苯甲苯浮阀连续精馏塔专业课程设计.doc

吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目： 苯甲苯持续精馏塔设计 教 学 院 化工与材料工程学院专业班级 轻化0801 学生姓名 学生学号 08140104 指引教师 刘艳杰 12月13日 化工原理课程设计任务书专业：轻化工程 班级：轻化0801 设计人：王令一、设计题目苯甲苯持续精馏塔设计二、原始数据及条件 生产能力：年解决苯甲苯混合液：F0=3400吨（开工率8000小时/年） 原 料：苯含量Xf0为37%（质量比例，下同）常温液体 分离规定：塔顶苯含量Xd0不低于95.5% 塔底苯含量Xw0不高于1% 建厂地址：吉林市三、设计规定（一）编制一份设计阐明书，重要内容涉及：1、前言2、流程拟定和阐明（附流程简图）3、生产条件拟定和阐明4、精馏塔设计计算5、附属设备选型和计算6、设计构造列表7、设计成果讨论和阐明8、注明参照和使用设计资料9、结束语（二）绘制一种带控制点工艺流程图（三）绘制精馏塔工艺条件图四、设计日期：11月08日至12月13日目 录摘 要1第 1 章 绪论21.1 设计流程21.2 设计思路2第 2 章 精馏塔工艺设计42.1 产品浓度计算42.2 最小回流比计算和适当回流比拟定52.3 物料衡算52.4 精馏段和提馏段操作线方程62.5 逐板法拟定理论板数及进料位置（编程）62.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置7第 3 章 精馏塔重要工艺尺寸设计计算83.1 物性数据计算83.2 精馏塔重要工艺尺寸计算103.3 塔板重要工艺尺寸计算123.4 塔板流体力学校核153.5 塔板符合性能图17第 4 章 热量衡算214.1 热量衡算示意图214.2 热量衡算21第 5 章 塔附属设备计算255.1 筒体与封头255.2 除沫器255.3 裙座255.4 塔总体高度设计255.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）设计计算265.6 进料管设计275.7 泵选型275.8 贮罐计算28第 6 章 结论296.1 结论296.2 重要数据成果总汇29结 束 语30参照文献31附录1重要符号阐明32附录2 程序框图34附录3 精馏塔工艺条件图35附录4 生产工艺流程图36教 师 评 语37摘 要本次化工原理课程设计，设计出了苯甲苯得分离设备持续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.409，使塔顶产品苯摩尔含量达到0.95，塔底釜液摩尔分数为0.01。综合工艺以便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为18块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为11块。依照经验是算得全塔效率为0.544，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为21块，实际加料板位置在第9块板。由精馏段工艺计算得到塔经0.3m，塔总高19.50m。通过流体力学验算表白此塔工艺尺寸符合规定，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好操做性能，精馏段操作弹性为1.48。塔附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用100饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。核心词：苯甲苯 浮阀精馏 逐板计算 负荷第 1 章 绪论1.1 设计流程本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物分离，应采用持续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一某些回流至塔内，别的某些经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。设计流程框图如下：精馏塔重要工艺尺寸设计精馏塔工艺设计热量衡算塔附属设备及重要附件选型绘制工艺流程图和工艺条件图任务书上规定生产任务长期固定，适当采用持续精流流程。贮罐中原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液某些运用重力泡点回流；某些持续采出到产品罐。简易流程如下，详细流程见附图。5432F1WDF2FF1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器1.2 设计思路本次课程设计任务是设计苯甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯挥发度有明显差别，可用一种塔进行精馏分离。要分离组分在常压下均是液体，因而操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同步在塔顶设立冷凝器，在塔底设立再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计塔较高，应用泵强制回流。1.2.1加料方式本设计加料方式为泡点进料。1.2.2加热方式本设计加热方式为塔底间接加热。