紧凑、占地面积小、传热系数高等优点。但其壳程不能机械清洗，不适宜高粘度或较脏的传热介质。2.4 处理能力及产品质量要求处理量： 180kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1

10、2.5 设计的目的和意义通过多级蒸馏，使混合的乙烯乙烷气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而在塔顶得到高纯度的乙烯，在塔底得到高纯度的乙烷，为制备其他化工产品提供主要原料。第3章 精馏塔工艺设计3.1 设计条件3.1.1 工艺条件饱和液体进料，进料乙烯含量XF65（摩尔百分数），塔顶乙烯含量XD99，釜液乙稀含量XW1，总板效率为0.6。3.1.2 操作条件：1）塔顶操作压力：P=2.5MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂30-40循环水 加热方法间壁换热3）冷却剂：液氨 4）回流比系数：R/Rmin=1.53.1.3 塔板形式：筛板

11、精馏塔3.1.4 处理量：Fh=180kmol/h3.1.5 安装地点：大连3.1.6 塔板设计位置：塔顶3.2 物料衡算及热量衡算3.2.1 物料衡算D+W=F Dxd+Wxw=Fxf解得： D=kmol/h ;W= kmol/h2塔内气、液相流量：1）精馏段：L =R*D; V =(R+1)*D;2)提馏段：=L+q*F;=V-(1-q)*F; =+W;解得L=kmol/h V=kmol/h= kmol/h = kmol/h3.2.2 热量衡算1）再沸器热流量：=Kw再沸器热水的质量流量：=2） 冷凝器热流量：冷凝器冷却剂的质量流量：3.3 塔板数的计算塔顶压力为2.6Mpa，假设塔顶温度

12、为-17KA=,KB=D=KA/KB=/29;又因为 =0.99，故 =0.99 =+= |3，所选温度基本符合以塔顶相对挥发度对全塔进行逐板计算，需理论塔板40（含釜），进料板在第19块理论板上。即需实际板（40-1）/0.6=67块，以每块板100mm乙烯清液注阻力计算， Pb=Pt+Np=2600+67*0.1*9.8*=2626.45kpa塔底压力为26kpa，假设查图KA=,KB=W=KA/KB=1.48;=0.01 =0.99 所以=0.0148 +=1.0048 |48，所选温度基本符合=(D+W )/2=1.45;把校正过的相对挥发度用于对全塔进行逐板计算，需理论塔板41块（含

13、釜），进料板在第20块。 即需实际板（41-1）/0.6=68块。塔底压力为Pb=Pt+Np=2600+68*0.1*9.8*9.8*=2626.5kpa3.3.2最小回流比计算：泡点进料：q=1 q线：e=F代入数据，解得e =0.65;y3=3.25R=1.5Rmin=3.3.3 逐板计算过程：y1=D直至i< F理论进料位置：第i块板进入提馏段： 直至n<W 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）（详细过程见附件一）3.4 精馏塔工艺设计3.4.1 物性数据常压-17下，乙烯的物性数据：液相密度：L =kg/ m3气相密度：V =36kg/ m3（采用两参数普遍化压缩因子计算）

14、乙烯 PC = TC =K , T=2K P=2.6MPaTr=0.9072查图=PM/ZRT=4 kg/m3液相表面张力：=2.598mN/m3.4.2 板间距和塔径的初步选取计算两相流动参数：初选板间距HT依据化工原理（下）图查得C20 5366泛点气速=0.1167 m/s假设泛点率为0.8，则实际气速为=uf*0.89336 m/s所需流通面积A= Vvs/u=1.69 m2 选用单流型弓形降液管，假设Ad / AT=0.09，则塔直径为=1.54m则实际气速=m/s，实际泛点率=（要求在0.6-0.8之间）溢流装置的选定取Ad / AT=0.09，底隙=40mm,堰高=0.06m,依

15、据化工原理（下）图,4m 取bc =0.05m 得r=D/2-bc=0.75m 取bd=bs=0.06m 得x= D/2-（bd+ bs）=0.636m选孔直径为5mm（要求3-8mm），孔心距t=5do开孔数n= Aa*/（/4* do2）=3036开孔率为=筛孔气速uo=VVS/AO= VVS/(*Aa)= m/s1)溢流强度校核=m3/m.h<100-130 m32)液沫夹带量校核依据化工原理（下）图查得6ev=kg液体/kg气体。（须小于0.1）3) 阻力校核选取板厚为3mm 则do/=1.67，依据化工原理（下）图查得C0=0.8.a干板阻力ho=55mua=VVS/(AT -

