化工原理课程设计正文苯甲苯的分离--大学论文.doc

课程设计

化工原理课程设计
——板式精馏塔的设计

院系： 化工学院
班级： 高材11202
老师： 石东坡
序号： 20
姓名： 刘 洋

序言
 化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

目录
一、板式精馏塔课程设计任务书…………………………………………………….4
(一)、设计题目： 4
(二)、设计参数 4
(三)、设计内容 5
二、设计计算 5
1、设计方案的选定及基础数据的搜集 5
2、精馏塔的物料衡算 7
3、塔板数的确定 8
4、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 9
5、气液负荷计算 13
6、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (一) 塔径的计算 14
7、筛板的流体力学验算 18
8、塔板负荷性能图 21
三、设计结果汇总一览表 28
四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略） 29
五、设计心得体会 29
七、参考书目 32
八、附录 32
【1】苯——甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图 32
【2】苯——甲苯精馏控制工艺流程图 32
【3】苯——甲苯温度组成(t-x(y))图 33

一、板式精馏塔课程设计任务书
(一)、设计题目：
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。
(二)、设计参数
年处理量： 25000吨
料液初温: 35℃
料液组成 ： 45％ 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同）
塔顶产品组成苯 ≥98％
塔底釜液组成苯 ≤2%
年实际生产天数： 330天
精馏塔塔顶压力： 4kpa （表压）
冷却水进口温度： 30℃
饱和水蒸气压力： （间接水蒸气加热）
设备型式： 筛板精馏塔
厂 址： 长江大学 地区

(三)、设计内容
1、设计方案的确定
根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。
2、精馏过程的工艺计算
3、塔和塔板主要工艺结构尺寸计算
4、塔内流体力学性能的计算与校核
5、塔板结构简图和塔板性能图的绘制
6、塔的工艺计算结果汇总一览表
7、典型辅助设备选型与计算（略）
8、带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制
9、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论
10、编制课程设计说明书
11、参考文献
二、设计计算
1、设计方案的选定及基础数据的搜集
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板容易堵塞。

下图是板式塔的简略图：

表1.1 苯和甲苯的物理性质([1]:P289)
项目
分子式
分子量M
沸点（℃）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
甲苯B
C6H6
C7H8
78.11
92.13
80.10
110.63
288.5
318.57
6833.4
4107.7

表1.2 苯-甲苯的饱和蒸汽压([2]:P73 表10-1)
t/
80.1
84
88
92
96
100
104
108
110.6
/kPa
101.3
114.1
128.4
144.1
161.3
180.0
200.3
222.4
237.7
/kPa
39.0
44.5
50.8
57.8
65.6
74.2
83.6
94.0
101.3
表1.3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：P73 表10-2）
t/℃
80.1
84
88
92
96
100
104
108
110.6
x
1
0.816
0.651
0.504
0.373
0.256
0.152
0.057
0
y
1
0.919
0.825
0.717
0.594
0.455
0.3
0.125
0

表1.4 纯组分的表面张力([6]：附录图7)
t/
80
90
100
110
120
σ/(mN/)
苯
21.2
20
18.8
17.5
16.2
甲苯
21.8
20.6
19.6
18.4
17.3
上表的数据关联成下式：
苯： =31.24-0.125t
甲苯：=30.74-0.112t

表1.5 组分的液相密度([6]：附录图8)
t/℃
80
90
100
110
120
ρ/（kg/）
苯
817
805
793
782
770
甲苯
811
801
791
780
768
上表的数据关联成下式：
苯： =910.4-1.17t
甲苯：=897.2-1.07t

2、 精馏塔的物料衡算
(1) 原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

（3）物料衡算
原料处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
式中 F------原料液流量
D------塔顶产品量
W------塔底产品量

3 、塔板数的确定
（1）理论塔板数的求取
苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数，步骤如下。
①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x ～y图，见下图
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在x-y图上，因q=1,查得=0.760，而==0.491，=0.983.故有：

取操作回流比为
③求理论塔板数
精馏段操作线方程为

提馏段操作线为过（0.491，0.735）和（0.024，0.024）两点的直线。
图解得=15-1=14块（不含塔釜）。其中，精馏段=7块，提馏段=8块，第8块为加料板位置。
（2）实际塔板数
全塔效率的计算（在95℃下，查表得各组分黏度=0.242，=0.280）