1.2.3回流比选取选取操作回流比为最小回流比1.2倍。1.2.4塔顶冷凝器冷凝方式与冷却介质选取冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。1.2.5设计流程图第 2 章 精馏塔工艺设计2.1 产品浓度计算M苯=78.11 ， M甲苯=92.14摩尔分数XF=XD=XW=摩尔质量MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.409kg/kmol 2.2 平均相对挥发度计算温度计算表2.1苯甲苯气液平衡与温度关系表1温度/0C苯/%(mol分率)温度/0C苯/%(mol分率)温度/0C苯/%(mol分率)液相气相液相气相液相气相110.60095.239.761.884.480.391.4106.18.821.292.148.971.082.390.395.7102.220.037.089.459.278.981.295.097.998.630.050.086.870.085.380.2100.0100.0用内插法求得、 ： ： :故由上塔顶温度气相构成 进料温度气相构成 塔底温度气相构成 由上温度和气相构成来计算相对挥发度则精馏段平均相对挥发度 提馏段平均相对挥发度2.2 最小回流比计算和适当回流比拟定2.2.1 最小回流比计算由Antonie方程 ，温度T时饱和蒸汽压T温度，KA,B,CAntonie常数表2.2 1ABC苯16.01373096.52-53.67甲苯15.90082788.51-52.36则 ： 故 最小回流比即为2.2.2 适当回流比拟定设计中令回流比2.3 物料衡算F ：进料量（Kmol/s） =0.409 原料构成（摩尔分数，下同）D ：塔顶产品流量（Kmol/s） =0.957 塔顶构成W ：塔底残夜流量（Kmol/s） =0.012塔底构成进料量 ：物料衡算式为 ： 因R=1.78表2.3物料衡算成果表1物料流量（kmol/s）构成进料F苯 0.409甲苯 0.59塔顶产品D苯 0.957甲苯 0.043塔底残夜W苯 0.012甲苯 0.988表2.4 物料衡算成果表2物料物流（kmol/s）精馏段上升蒸汽量1.59提馏段上升蒸汽量1.59精馏段下降液体量1.02提馏段下降液体量2.382.4 精馏段和提馏段操作线方程精馏段操作线方程 ：（1）提馏段操作线方程 ： （2）2.5 逐板法拟定理论板数及进料位置（编程）因，得出相平衡方程或（3）又由于塔顶有全凝器，因此代入相平衡方程得代入（1）式得再代入（3）式得 重复计算得将代入（2）式得代入（3）得 重复计算得总理论板数为18块（涉及再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需11块。2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置板效率用奥康奈尔公式 计算塔顶与塔釜平均温度为t=95.575时，由化学化工物性数据手册查得则故即全塔效率则精馏段实际板数 提馏段实际板数故实际板数为，实际加料位置为第14块塔板。第 3 章 精馏塔重要工艺尺寸设计计算3.1 物性数据计算3.1.1 操作压强计算塔顶操作压力取每层塔板压降为进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.1.2 操作温度计算因则精馏段平均温度 提馏段平均温度3.1.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由相平衡方程得，则进料板平均摩尔质量计算塔底平均摩尔质量计算精馏段平均摩尔质量计算提馏段平均摩尔质量计算3.1.4 液体平均粘度计算液体平均粘度依计算时，查化学化工物性数据手册得进料板液体平均粘度计算时，查化学化工物性数据手册得塔底液体粘度计算时，查化学化工物性数据手册得精馏段液相平均粘度为：提馏段液相平均粘度为：3.1.5 平均密度计算（1）气相平均密度计算由抱负气体状态方程计算，即精馏段提馏段（2）液相平均密度计算液相平均密度依又时，查化学化工物性数据手册得进料板，由加料板液相构成，则时，查化学化工物性数据手册得时，查化学化工物性数据手册得故精馏段平均液相密度为 提馏段平均液相密度为3.1.6 液相平均表面张力计算有公式计算塔顶液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得进料板液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得塔底液相平均表面张力时，查化学化工物性数据手册得精馏段平均表面张力为提馏段平均表面张力为3.2 精馏塔重要工艺尺寸计算3.2.1 塔径计算气液相体积流量为精馏段：提馏段：则，精馏段由,C可由：则 ,图3-1.史密斯关联图1查史密斯关联图得,取安全系数为0.7，则空塔气速为按原则塔径圆整后为D=0.3m塔截面积为实际空塔气速为同理提馏段：由史密斯关联图查得，图横坐标为：取板间距板上液层高度,则，查史密斯关联图得取安全系数为0.7，则按原则塔径圆整后塔截面积为实际空塔气速为：3.2.2 精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为故精馏塔有效高度为:3.3 塔板重要工艺尺寸计算3.3.1 溢流装置计算选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1)堰长取(2)溢流堰高度精馏段：由,选用平直堰，堰上液层高度近似取E=1，则取板上层清液高度,则：提馏段：取(3)弓形降液管高度和截面积精馏段：由，图3-2.