化工原理课程设计Word版

整理为word格式整理为word格式整理为word格式化工过程与设备课程设计I丙烯-丙烷精馏装置及其辅助设备的设计班级：化工1402学生姓名：张雪林学号：201441053指导教师：都健姜晓滨张磊完成日期：2017年7月1日大连理工大学DalianUniversityofTechnology整理为word格式整理为word格式整理为word格式前言化工原理课程是化学化工专业学生的专业基础课程，作为化工专业出身的学生，学好化工原理相关知识对今后从事化工专业相关工作及进一步深造科研都有着非常重要的意义。经过一年化工原理基础知识的学习，我们已经基本了解了化工原理在化工生产中的重要应用，同时也基本掌握了最基础的化工过程计算方法和设计原理。本设计说明书主要包括概述、方案流程简介、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计、控制方案和经济核算等部分，对丙烯-丙烷精馏装置进行了详细的分析设计计算和校核，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了详细的设计说明和校对。通过本次化工原理课程设计，完成了对丙烯-丙烷精馏装置的设计和计算，本次课程设计既是对化工原理课程学习的一个总结，充分利用所学的理论知识，也为今后从事化工相关行业工作打下良好的基础，在加深对所学知识的认识和理解的同时，也将所学的知识应用到实际化工生产设备的设计计算之中，锻炼了将理论应用于实际和理论联系实际的能力，相信课程设计在以后的学习、工作中都会起到良好的作用。鉴于设计者经验和水平有限，本设计说明书中还存在很多问题和不足，希望老师给予指导和帮助。

整理为word格式整理为word格式整理为word格式目录整理为word格式整理为word格式整理为word格式1丙烯——丙烷精馏过程工艺及设备概述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、石化等工业中得到广泛应用。精馏过程是在能量分离剂驱动下（有时外加质量分离剂），利用液相混合物中各组分挥发度不同，使气、液两相多次直接接触和分离，在此过程中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。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备仪表等构成的精馏过程生产系统称为精馏装置。1.1设计的目的和意义本次设计是为了确定一套年处理量为5×105kmol的丙烯—丙烷精馏装置的设备尺寸及性能参数，以获得较大的生产能力及较高的生产效率，并尽量节约能源，减少污染并得到较高的经济效益。1.2方案的确定和论证1.2.1精馏塔简介精馏塔是精馏装置的核心设备，气、液两相在塔内多级接触进行传质、传热，实现混合物的分离，为保证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。按照塔的内件结构，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。本设计选取的是板式塔。与填料塔相比较，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻。所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。整理为word格式整理为word格式整理为word格式表1.1板式塔和填料塔的性能比较项目板式塔填料塔压力降大小，适于要求压力降小的场合空塔气速小大塔效率稳定，大塔比小塔有所提高塔径在Φ1400mm以下效率较高；塔径增大，效率常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔低直径小于Φ800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加重量较轻重材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料1.2.2常用塔板类型的比较（1）筛板塔板：突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很容易漏液、操作弹性小，且易堵塞，应用不广。经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当，筛板仍能满足生产上所要求的操作弹性，而且效率较高。目前已成为应用日趋广泛的一种塔板。（2）泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且具有较高的塔板效率，操作弹性较大，不易堵塞，对物料适应性强，长期以来应用较广。但泡罩塔板的生产能力不大，结构过于复杂，不仅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年来在许多场合已逐渐为其他型式的塔板所取代。（3）浮阀塔板：浮阀塔板是综合了泡罩和筛板的优点研制出来的。这种塔操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减少，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔的板效率高。