精馏段实际板层数6/0.53=10.3，取11块
精馏段塔高
提馏段实际板层数9/0.53=17.9，取18快
提馏段塔高
总塔板数=29块，进料板在第13块板。
4、 精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算
（1）操作压力计算
取每层塔板压降 △P＝0.9 kPa
塔顶操作压力＝ 101.3+4=105.3 kPa
塔底操作压力=105.3+0.9×12 =116.1 kPa
进料板压力＝105.3＋0.9×29＝131.4 kPa
精馏段平均压力 P m ＝（105.3＋116.1）/2＝110.7 kPa
提馏段平均压力 = （116.1+131.4）/2 =123.8 kPa
（2）操作温度计算
查温度组成图（t-x/y）得：
塔顶温度＝80.5℃
进料板温度＝88.3℃
塔底温度=109.5℃
精馏段平均温度=（ 80.5＋88.3）/2 = 84.4℃
提馏段平均温度=（88.3+109.5）/2 =98.9℃
（3）平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.960

进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得＝0.735， ＝0.491（查相平衡图）

塔底平均摩尔质量计算
由xw=0.0235,由相平衡方程，得yw=0.0513

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

（4）平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，
精馏段的平均气相密度即

提馏段的平均气相密度

②液相平均密度计算
塔顶:

进料板:

塔底 :

精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为

(5) 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶: 由σ-t 关系计算得，σA=21.18mN/m σB=21.72 mN/m

进料板：由tF＝88.3℃，计算得，σA=20.20 m N/m σB=20.85 m N/m

塔底：由 tD＝109.5℃，计算得， σA=17.55 mN/m σB=18.48 mN/m

精馏段液相平均表面张力为
σLm=（21.19+20.43）/2=20.81 mN/m
提馏段液相平均表面张力为
（20.43+18.46）/2=19.45 mN/m

(6) 液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
μLm=Σxiμi
塔顶:查化工原理上册附录中的液体黏度共线图,在80.5℃下有:
μA=0.273 mPa·s μB=0.304 mPa·s
μLDm=0.983×0.273+ (1-0.983)×0.304=0.274mPa·s
同理,进料板:在88.3℃下,查手册得
μA=0.268mPa·s μB=0.299 mPa·s
μLFm=0.639×0.268+ (1-0.639)×0.299=0.279 mPa·s
塔底:在109.5℃下，查手册得
μA=0.227 mPa·s μB=0.265 mPa·s
μLwm=0.0235×0.227+ (1-0.0235)×0.265=0.264 mPa·s
精馏段液相平均粘度为
μLm=(0.274+0.279)/2=0.277 mPa·s
提馏段液相平均粘度为
(0.279+0.264)/2=0.272 mPa·s
5、气液负荷计算
精馏段：

提馏段：

6、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(一) 塔径的计算
塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
表6.1 板间距与塔径关系
塔径DT，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.0
2.0～4.0
板间距HT，mm
200～300
300～350
350～450
450～600
500～800
精馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；
查Smith通用关联图 ([3]：P158图5-40)， 得C20=0.072；依式
校正物系表面张力为时，

可取安全系数为0.7，则
故
按标准,塔径圆整为1.1m,则操作气速u=0.753m/s。

提馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；
查Smith通用关联图5-40， 得C20=0.0678；依式
校正物系表面张力为时

可取安全系数为0.7，则
故
按标准,塔径圆整为1.1m,则操作气速0.688m/s。
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，为1.1m 。

（二）、塔板主要工艺尺寸的计算
(1) 溢流装置
因塔径D＝1.1m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘，且不设进口堰。
精馏段：
①溢流堰长：单溢流，取堰长为0.7D=0.7×1.1=0.77m
②出口堰高：
对平直堰，有
由，
查图5-30（[3]:P151）得E=1.030,
可得>0.006m
故 （取=60mm）
③降液管的宽度与降液管的面积：
由,查（[2]：图11-16）得，
故，
液体在降液管中停留时间为

④降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07～0.25）
则（）
因
提溜段：
①溢流堰长：取堰长为0.7D=0.7×1.1=0.77m
②出口堰高：
对平直堰，有
由，
查图5-30([3]：P151)得E=1.042,
可得>0.006m
故 取
③降液管的宽度与降液管的面积：
由,查（[2]：图11-16）得，
故，
液体在降液管中停留时间为

④降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07～0.25）
则（）
因
(2)塔板布置
①塔板的分块
因D=1100mm，查表5-6([3]:P140)得，塔极分为3块。
精馏段：
②取边缘区宽度(50～60mm),安定区宽度，（当D〈1.5m时，Ws=70～100mm〉
③开孔区面积
式中 ，

提馏段：
②取边缘区宽度(50～60mm),安定区宽度，（当D〈1.5m时，Ws=70～100mm〉
③开孔区面积

式中 ，

（3）筛孔数与开孔率：
精馏段：
取筛空的孔径为，正三角形排列，筛板采用碳钢，其板厚为,且取，故孔中心距
每层塔板的开孔数个，
则（在5%—15%范围内,满足要求）
每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
提馏段：
筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，筛板采用碳钢，其板厚为,且取，故孔中心距
每层塔板的开孔数个，
则（在5%—15%范围内,满足要求）
每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
7、 筛板的流体力学验算
精馏段：
(1) 塔板压降
①干板压降：依，查《干筛孔的流量系数》图([3]：P152图5-34)得，C0=0.78由式
②气体穿过板上液层压降：
，
由β与关联图([3]:P153图5-35)，得板上液层充气系数β=0.59，依式