弓形降液管宽度和面积5查弓形降液管参数图得：验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理提馏段：因则，故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度取降液管底隙流速，则精馏段：提馏段： 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度3.3.2 塔板布置本设计塔径取阀孔动能因子,则精馏段孔速取每层塔板上浮阀数目为：取边沿区宽度,破沫区宽度计算塔板上鼓泡区面积，即：同理提馏段孔速每层塔板上浮阀数目为：取边沿区宽度为，破沫区宽度因故塔板上鼓泡区面积取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图浮阀数功能因数,则：精馏段:塔板开孔率为：提馏段:塔板开孔率为：3.4 塔板流体力学校核3.4.1 干板阻力气体通过塔板压强降相称液柱高度，根据计算塔板压降精馏段：因，故：提馏段：因，故：3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力由于所分离苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度，因此则，精馏段换算成单板压强降提馏段换算成单板压降3.4.3 淹塔（液泛）为了防止发生淹塔现象，规定控制降液管中清液高度，单层气体通过塔板压降所相称液柱高度：精馏段：提馏段：液体通过降液管压头损失：精馏段：提馏段：板上液层高度：精馏段，则提馏段，则：取已选定则，精馏段,因此符合防止淹塔规定提馏段,因此符合防止淹塔规定。3.4.4 物沫夹带由公式：泛点率=板上液体流经长度：板上液流面积：图3-3 泛点负荷因数1则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得，带入公式有：泛点率提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得泛点率物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每公斤上升气体中带到上层塔板液体量控制在一定范畴内，才干保证一定生产能力和塔板效率。物沫夹带量应满足不大于0.1kg(液)/kg(干气体)规定。对于大塔径泛点需控制在80%如下，从以上计算成果可知，其泛点率低于80%，因此物沫夹带满足规定。3.5 塔板符合性能图3.5.1 物沫夹带线泛点率=据此可做出负荷性能图物沫夹带线。按泛点率80%计算：精馏段整顿得： 由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范畴内取两个：表3-1物沫夹带曲线表100.010.0680.012提馏段整顿得：在操作范畴内取两个:表3-2物沫夹带曲线表200.010.0620.0103.5.2 液泛线由此拟定液泛线，忽视式中精馏段整顿得提馏段 整顿得在操作范畴内，任取若干个值，算出相应值表3-3液泛线精馏段提馏段00.14300.1340.00020.1380.00020.1300.00050.1260.00050.1260.00080.1050.00080.121 3.5.3 液相负荷上限液体最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s液体降液管内停留时间-5s以=5s为液体在降液管中停留时间下限,则= 3.5.4 漏液线对于型重阀,依=5作为规定气体最小符合原则，则 精馏段 提馏段 3.5.5 也想负荷下限线取堰上液层高度=0.006m，作为液相负荷下限条件，依=0.006，计算出下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关竖直线：取E=1.0,则由以上1-5作出塔板负荷性能图图3-4精馏段塔板负荷性能图图3-5提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可看出(1) 在任务规定气液负荷下操作点P（设计点）处在适当操作区适中位置。(2) 踏板气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。(3) 按照固定液气比由塔板负荷性能图查出踏板气相负荷上限（=0.068（0.0625）/s，气相负荷下限=0.032（0.030）/s ，因此精馏段操作弹性为，提馏段操作弹性为第 4 章 热量衡算4.1 热量衡算示意图4.2 热量衡算4.2.1 加热介质选取选取饱和水蒸气，温度133.3，工程大气压为300KPa因素：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不适当太高。4.2.2 冷却剂选取本设计建厂选在吉林，平均气温为25，故选用25冷却水，温升10，即冷却水出口温度为35。