主要缺点是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1和V4型两种，后者用于减压塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了单溢流型浮阀塔板的板式塔，相比较其它类型的板式塔，浮阀塔板由于其开度可根据气体通过阀孔的气速自动调节，因此可以保持较低的操作气速而不发生严重漏液，在较高气速下不产生过大的气流阻力，因此采用浮阀塔板的板式塔操作弹性大，生产能力大，塔板效率高。综上所述，设计者选择其作为分离设备的原因。1.2.3操作回流比精馏塔在开车时原料由进料板加入，或有开车前将料液直接加入釜中。当釜中的料液达到适当液位时，再沸器开始加热，使液体部分汽化返回塔内。塔底的气相沿塔上升至塔顶，再由塔顶冷凝器将其全部冷凝。开车的初始阶段将凝液全部返回塔顶做回流液，即全回流。塔顶回流液沿塔下降，在下降的过程中与塔底上升蒸汽多次逆向接触和分离。只要塔板数足够多，塔顶的液相回流量足够大，在塔顶即可获得所要求纯度的易挥发组分产品。塔底上升蒸汽和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是精馏与普通蒸馏的本质区别。整理为word格式整理为word格式整理为word格式精馏过程的回流比是一个重要的设计和操作参数，直接关系到设备投资和操作费用大小。当其他条件不变时，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的热流量均随之增加，使设备费用和操作费用增加。因回流比R增大，使精馏段操作线斜率增大而远离平衡线，每块板的分离能力提高，使得完成相同分离要求所需的理论板数NT减少，精馏塔高度随之降低。但是由于回流比R增大，使塔内气、液相流量增大，引起辅助设备尺寸增大，塔径变大以及塔板结构的改变，从而影响到设备的投资费用。由此可见，操作回流比变化对精馏装置生产成本的影响是双重的，故在设计时存在操作回流比的优选问题。适宜回流比指操作费用和设备费用之和最小时对应的回流比，需进过衡算来决定，其准确值一般较难确定。初步设计时可取经验数据，工程设计一般取1.2~2.0倍最小回流比。本设计中，设计者选择操作回流比为最小回流比的1.4倍。1.2.4压力的选择精馏塔的设计和操作都是基于一定塔压下进行的，因此一般精馏塔总是首先要保持操作压力的恒定。塔压的变化对塔的操作将产生如下影响：影响产品质量和物料平衡。改变操作压力，会改变组分间的相对挥发度，将使每块板上的气液平衡的组成发生改变。压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。此外，操作压力对精馏塔所用的热源及冷剂品味影响较大，而低温冷剂较难获取，其成本常高于热源成本，因此应尽可能避免使用高品位的冷剂。通常选取常压操作。如果常压操作时，塔顶蒸汽的露点低于常温，则应适当提高塔的操作压力，使塔顶蒸汽露点升至常温以上，采用冷却水就能将塔顶蒸汽全部冷凝，此压力即适宜的操作压力。但是，压力提得过高，将导致设备投资过大，所以应权衡操作费用和设备投资，选择一个适宜的操作压力。然而，有时为了实现蒸馏在系统中的能量集成，需根据热源用户所需的温位，通过严格的模拟计算，来确定该塔顶蒸汽提至所需温位时相应的操作压力。本设计中常压下丙烯丙烷需低温冷冻方可实现精馏操作。为避免使用高品位冷剂，设计者选择塔顶压力1.62MPa（表压）的加压条件进行设计。1.2.5再沸器整理为word格式整理为word格式整理为word格式再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。再沸器多与精馏塔合用，再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器，从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成的两相流被送回到塔中：气相组分向上通过塔盘、液相组分回塔底。再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包括热虹吸式和强制循环式两种，卧式分为热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器、内置式再沸器四种。本次设计采用立式热虹吸式再沸器是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热，它具有如下几个特点：将釜液和换热器传热管中气液混合物的密度差作为循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环；能得到非常高的传热系数；结构紧凑、配管简单、占地面积小；在加热区内的停留时间短，不易结垢，调节容易，设备及运行费用低。由于壳程不能机械清洗，造成修理和维修的难度增加，不适宜高粘度、或脏的传热介质；塔釜提供气液分离空间和缓冲区。立式热虹吸再沸器仅在循环量大时相当于一块理论板。同时由于是立式安装，因而增加了精馏塔裙座的高度。