16、2*Ad957m/s Fa=7依据化工原理（下）图查得=。溢流堰高hw=60mm b液层阻力hL=702mc克服液体表面张力阻力h=26m塔板阻力hf= h+ho+hL57m（阻力适当）4）降液管液泛校核a泡沫层厚度校核底隙厚度hb=40mm （要求在30-40mm）Hd5m，经过计算发现液面落差可以忽略。泡沫高度Hd=取=0.6 则Hd75m<HT+hw =0.46mb液体在降液管中停留时间的校核=6.475s（大于4-6秒）c严重漏液校核漏液气速： 774m稳定常数K=uo/ u0=1.817（具体数据见图1）b液相下限线=3.4384 m3/hc严重漏液线=0.012874=0.0

17、00342（具体数据见图1）d液相上限线he降液管液泛线=1.75*10-7=5.88*10-6根据以上公式得到塔板负荷性能图如下：操作点为VVh =m3/h VLh =m3/h操作线斜率为VVh/ VLh =依图2读出VVhmax=700m³/h VVhmix=200m³/h则操作弹性=VVhmax/ VVhmix=（适宜）3.4.4 塔高的计算塔体高度=塔有效高Z+顶部高度+底部高度+ 其它按经验取值：顶部高度参考：1.2-1.5m；底部空间高度：与流体的流量和停留时间有关，参考值：液层2m，液面-板：0.5-0.7m；其它高度：如人孔(450-500mm),10-20

18、层板或5-10米设一个，手孔：不用附加高度。这里取5个人孔。进料口：取决于进料板的形式和进料方式，参考值：2HT 。所以，Z=27.2m，塔高h约为35m（不含裙座）。第4章 再沸器的设计选用立式热虹吸式再沸器塔底26MPa项目物料、物性壳程管程进口出口进口出口物料热水热水99%乙烯乙烷【1】同左【2】温度（）403055压力（MPa绝压）2626【1】99%是以乙烷含量计，饱和气体进【2】饱和液体出蒸发量：Db= Vms =kg/s1) 壳程定性温度（35）下的物性数据：热导率：c 48w/(m*K)粘度：c =0.549mPa*s密度：c =977.8kg/m32) 管程流体在（4526M

19、Pa）下的物性数据：潜热：rb=287.4kJ/kg液相热导率：b 9623w/(m*K)液相粘度：b =8mPa*s液相密度：b =389.8kg/m3 液相定比压热容：Cpb07kJ/(kg*k) 表面张力：b气相粘度：17mPa*s气相密度：v =4kg/m3 查沸点压力图塔底温度为5P/t=70.5Kpa/K（t/P）s=1/(P/m2 K/kg4.2 估算设备尺寸热流量： =1KW 传热温差： =29.7K 假设传热系数：K=800W/( m2 K) 估算传热面积Ap2 拟用传热管规格为：25×2.5mm,管长L=3000mm则传热管数： =296125m 取 Ds= 70

20、0mm L/Ds=（要求4-6之间）取管程进口直径： =250mm（700mm换热器最大允许接接管直径250mm）管程出口直径：=350mm.4.3 传热系数的校核假设传热管出口汽化率e则循环流量： =2kg/s1. 计算显热段管内传热膜系数3kg/( m2s)=25-2×2.5=20mm93m2雷诺数： =显热段传热管内表面系数： w/( m2 K)2. 壳程传热系数计算再沸器当量直径的确定选取折流板间距为B=500mm，一共设4块折流板。15m=0.0808循环水的质量流量： =39.63kg/s壳体内水流速为0.502m/s。（对于水要求壳体流速在0.5-1.5之间）管外表面传

21、热系数： w/( m2 K)污垢热阻选取对于有机物污垢热阻=0.176K/Kw 对于热水污垢热阻=0.26K/Kw换热管壁材料为不锈钢，热导率=45w/mK，则热阻为6E-06K/w3. 显热段总传热系数KL的计算=22.94mm w/( m2K)4.3.2 蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：Gh=3600G=( m2h)1.Lockhut-martinel参数：当=e时 =1.269则1/Xtt=88查设计书P96图329 得：=当e=时 =0.305 再查图329， =1 2.泡核沸腾压抑因数： = 泡核沸腾表面传热系数:w/( m2K) 3.单独存在为基准的对流表面传热系数