③单板压降

则
(2) 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
(3) 雾沫夹带

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4) 漏液的验算
依式（清液柱）
由式

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5) 液泛的验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
依式

H=0.1065+0.060+0.00098=0.167 m
取，则
故，在设计负荷下不会发生液泛。
通过以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
提溜段：
(1) 塔板压降
①干板压降：依，查《干筛孔的流量系数》图([3]：P152图5-34)得，C0=0.78由式
②气体穿过板上液层压降：
，
由β与关联图([3]:P153图5-35)，得板上液层充气系数β=0.58，依式

③单板压降

则
(2) 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
(3) 雾沫夹带

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4) 漏液的验算
依式（清液柱）
由式

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5) 液泛的验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
依式

H=0.1067+0.060+0.00098=0.168 m
取，则
故，在设计负荷下不会发生液泛。
通过以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸也是适合的
8、 塔板负荷性能图
精馏段：
(1) 漏液线
由

，，整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.1。
表8.1
Ls /(m3/s)
0.000657
0.001
0.003
0.004
0.005
0.00684
Vs /(m3/s)
0.275
0.278
0.292
0.297
0.302
0.311
由上表数据即可作出漏液线1
(2) 雾沫夹带线
以 ev＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：
由（σ=20.81）

故，
将已知数据代入ev式中，令ev=0.1，整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.2。
表8.2
Ls /(m3/s)
0.000657
0.001
0.003
0.004
0.005
0.00684
Vs /(m3/s)
1.448
1.422
1.304
1.257
1.213
1.139
由上表数据即可作出雾沫夹带线2
(3) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
(4) 液相负荷上限线
以τ＝5s作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4
(5) 液泛线
由

联立上式，整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.3。
表8.3
Ls /(m3/s)
0.000657
0.001
0.003
0.004
0.005
0.00684
Vs /(m3/s)
1.015
1.003
0.943
0.913
0.881
0.815
由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图8.4所示：

图8.4精馏段筛板负荷性能图
（6）操作线与操作弹性
操作气液比 在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得
Vs,max=0.962m3/s Vs,min=0.274 m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.51
提馏段：
(1) 漏液线
由

，整理得，

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.1.2。
表8.1.2
Ls /(m3/s)
0.000657
0.001
0.003
0.004
0.005
0.00684
Vs /(m3/s)
0.237
0.240
0.254
0.259
0.264
0.271
由上表数据即可作出漏液线1
(2) 雾沫夹带线
以 ev＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：
由（σ=19.45）

故，
将已知数据代入ev式中，令ev=0.1，整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.2.2。
表8.2.2
Ls /(m3/s)
0.000657
0.001
0.003
0.004
0.005
0.00684
Vs /(m3/s)
1.391
1.365
1.250
1.203
1.160
1.088
由上表数据即可作出雾沫夹带线2
(3) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
(4) 液相负荷上限线
以τ＝5s作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4
(5) 液泛线
由

联立上式，整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8.3.2。
表8.3.2
Ls /(m3/s)
0.000657
0.001
0.003
0.004
0.005
0.00684
Vs /(m3/s)
0.902
0.892
0.843
0.821
0.800
0.761
由上表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图8.4.2，如图所示。

图8.4.2 提馏段筛板负荷性能图
（6）操作线与操作弹性
操作气液比
在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得
Vs,max=0.815 m3/s Vs,min=0.242m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.37
所设计筛板的主要结果汇总于表。
三、 设计结果汇总一览表
项目
符号
单位
计算结果
精馏段
提馏段
各段平均压强
Pm
kPa
110.7
123.8
各段平均温度
tm
℃
84.4
98.9
平均流量
气相
VS
m3/s
0.716
0.654
液相
LS
m3/s
0.00714
0.00351
实际塔板数
Np
块
11
18
板间距
HT
m
0.40
0.40
塔的有效高度
Z
m
4.4
6.4
塔径
D
m
1.1
1.1
空塔气速
u
m/s
0.753
0.688
塔板液流形式

单流型
单流型
溢流装置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
Lw
m
0.77
0.77
堰高
hw
m
0.048
0.050
溢流堰宽度
Wd
m
0.154
0.154
管底与受液盘距离
ho
m
0.0283
0.0570
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.06
孔径
do
mm
5.0
5.0
孔间距
t
mm
14.0
14.0
孔数
n
个
2777
2777
开孔面积
Ao
m2
0.0472
0.0472
筛孔气速
uo
m/s
15.17
13.86
塔板压降
hf
kPa
0.106
0.108
液体在降液管中停留时间
τ
s
16.11
7.99
降液管内清液层高度
Hd
m
0.167
0.168
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.0127
0.0101
负荷上限