4.2.3 热量衡算（1）冷凝器热负荷蒸发潜化热计算：蒸发潜化热与温度关系：式中蒸发潜热 对比温度表4.1 沸点下蒸发潜热列表6物质沸点/蒸发潜热苯80.01393.9562.10甲苯110.63363591.72由表2.1使用内插法，计算出由上知,故由Pitzer偏心因子法式中偏心因子 对比温度故：式中塔顶上升蒸汽焓塔顶溜出液焓又式中塔顶液体质量分数R=1.78(2）冷却水消耗量式中冷却水消耗量，kg/s冷却介质在平均温度下比热容，kJ/(kg)冷却戒指在冷凝器进出口温度，故此温度下冷却水比热容，因此：（3）加热器热负荷及全塔热量衡算表4.2 苯、甲苯液态比热容6温度苯甲苯01.5071.630201.7161.681401.7671.757601.8281.834801.8811.9021001.9531.9701202.0472.073表4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物比热容物质塔顶塔釜进料精馏段提馏段苯1.8851.9991.9341.9091.964甲苯1.9062.0211.9521.9291.982由表4.3 ，精馏段 ：苯：甲苯：提馏段：苯：甲苯：塔顶流出液比热容：塔釜溜出液比热容：以进料焓，即时焓值为基准：对全塔进行热量衡算：塔釜热损失为10%，则故式中加热器抱负热负荷加热器实际热负荷塔顶溜出液带出热量塔底溜出液带出热量加热蒸汽消耗量：查得故 表4.4 热量衡算成果表符号数值44.911.060-0.0150.02449.910.023第 5 章 塔附属设备计算5.1 筒体与封头筒体 壁厚选4mm，所选材质为。封头 选用椭圆形封头，由公称直径300mm，查得曲面高度，直边高度，故选用封头5.2 除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴状况下，设立除沫器，以减少液体夹带损失，保证气体纯度，保证后续设备正常操作。这里选用丝网除沫器，其具备比表面积大，质量轻，空隙大及实用以便等长处。设计气速选用：,系数除沫器直径：故选用不锈钢除沫器，类型：原则型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝5.3 裙座塔底惯用裙座支撑，裙座结垢性能好，连接处产生局部阻力小，因此它是设备重要支座形式，为了制作以便，普通采用圆筒形。裙座内径为300mm,取裙座壁厚16mm，则基本环内径：基本环外径：圆整：，基本环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去。5.4 手孔由于本次设计塔径较小，因此应设立手孔。手孔设立应便于人手臂可以伸入塔内，普通每隔45m才设一种手孔，本塔中共34块板，须设5个手孔，每个孔直径为100mm。5.5 塔总体高度设计5.4.1塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头直线距离，取除沫器到第一块板距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。5.4.2塔底部空间高度塔底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线距离，釜液停留时间取10min。 5.4.3 塔总体高度5.6 换热器（进料预热器或产品冷却器）设计计算5.5.1 冷却器选用管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节约面积，减少材料费用。 取冷凝器传热系数：，又吉林地区平均温度25，10对于逆流： T 81.0682.25 t 2535故冷凝器冷凝面积：表5.1 选用冷凝器参数表7公称直径/mm管程数管数管长/mm换热面积/公称压力/15911325注：摘自金属设备上册P118表2-2-5和P135表2-2-8原则图号：JB1145-71-2-38 设备型号G273I-25-55.5.2 加热器选用U型管加热器，经解决后，放在塔釜内。蒸汽选取133.3饱和水蒸气，传热系数：由热量衡算知换热面积表5.2 所选加热器参数表7公称直径/mm管程数管数管长/mm换热面积/公称压力/15911325注：摘自金属设备上册P118表2-2-5和P135表2-2-8原则图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273-25-45.7 进料管设计本次加料选取高位槽加料，因此可取0.4-0.8m/s。本次取。，查化学化工物性数据手册得则式中进料液质量流量，kg/s进料条件下液体密度，圆整后表5.3 所选进料管参数表8内管外管半径R内管重/(kg/m)751201501.63注：摘自浮阀塔P197表5-35.8 泵选型 为拟定泵输送一定流量所需扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选取原料罐内液面与进料口处管截面建立机械能衡算式： 式中：Z两截面处位头差 两截面处静压头差 两截面处动压头差 直管阻力 管件、阀门局部阻力 流体流经设备阻力对进料管可取1.5-2.5m/s取，提高压头设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个弯头，在原料液内液面与进料口建立机械能衡算：表8-3泵参数表7流量/扬程/H/m转数/r/min叶轮直径/mm容许吸上真空度/m效率/%6.015.734001257.553设备型号：5.9 贮罐计算以回流罐为例，回流罐通过物流量设凝液在回流罐中停留时间为10min，罐填充系数为0.7，则该罐容积V计算如下故回流罐容积可取V=0.3第 6 章 结论6.1 结论咱们课程设计任务：苯-甲苯浮阀式持续精馏塔设计在历时进5个星期后，终于完毕了。