22、：w/( m2K)对流沸腾因子： w/( m2K)沸腾传热膜系数： =w/( m2K)w/( m2K)w/( m2K)24.3.5传热面积裕度： =%>30%。传热面积裕度合适，满足要求。4.4 循环流量校核4.4.1循环系统推动力：i. 当=1/3e时=4.12两相流的液相分率： =03两相流平均密度： =1kg/m3ii. 当=e时 = 1.344两相流的液相分率： =13两相流平均密度： = 12kg/m3根据课程设计表319 得：l=0.9m,则循环系统的推动力： =Pf：1) 管程进出口阻力P1 kg/(m2·s)进口管内流体流动摩擦系数： = 进口管长度与局部阻力当

23、量长度：管程进出口阻力: Pa 2）传热管显热段阻力P2 kg/(m2·s) =6.750578333 Pa3）传热管蒸发段阻力P3 气相流动阻力Pv3kg/(m2·s)Paa. 液相流动阻力PL3GL=G-Gvkg/(m2·s) = =0.016818042 Pa2) 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: =5.管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5kg/(m2·s) kg/(m2·s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：mb. 液相流动阻力PL5kg/(m2·s) =Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2

24、+ P3 + P4 + Pa 又因PDPa 所以（PD-Pf）/PD，在0.010.05范围内，故满足循环流量校核要求。第5章 辅助设备设计5.1 辅助容器的设计5.1.1进料罐（低温高压贮料,泡点进料） -9【1】乙烯L1 3 乙烷L2=kg/m3压力为进口管压力=13MPa:为进料板实际板数减1（由上至下）。由上面的计算可知 进料=65% =63.41% 则 =392.66 kg/m3进料状态下的平均分子量：进料质量流量：Fmh=28.757F=kg/h取 停留时间：x为5天，即x=120h 进料罐容积： m3 圆整后 取V=1410 m3【1】-9是对应该压力下混合物的泡点。查取方法同求

25、塔底温度类似。5.1.2回流罐（-17低温保存）质量流量Lmh=28.05L=kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.5h，填充系数则回流罐的容积 m3取V=30m35.1.3塔顶产品罐（-17低温保存）质量流量Dmh=28.05D=kg/h；产品在产品罐中停留时间为120h，填充系数则产品罐的容积 m3取V=1405m35.1.4 釜液罐（低温保存）取停留时间为5天，即x=120h质量流量Wmh= = kg/h则釜液罐的容积 m³取V=740m3(两台，一用一备)取液体流速：u=m/s液体密度： kg/ m3 = m3/smm型无缝钢管。=52mm液体混合粘度粘度 取相对粗糙度：35

26、查得：6取管路长度：l=80m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=12突然扩大=1，突然缩小=20m（估计值）则=10.015m3/h选取泵的型号：65Y-60B 扬程：38m流量：m3 /h（两台，一备一用）取液体流速：u=2m/s114m3/s 管规格为液体粘度 取相对粗糙度：/d=查得：5取管路长度：l=80m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个(估计值)则Lvh=m3/h选取泵的型号：80Y-60 扬程：60m 流量：50m3 /h（两台，一备一用）取液体流速：u=2m/s12m/s取管路规格液体粘度 取相对粗糙度：526查得：3取管路长度：l=80m 取90

27、度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=5m（估计值）则Lvh=m3/h选取泵的型号：50Y-60B 扬程：38m 流量：m3 /h5.2.4塔顶产品泵（两台，一备一用）取液体流速：u=2m/s267m/s取管路规格取相对粗糙度：44查得：3取管路长度：l=80m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=35m（估计值）则Lvh=m3/h选取泵的型号：50Y-60A 扬程：49m 流量：m3 /h设计条件项目物料、物性壳程管程进口出口进口出口物料液氨氨的气液两相99%乙烯1乙烷汽态同左液态温度（）-17-17压力（MPa绝压）。=假设换热系数K=1200w/.K需要换热面积为=54.