液泛控制
液泛控制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
0.962
0.815
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.274
0.242
操作弹性

3.51
3.37

四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略）

五、设计心得体会
本次化工原理课程设计历时两周，虽然过程很复杂，但是还是学会了很多东西。首先从老师以及学长那里了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。    
起初看着这些复杂的东西确实不知道如何下手，虽然有课程设计书作为参考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工原理课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程。
 而且是第一次接触这种应用型很强的东西，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯－甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的努力，并经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。                    
并且通过这次课程设计我进一步熟练了许多软件操作。我想这也是一种附加的价值，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题任务的那一刻起我就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。万事开头难，收集苯与甲苯的相关物性数据就成了一个难题，接着是理论塔板数，但最终在与同学的讨论中一一得以解决。
这次历时近两周的的课程设计使我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我们积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。。总之，这次课程设计不仅锻炼了我们应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学，检索资料和协作的技能。所以说这是一次不错的收获，让我们真正明白了实践的重要性，因为这也是我们大学生最欠缺的。
总的来说，从这次课程设计学到了不少东西，也明白了不少东西，所以这次实践还是很有意义的。

六、主要符号说明

英文字母
Aa— 塔板开孔区面积,m2；
Af — 降液管截面积,m2；
A0 — 筛孔总面积,m2；
AT —塔截面积,m2；
c0 —流量系数,无因次；
C—— 计算umax时的负荷系数,m/s；
CS —气相负荷因子,m/s；
d—— 填料直径,m；
d0——筛孔直径,m；
D—— 塔径,m；
ev— 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；
E—— 液流收缩系数,无因次；
ET— 总板效率,无因次；
F— 气相动能因子,kg1/2/(s·m1/2）；
F0— 筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2) ；
g——重力加速度,9.81m/ s2；
h——填料层分段高度,m；
h1— 进口堰与降液管间的水平距离,m；
hc— 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；
hd— 与液体流过降液管的压降相当的液柱
hf— 塔板上鼓泡层高度,m；
h1 —与板上液层阻力相当的液柱高度,m；
hL— 板上清液层高度,m；
h0— 降液管的底隙高度,m；
hOW—堰上液层高度,m；
hW— 出口堰高度,m；
h,W—进口堰高度,m；
hб——与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；
H——板式塔高度,m；
Hd——降液管内清液层高度,m；
HD——塔顶空间高度,m；
HF——进料板处塔板间距,m；
HP——人孔处塔板间距,m；
HT——塔板间距,m；
K—— 稳定系数,无因次；
LW—堰长,m；

Lh —液体体积流量,m3/h；
Ls —液体体积流量,m3/s；
Lw —润湿速率,m3/(m·s)；
m—— 相平衡系数,无因次；
n— —筛孔数目；
NT——理论板层数；
P—— 操作压力,Pa；
△P—压力降,Pa；
△PP气体通过每层筛板的降压,Pa；
t——筛孔的中心距,m；
u——空塔气速,m/s；
uF— 泛点气速,m/s；
u0—气体通过筛孔的速度,m/s；
u0, min—漏液点气速,m/s；
u′0—液体通过降液管底隙的速度,m/s；
Vh——气体体积流量,m3/h；
Vs——气体体积流量,m3/s；
wL——液体质量流量,kg/s；
wV—气体质量流量,kg/s；
Wc——边缘无效区宽度,m；
Wd——弓形降液管宽度,m；
Ws——泡沫区宽度,m；
x— 液相摩尔分数；
y——气相摩尔分数；
Z——板式塔的有效高度,m；
填料层高度,m。

下标
max—最大的；
min—最小的；
L—— 液相的；
V— —气相的θ——液体在降液管内停留时间,s；
μ——粘度,mPa·s；
Φ—开孔率或孔流系数，无因次；
σ——表面张力,N/m；
ρ——密度,kg/m3；

33

七、参考书目
[1]李松林等主编 《物理化学》（第五版，下册），高等教育出版社，2009.5
[2]谭天恩等著《化工原理》（第三版）上下册，化学工业出版社，2010.6
[3]付家新等主编《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2010.12
[4]吴俊等编著《化工原理课程设计》，华东理工大学出版社，2011.7
[5]裕根等主编《现代工程图学》（第三版），北京邮电大学出版社，2008.6
[6]谭天恩等著《化工原理》(第二版)下册，化学工业出版社，1998

八、附录
【1】苯——甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图

【2】苯——甲苯精馏控制工艺流程图

【3】苯——甲苯温度组成(t-x(y))图