丙烯—丙烷装置再沸器的热源可采用热水或热蒸汽，而因为蒸汽其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，本设计采用的是1atm，100℃下的饱和水蒸气。1.2.6冷凝器用以将塔顶蒸汽冷凝成液体，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。本设计用循环水作为冷却剂。2方案流程2.1精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合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，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液体）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。整理为word格式整理为word格式整理为word格式2.2工艺流程2.2.1物料的储存和运输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必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。2.2.3调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。2.3设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.4具体工艺流程由泵P-101A/B将要分离的丙烯—丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入精馏塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-103加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-104中。此外，还应备一残液罐V-105，以便收集不合格产品以及停车时收集装置内全部滞留物料，以待检测设备。3精馏塔工艺设计3.1精馏过程工艺流程1.分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2.能量的利用整理为word格式整理为word格式整理为word格式精馏过程是热能驱动的过程，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。（1）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。（2）精馏系统的能量集成着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3.辅助设备4.系统控制方案3.2设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf＝65％（摩尔百分数），处理量为60kmol/h塔顶丙烯含量xD＝98％，釜液丙烯含量xw≤2％，总板效率为0.6。2.操作条件：（1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）（2）加热剂及加热方法：加热剂——饱和水蒸气加热方法——间壁换热（3）冷却剂及冷却方法：冷却剂——循环冷却水冷却方法——间壁换热（4）回流比系数：R/Rmin=1.43.塔板形式：筛板4.处理量：qnF=60kmol/h5.塔板设计位置：塔顶6.安装地点：大连3.3系统物料衡算和热量衡算3.3.1物料衡算系统总物料衡算(3.1)轻组分物料衡算(3.2)带入数值，得：；整理为word格式整理为word格式整理为word格式相应的质量流量为：qmF=qnF·MF=60.0×(0.65×42+0.35×44)=2562.0kg/h(3.3)qmD=qnD·MD=39.38×(0.98×42+0.02×44)=1655.5kg/h(3.4)qmW=qnW·MW=20.62×(0.02×42+0.98×44)=906.5kg/h(3.5)式中——进料的摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；——塔顶产品的摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；——塔底产品的摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；3.3.2热量衡算塔底再沸器热流量塔底再沸器加热蒸汽质量流量塔顶冷凝器热流量塔顶冷凝器冷剂质量流量3.4精馏塔塔板数的确定3.4.1塔顶、釜温度确定（1）塔顶、釜温度的确定①塔顶温度塔顶压力，根据分离要求塔顶组分中丙烯含量98%，可以以纯丙烯进行估算，查饱和丙烯蒸气压表得：。假设塔顶温度为43℃，查PTK图得：，整理为word格式整理为word格式整理为word格式因为，所以可以认为塔顶温度为43℃。②塔釜温度假设塔釜温度；精馏塔的理论塔板数为108（不含釜），则精馏塔的实际塔板数为180。若令每块板的压降均为为100mm液柱；液柱的密度可以由塔顶液体密度近似代替，又因为塔顶丙烯含量为98%，所以可以由纯丙烯密度代替，查得，条件下丙烯的密度为。