28、3若选择252型换热管 管心距为32mm，管长3m,则需要管数231根。第6章 管路设计进料管线取料液流速：u=2m/s则取管子规格57×2.5。其它各处管线类似求得如下：名称管内流体流速（m/s）管线规格（mm）进料管57×顶蒸气管10159×顶产品管45×回流管89×釜液流出管38×塔底蒸气回流管10159×仪表接管/25×第7章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是

29、温度。将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)操作参数1FIC-01进料流量控制08700kg/h乙烷、乙烯L8640 kg/h2FIC-02回流定量控制020100kg/h乙烯L=20057 kg/h3PIC-01塔压控制03MPa乙烷V=2626KPa4HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=5HIC-01釜液面控制03.5m乙烷L=402.353m6TIC-01釜温控制110乙烷L=402.35第8章 经济分析初步的经济分析主要包括项目总投资估算、主要设备费用估算、项目生产成本分析、项目经济效益评价等几个方面。其中，项目总投资一般由固定资产投资、流动资金、建

30、设期贷款利息等几部分组成。1）总固定资产投资采用费用系数法，以项目设备投资为依据，分别采用不同系数估算建筑工程费、安装费、工艺管路费以及其他费用等。计算公式如下：建筑工程费用系数R1，取0.72；安装工程费用系数R2，取0.15；工艺管道费用系数R3，取0.35；其他费用系数R4，取0.37；设备投资额的估算，一般取主要设备的总价，然后乘以与次要设备、备品配件的投资及运杂费相关的费用系数，通常该系数可取为1.2。计算公式如下：课程设计中涉及的主要设备有精馏塔、再沸器、冷凝器。由于冷凝器不进行详细设计，因此其费用采用比例系数估算。计算公式如下：精馏塔设备估算采用重量法计算，计算公式如下：（塔体材

31、料CM壳取12000元/吨；塔板材料CM板单价取60000元/吨，此材料价格已考虑加工因素）精馏塔塔体重量主要由封头重量和壳体重量组成。D为塔体直径/m，L为塔高/m，为材料密度7.85t on/m3t为壁厚/m，其估算公式如下：为焊接效率分数，取0.8；壳体最大许用应力，取189MPa；Pc为设计压力，可取操作压力的1.15倍；精馏塔塔板重量计算公式如下：再沸器重量主要由换热器壳体、管束和折流板重量之和进行估算，计算公式如下：再沸器壳体厚度估算参见精馏塔塔体厚度估算公式，推荐再沸器壳程设计压力为1.5Mpa，计算公式如下：再沸器管束重量估算：再沸器折流板重量估算：再沸器设备估算采用重量法计算

32、，计算公式如下：再沸器材料CM再沸器取36000元/吨。由以上公式及经验值计算得到：所以项目总投资约为308.86万元。2） 项目成本项目成本主要包括直接生产成本和设备折旧成本。原材料及辅助材料费由各项原材料、辅助材料（包括催化剂、溶剂、包装材料等）的消耗量乘以单价而得。公用工程费按照公用工程的消耗量（水、电、蒸汽、冷剂等）乘以单价来定。设备折旧成本指设备在使用过程中逐年消耗磨损和损耗的补偿。对于化工厂而言，一般取总设备费用10%。项目成本费约为23861.064万元/年。项目经济性一般通过投资回收期来评估，即项目的净收益抵偿全部投资所需要的时间。投资回收期（年）= 总投资/年净利润年净利润又

33、称税后利润，由毛利润扣除税费算得，税率一般可取25%。毛利润由年度销售总收入减去总成本算得。一般年度销售总收入可由年度产品总销售量乘以全年产品均价进行估算。经初步计算，该项目销售额为25512.65万元/年，毛利为1342.72万元/年，净利润为1007.043万元/年。投资回报期约为0.34年。第9章 设计评述及心得为期两周的课程设计使我更具体地认识了自己所学的专业课程和知识。在完成的过程中，需要结合包括化工原理，化工热力学，物理化学等方面的知识，使我的知识体系更完善，也增加了学习的实践性。对于简单的精馏塔的工艺设计过程中的各个步骤，我都能简要说出它的原理和步骤。对于上课时涉及较少的工艺流程