这次对苯-甲苯浮阀式持续精馏塔设计，咱们理解任务设计基本内容，掌握了它重要程序和办法，培养了分析和解决工程实际问题能力，更重要是树立对的设计思想，加强了 个人独立完毕任务能力。依照4个多星期数据计算解决，得出了某些重要基本数据，由所选参数在进行校核可知： 冷却水消耗量Wc=Kg/h ，塔顶馏出液带出热量=-2617.96KJ/h ，塔底馏出液带出热量=5188.40KJ/h ，加热蒸汽消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精馏塔附属设备计算可知：塔顶冷凝器型号为G159I-25-2，塔底再沸器型号为G273II-25-3。本次设计计算成果均符合设计规定，故本次设计是合理。6.2 重要数据成果总汇表6.1 设计浮阀塔板重要成果汇总表项目符号单位计 算 数 据精馏段提馏段塔径m0.30.3板间距m0.450.45空塔气速um/s0.6480.618堰长m0.240.24堰高m0.0560.0528板上清液层高度m0.060.06降液管底隙高m0.00550.014浮阀数99阀孔气速m/s7.156.74浮阀动能因子7.197.27临界阀孔气速m/s6.05.58孔心距tm0.0750.075单板压降Pa621.31616.15降液管内液层高度m0.13980.1407泛点率F%54.7358.11气相负荷上限0.0680.0625气相负荷下限0.0320.030操作弹性1.481.42塔板类型单溢流弓形降液管结束语化工原理课程设计是化工原理教学中一种环节，它规定对化工原理课程各个方面都比较熟悉，特别是计算某些对化工原理课程掌握规定度更高，并且对设备选型及设计要有一定理解，对化工绘图能力要有一定规定。通过这段期间课程设计，我对化工原理设计有了进一步结识，并且对化工原理精馏这一种章节知识更加熟悉，可以说是进一步巩固了。此外，课程设计是对以往学过知识加以检查，它可以培养咱们理论联系实际能力，特别是这次精馏塔设计更使咱们进一步理解和结识了化工生产过程，使咱们所学知识不局限于课本，并锻炼了我逻辑思维能力。设计过程中还培养了我自学能力，设计中许多知识都需要查阅资料和文献，并规定加以归纳、整顿和总结。通过自学及教师指引，不但巩固了我所学化工原理知识,更极大地拓宽了我知识面，让我更加深刻地结识到实际化工生产过程和理论联系和差别，这对将来毕业设计及工作无疑将起到重要作用。在本次化工原理设计过程中，我收获很大,感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃，但我懂得那只是暂时。在教师和同窗们协助下，我克服了种种困难课程设计圆满完毕了。我更觉得学好基本知识重要性，以便为将来工作打下良好基本。 在此，特别感谢刘艳杰教师，您指引使得我设计工作得以圆满完毕。此外，在设计过程中还得到了许多同窗热心协助，一并给以衷心感谢！参照文献1 王国胜.化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社,2 陈敏恒,从德滋,方图南,等.化工原理(上、下册第三版)M. 北京：化学工业出版社.3 中华人民共和国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上)M 北京:化学工业出版社,4 唐伦成编著.化工原理课程设计简要教程,第一版M 哈尔滨：哈尔滨工业大学出版社,5 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，6 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)M. 北京：化学工业出版社，7化工设备设计手册编写组.金属设备(上)M. 上海：上海人民出版社，19758 北京化工研究院“板式塔”专项组，浮阀塔M. 北京：燃料化学工业出版社，1972附录1重要符号阐明符号意义计量单位M摩尔质量kg/kmolF进料率kmol/sD塔顶采出率kmol/sW塔底采出率kmol/sq进料热状况x液相摩尔分率y气相摩尔分率R回流比L液相负荷kmol/sV气相负荷kmol/sNT理论塔板数-Np实际塔板数-P操作压力Pat温度密度kg/m3表面张力mN/m粘度mPasVS气相体积流率m3/sLS液相体积流率m3/sumax最大空塔气速m/sHT板间距mhL板上清液高度mC20负荷系数C负荷因子m/su空塔气速m/sD塔径mAT塔截面积m2Z有效高度mlW堰长mhW溢流堰高度mhOW堰上液层高度mWd降液管宽度mAf截面积m2降液管中停留时间sh0降液管底隙高度mWs边沿区宽度mWc无效区宽度mAa开孔区面积m2t孔中心距mmn浮阀数目个开孔率h阻力PaE液流收缩系数-ET塔板效率-K稳定系数Hd降液管内液层高mCP比热容kJ/(kmol)Q热量kJ/h潜化热kJ/kg蒸汽用量kg/hFo气体阀孔动能因子kg0.5/(sm0.5)g重力加速度m/s2N塔板数目-hc与干板压强降相称液柱高度m下标A，1轻组分B，2重组分D馏出液F加料m平均值W釜液L液相V气相开始结束附录2 程序框图 yn=XnNn用汽液相平衡方程x=y/（-（-1）y）求出XnXnXq由精馏段操作线方程y=0.648x+0.344求出ynXnXw由提馏段操作线方程y=1.49x-0.006求出ynn = n+1用汽液相平衡方程x=y/（-（-1）y）求出Xn解得理论板数和进料板位置n = n+1输入=0.9599，=2.46，n=1，xq=0.409，xw=0.012 附录3 精馏塔工艺条件图附录4 生产工艺流程图教 师 评 语指导教师评语成绩指引教师时间