则塔底压力：查饱和丙烷蒸气表（近似认为塔釜为纯丙烷）可得塔釜温度，与假设温度相差不大，取塔釜温度为52.2℃。3.4.2相对挥发度的计算（1）塔顶压力，塔顶温度，查烃类的p-K-T图得：kA=1.01，kB=0.89，则α顶=kA/kB=1.01/0.89=1.135；==0.98，=0.02，则：，；（2）塔底压力，塔底温度，查烃类的p-K-T图得：kA=1.13，kB=1.00，则α釜=kA/kB=1.13/1.00=1.130；，，则：，；整理为word格式整理为word格式整理为word格式（3）=1.132。3.4.3回流比及塔板数的确定(1)塔内气液相流量：精馏段：，提馏段：，（1）回流比的确定E点坐标：(0.650，0.678)最小回流比：(2.10)操作回流比：1）精馏段操作线方程：(2.20)式中：R——操作回流比；——离开第n块板的液相摩尔组成；——离开第n+1块板的汽相摩尔组成。即：yn+1=0.939xn+0.0601（2）提馏段操作线方程：(2.21)式中：——进料热状态参数。即yn+1=1.032xn－6.42×10-4（3）相平衡方程(2.22)（4）逐板计算各板气液相组成：整理为word格式整理为word格式整理为word格式输入：q输入：qnFxFqRxDxW图2.1逐板计算法计算框图初值，精馏段计算至，进料板即为第j块。并且换提馏段方程继续计算，直至。（5）计算结果：最佳进料位置第50块理论板，理论板数NT=107，利用Excel计算结果详见附录B。实际板数：。将理论塔板数重新假设为107，物性变化不大，精馏段操作线与提馏段操作线均无明显变化，第二次迭代结果见附表。3.5精馏塔的工艺设计3.5.1塔顶物性数据塔顶压力，塔底温度查得常压下：丙烯：液相密度：液相表面张力：丙烷：液相密度：液相表面张力：由于气体密度按常压查取，需要校正。整理为word格式整理为word格式整理为word格式查两参数普遍化压缩因子图：丙烯的临界温度，临界压力；，查普遍化压缩因子图，可得，气相密度：。丙烷的临界温度，临界压力；，查普遍化压缩因子图，可得，气相密度。按塔底塔板气液相组成修正混合物物性：由可得：，液相密度液相表面张力：3.5.2塔高由2.1.4节计算结果可知，所设计精馏塔共有实际板177块，HT=500mm，则塔有效高度Z0为：Z0=0.5×176=88m设釜液在釜内停留时间为30min，排出釜液流量qmW=906.5kg/h，塔釜丙烷密度，则釜液的高度为：将进料所在板的板间距增至1000mm，每20块板设置一个人孔，人孔所在板的板间距增至800mm，共9个人孔。此外在考虑塔顶端气液分离空间高度取1.5m，釜液上方气液分离空间高度取0.5m。各段高度之和为h=93m。裙座高度：5m。整理为word格式整理为word格式整理为word格式所以，塔的安装高度=塔体高度+裙座高度。3.5.3塔径气相体积流量：液相体积流量：液、气流动参数：假设塔板间距HT=0.50m，查Smith关联图，C20=0.056。因而气体负荷因子：.液泛气速：取设计泛点率为0.7，则空塔气速：u=0.7×0.143=0.1001m/s气体流道截面积：选取单流型弓形降液管塔板，取=0.12得：则塔径。计算塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径D=1.8m.对圆整后塔径校核：实际面积：降液管截面积：Ad=AT×0.12=0.299m2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.191m2实际操作气速：实际泛点率：整理为word格式整理为word格式整理为word格式降液管流速3.5.4降液管及溢流堰（1）降液管尺寸由以上设计结果得弓形降液管所占面积降液管截面积：Ad=AT×0.12=0.299m2由Ad/AT=0.12,查《化工原理》图8.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：lw/D=0.76则堰长lw=0.76×D=0.785×2=1.368m根据以上选取的lw/D值计算降液管宽度bd：选取平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb=0.03m。（2）溢流堰尺寸堰上液头高hOW由下式计算，式中E近似取1，则：考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.03m。溢流强度：降液管底隙液体流速：3.5.5塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度b=3mm进出口安全宽度边缘区宽度整理为word格式整理为word格式整理为word格式有效传质区有效传质区降液区受液区lwbdbsb’srxbc图3.1塔板布置图由Ad/AT=0.12,查《化工原理》图8.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：图3.2筛孔排布图3.2筛孔排布图，；有效传质面积：5）筛孔的尺寸和排列采用筛孔，有效传质区内，常按正三角形排列。取筛孔的直径d0=8mm=0.008m孔中心距t：取t=24mm=0.024m筛板开孔率：开孔率：，在0.06~0.14范围之内。