34、也更加熟悉理解。同时我也深深地感到化工设计的复杂性和多因素性。看似简单的过程往往需要很多的知识，而且总会有事先没能想到的因素影响。在课程设计的过程中，有很多经验数值的定理是在平时的学习中很少接触到的，但这些在今后的工作实践中真正实用的工具。另外，课设还让我认识到自己的诸多不足，在平时的学习中更多的关注放在课本上而忽略了一些实用技能，例如：excel、cad制图等计算机技能等，在今后的学习和生活中，我也会更加注重提高自身这方面的能力。附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2F0气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Aa塔板上有效传质区面积 m2NT理论塔

35、板数Ad降液管截面积 m2Np实际塔板数Ao板孔总截面积 m2n浮阀个数AT塔截面积 m2p系统总压力 kPa组分分压 kPab液体横过塔板流动时的平均宽度 mQ热负荷 w(kw)bc塔板上边缘宽度 mD馏出液摩尔流量 kmol/hbd降液管宽度 mF进料摩尔流量 kmol/hbs塔板上入口安定区宽度 mL液相摩尔流量 kmol/hbs塔板上出口安定区宽度 mV气相摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子W釜液摩尔流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 Lvh液相体积流量 m3 /hD塔径 mh克服液体表面张力的阻力 mdo阀孔直径 mhow堰上方液头高度 mET塔

36、板效率液流收缩系数hw堰高 mLvs液相体积流量 m3 /sK相平衡常数Vvh气相体积流量 m3 /hk塔板的稳定性系数Vvs气相体积流量 m3 /slw堰长 mR回流比M摩尔质量 kg/kmolr摩尔汽化潜热 kj/kmol密度 kg/m3 T热力学温度 K液体表面张力 mN/mt摄氏温度 时间 sFLV两相流动参数降液管中泡沫层的相对密度 Hd气相摩尔焓 kj/kmol塔板的开孔率Hd降液管内清液层高度 mu设计或操作气速 m/sHf降液管内泡沫层高度 muf液泛气速 m/sHT塔板间距 muo筛孔气速 m/shb降液管底隙 mXf进料的摩尔分数hd液体流过降液管底隙的阻力m相对挥发度hf

37、塔板阻力（以清液层高度表示 m）Z塔高 mho干板阻力 （以清液层高度表示）mho严重漏液时的干板阻力mho严重漏液时的干板阻力muo严重漏液时相应的筛孔气速 m/suo严重漏液时相应的阀孔气速 m/s下标：组分名称min最小c冷缺水max最大e平衡n塔板序号F进料opt适宜h小时q精、提馏段交点i组分名称R再沸器j组分名称s秒提馏段°饱和附录二 塔板计算精馏段塔板计算板数YnXnYn+11 0.990000 0.985565 0.986322 2 0.986322 0.980288 0.981943 3 0.981943 0.974028 0.976749 4 0.976749 0

38、.966635 0.970613 5 0.970613 0.957946 0.963403 6 0.963403 0.947795 0.954980 7 0.954980 0.936017 0.945207 8 0.945207 0.922462 0.933959 9 0.933959 0.907004 0.921132 10 0.921132 0.889561 0.906658 11 0.906658 0.870110 0.890517 12 0.890517 0.848704 0.872754 13 0.872754 0.825486 0.853489 14 0.853489 0.8006

39、98 0.832920 15 0.832920 0.774675 0.811325 16 0.811325 0.747831 0.789051 17 0.789051 0.720642 0.766489 18 0.766489 0.693605 0.744053 19 0.744053 0.667207 0.722148 20 0.722148 0.641891 提馏段塔板计算板数YnXnYn+120 0.722148 0.641890 0.698977 21 0.698977 0.615589 0.670299 22 0.670299 0.583698 0.635524 23 0.63552

40、4 0.545976 0.594393 24 0.594393 0.502648 0.547147 25 0.547147 0.454523 0.494671 26 0.494671 0.403024 0.438518 27 0.438518 0.350067 0.380774 28 0.380774 0.297793 0.323773 29 0.323773 0.248235 0.269735 30 0.269735 0.203019 0.220432 31 0.220432 0.163186 0.176998 32 0.176998 0.129162 0.139899 33 0.139899 0.100861 0.109039 34 0.109039 0.077833 0.083929 35 0.083929 0.059430 0.063863 36 0.063863 0.044934 0.048056 37 0.04805