筛孔气速：筛孔个数：3.6塔板流动性能校核整理为word格式整理为word格式整理为word格式3.6.1液沫夹带量校核之前计算得出两相流动参数：根据两相流动参数，利用Fair关联图（《化工原理》下册课本第194页图8.2.27，液沫夹带关联图），由,泛点率为0.673，查图得到。有，可得因为，所以液沫夹带量满足要求。3.6.2塔板阻力的核对干板阻力前面假设的筛孔直径d0=8mm，塔板厚度b=3mm；d0/b=2.67，查《化工原理》下册课本第195页图8.2.28，塔板孔流系数图，查得。所以塔板充气液层阻力，为塔板上液层充气系数，由；气体动能因子；整理为word格式整理为word格式整理为word格式由气体动能因子查《化工原理》下册课本第195页图8.2.29，充气系数与动能因子的关系图，查得。因为由前文得，；所以，3.克服液体表面张力阻力由以上三项阻力之和求塔板阻力由于塔板阻力较小，满足要求。3.6.3降液管液泛校核由，取=0将之前求得的数据代入上式可求解因此，取降液管中泡沫层的相对密度（对一般液体取0.5-0.6）因此不会产生降液管液泛。3.6.4液体在降液管中的停留时间，因此满足要求。3.6.5严重漏液校核（1）计算严重漏夜时的干板阻力整理为word格式整理为word格式整理为word格式由公式计算得：。（2）计算漏夜点气速，满足要求,不会发生严重漏液。各项校核均满足要求,故所设计的筛板可用。3.7负荷性能图3.7.1过量液沫夹带线根据,并将有关变量与，的关系带入整理得：代入已知数据，整理得：因此，由上述关系可作得过量液沫夹带线如图曲线①。3.7.2液相下限线令=0.006,取E=1.0得由上述关系可作得液相下限线如图曲线②。3.7.3严重漏液线将公式代入下式：（近似取为前面计算的值）整理为word格式整理为word格式整理为word格式化简得：其中：3992.62因此解得：由上述关系可作得严重漏夜线如图曲线③。3.7.4液相上限线由=5得由上述关系可作得液相上限线如图曲线④。3.7.5降液管液泛线令，将，以及与，与，与，的关系全部代入前式，整理可得：其中因此，可得整理为word格式整理为word格式整理为word格式由上述关系可作得降液管液泛线如图曲线⑤。4立式热虹吸再沸器的设计4.1再沸器的设计任务与设计条件4.1.1再沸器的设计任务设计一台第2章所设计精馏塔塔釜液体加热所需的立式热虹吸式再沸器，采用1atm，100℃下的饱和水蒸气作为加热热源，加热塔釜液体使之沸腾。4.1.2再沸器壳程与管程的设计条件 表4.1再沸器壳程与管程参数项目物料、物性壳程管程进口出口进口出口物料水蒸气水98%丙烯丙烷98%丙烯丙烷温度\℃100℃100℃52.2℃52.2℃压力（绝压）\MPa0.1013250.1013251.8041.8044.2再沸器的工艺设计4.2.1物性数据（1）壳程凝液（水蒸汽）在100℃，0.1013MPa下的物性数据：相变热：热导率：粘度：密度：（2）管程流体（按纯丙烷算）在52.2℃，1.804MPa下的物性数据：相变热：液相热导率：液相粘度：液相密度：液相定压比热容：表面张力：气相粘度：气相密度：蒸气压曲线斜率4.1.1设备尺寸估算热流量：整理为word格式整理为word格式整理为word格式传热温差：假设传热系数，则可估算传热面积拟用传热管规格为：，管长L=3000mm，则总传热管数：若将传热管按正三角形排列，则取管心距t为30mm，。壳径直径：圆整后取壳径D=600mm，再沸器长径比L/D=5（4~6之间），较为合理。取管程进口接管直径：Di=250mm，出口接管直径：Do=350mm。4.1.2传热系数校核（1）显热段传热系数KCL设传热管出口处气含率，则循环流量：热段管内表面传热系数管内质量流速：雷诺数为：普朗特数为：整理为word格式整理为word格式整理为word格式显热段传热管内表面传热系数：②管外表面冷凝传热系数蒸汽冷凝的质量流量：管外单位润湿周边上凝液的质量流量：冷凝液膜的雷诺数：管外冷凝表面传热系数：③污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：冷凝侧：管壁热阻：④显热段传热系数（2）蒸发段传热系数KCE传热管内釜液的质量流量：当时，martinelli参数：得：，查得：.08整理为word格式整理为word格式整理为word格式当，得到：，再次查得：泡核沸腾修正因数：泡核沸腾表面传热系数：以液体单独存在为基准的对流表面传热系数：对流沸腾因子：两相对流表面传热系数：沸腾传热膜系数：沸腾传热系数：（3）显热段和蒸发段的长度显热段的长度与传热管总长的比值：显热段长度：整理为word格式整理为word格式整理为word格式蒸发段长度：（4）平均传热系数（5）面积裕度实际传热面积：，该再沸器的传热面积合适。4.1.3循环流量校核（1）循环推动力当时，；两相流的液相分率为：两相平均密度：当x==0.235时，；两相流的液相分率为：两相平均密度：参照设计参考表并根据焊接需要取l=0.9m，于是计算循环系统的推动力：（2）循环阻力①管程进口管阻力釜液在管程进口管内的质量流速：整理为word格式整理为word格式整理为word格式釜液在进口管内的流动雷诺数：进口管长度与局部阻力当量长度：进口管内流体流动的摩擦系数管程进口管阻力：②传热管显热段阻力釜液在传热管内的质量流速：釜液在传热管内流动时的雷诺数：进口管内流体流动的摩擦系数传热管显热段阻力：③传热管蒸发段阻力汽相在传热管内的质量流速：汽相在传热管内的流动雷诺数：传热管内汽相流动的摩擦系数汽相流动阻力：整理为word格式整理为word格式整理为word格式液相在传热管内的质量流速：液相在传热管内的流动雷诺数：传热管内液相流动的摩擦系数传热管内液相流动阻力：传热管内两相流动阻力：④管程内因动量变化引起的阻力管内因动量变化引起的阻力系数：管程内因动量变化引起的阻力：⑤管程出口管阻力管程出口管中气、液相总质量流速：管程出口管中气相质量流速：管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和：管程出口管中气相质量流动雷诺数：管程出口管气相流动的摩擦系数：整理为word格式整理为word格式整理为word格式管程出口管汽相流动阻力：管程出口管中液相质量流速：管程出口管中液相流动雷诺数：管程出口管中液相流动的摩擦系数管程出口液相流动阻力：管程出口管中的两相流动阻力：⑥系统阻力⑦循环推动力与循环阻力的比值为循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率=0.235基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。5其他辅助设备、管路及泵的工艺设计选择本套精馏装置设计中，除主要设备精馏塔外，辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、冷却器、贮罐等，再沸器的设计已单独在第3章中进行详细叙述，以下仅对其他辅助设备进行初步估算。5.1换热设备的设计5.1.1塔顶冷凝器整理为word格式整理为word格式整理为word格式拟用循环水（10℃）走壳程作为冷却剂，出口温度为30℃。管程流体温度为43℃。传热温差：冷凝器热负荷：查表得10℃与30℃水的平均比热容约为则冷凝水的消耗量为：选取传热系数传热面积：5.1.2原料预热器原料液由贮罐中用泵送入精馏塔前需要经过预热至1.737MPa下泡点进料，已知泡点温度45℃。（计算见附录）拟用热水（90℃）走壳程逆流换热作为加热介质，出口温度为60℃。管程流体入口温度为20℃，出口温度为45℃。传热温差：进料质量流量：查表计算得丙烷在与之间的平均比热容约为查表计算得丙烯在与之间的平均比热容约为因为进料摩尔分数为，所以进料质量分数为。进料的平均比热容为：。预热器热负荷：整理为word格式整理为word格式整理为word格式选取传热系数传热面积：5.1.3塔底产品冷却器拟用循环水（10℃）走壳程逆流换热作为冷却剂，出口温度为20℃。管程流体入口温度为52.2℃，出口温度为25℃。传热温差：管程质量流量：，查表计算得丙烷在与之间的平均比热容约为因此，总传热量为：查表得10℃与20℃水的平均比热容约为则冷凝水的消耗量为：假设传热系数：则总传热面积：圆整后取。5.1.4塔顶产品冷却器拟用循环水（10℃）走壳程逆流换热作为冷却剂，出口温度为30℃。管程流体入口温度为43℃，出口温度为20℃。传热温差：整理为word格式整理为word格式整理为word格式冷却器热负荷：选取传热系数传热面积：表5.2换热器设备阐述设计序号位号名称型式热流量/kW传热系数/W(/m2·k)传热温差/℃传热面积/m2备注1E－101进料预热器固定管板式50.2160042.45290℃水2E－102塔顶冷凝器固定管板式239080021.4717410℃循环水3E－103塔底再沸器立式热虹吸2215.685047.854.53100℃饱和水蒸气4E－104塔顶产品冷却器固定管板式23.5770011.432.410℃循环水5E－105釜液冷却器固定管板式19.5460022.52210℃循环水5.2储罐的设计5.2.1塔顶产品罐查表得,下丙烯的密度约为。塔顶产品的质量流量为取产品在产品罐中停留时间为，填充系数取，则产品罐的容积5.2.2釜液罐塔釜产品的摩尔流量为，（塔顶按纯丙烷计算），整理为word格式整理为word格式整理为word格式查表得,下丙烷的密度约为。质量流量为取产品在产品罐中停留时间为，填充系数取，则釜液罐的容积5.2.3进料罐进料泡点温度。混合液的密度可近似由丙烷和丙烯的密度计算求得：查表得丙烯的密度约为，丙烷的密度约为。进料为（摩尔分率），所以（质量分率）。因此可求混合密度：进料质量流量：取产品在进料罐中停留时间为，填充系数取，进料罐容积：5.2.4回流罐塔顶回流的摩尔流量为，（塔顶按纯丙烯计算），查表得,下丙烯的密度约为。质量流量为取液体在回流罐中停留时间为，填充系数取，则产品罐的容积表5.1储罐容积估算结果表整理为word格式整理为word格式整理为word格式序号位号名称停留时间/h容积/1V-101进料罐725722V-102回流罐0.25203V-103塔顶产品罐1206044V-104釜液罐1203465.3管路的设计5.3.1进料管线已知进料处，前文已经试差查得进料泡点温度。混合液的密度可近似由丙烷和丙烯的密度计算求得：查表得丙烯的密度约为，丙烷的密度约为。进料为（摩尔分率），所以（质量分率）。因此可求混合密度：。进料的质量流量为：进料的体积流量为：取流体流速，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.2塔顶蒸汽管线由前文可得，塔顶上升蒸汽的质量流量：（塔顶按照纯丙烯计算）整理为word格式整理为word格式整理为word格式查得,下丙烯蒸汽的密度约为塔顶上升蒸汽的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.3塔顶产品接管线查得,下丙烯液体的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.4塔顶回流管线由前文可得，塔顶回流液的质量流量：（塔顶按照纯丙烯计算）查得,下丙烯液体的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.5塔釜产品流出管线整理为word格式整理为word格式整理为word格式查得,下塔底液体的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.6塔釜蒸汽回流管线由前文可得，塔釜蒸汽回流的质量流量：（塔底按照纯丙烷计算）查得,下塔底蒸汽的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.7仪表接管选取规格为的管路管路设计及选型结果如下表：表6.1管路设计结果表名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.511Φ68×3塔顶蒸气管14.53Φ133×4塔顶产品管0.479Φ57×3塔顶回流管0.467Φ219×8整理为word格式整理为word格式整理为word格式釜液流出管0.466Φ45×3塔底蒸气回流管13.80Φ152×8仪表接管/Ф25×2.55.3泵的设计5.3.1进料泵（两台，一用一备）由前文可知，进料流体流速，选取管路规格为，管路内径。进料混合密度为：查表得进料条件下，丙烯的粘度为，丙烷的粘度为进料混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查《化工原理》（上册）课本第43页图1.6.16，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），一个90度弯头；排出管中闸阀一个（），一个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：整理为word格式整理为word格式整理为word格式取进料位置与进料罐的高度差为，进料位置压力估算：取进料罐的压力与相近，则压差可以忽略不计。因此，进料泵的扬程为：进料流量为：参考《化工原理》（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考《石化装置用泵选用手册》第100页，选用型号为IH50-32-250B的离心泵，流量为，扬程为，功率为。5.3.2回流泵（两台，一备一用）由前文可知，塔顶回流流体流速，选取管路规格为，管路内径。塔顶按纯丙烯计算，塔顶回流液混合密度约为丙烯密度，。查表得塔顶条件下，丙烯的粘度为，丙烷的粘度为回流液混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：整理为word格式整理为word格式整理为word格式查《化工原理》（上册）课本第43页图1.6.16，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管4个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），两个90度弯头；排出管中闸阀一个（），两个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：取回流位置与塔顶回流罐的高度差为，塔顶回流位置压力为：取回流罐的压力与相近，则压差可以忽略不计。因此，回流泵的扬程为：塔顶回流流量为：参考《化工原理》（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考《石化装置用泵选用手册》第102页，选用型号为IH80-50-315的离心泵，流量为，扬程为，功率为。5.3.3塔底釜液泵（两台，一备一用）由前文可知，塔底釜液产品流速，选取管路规格为，整理为word格式整理为word格式整理为word格式管路内径。塔底按纯丙烷计算，塔底釜液混合密度约为，。查表得塔釜条件下，丙烯的粘度为，丙烷的粘度为釜液混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查《化工原理》（上册）课本第43页图1.6.16，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管4个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），两个90度弯头；排出管中闸阀一个（），两个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：取塔釜位置与塔底釜液罐的高度差为，塔底釜液位置压力为：取釜液罐的压力与相近，则压差可以忽略不计。因此，釜液泵的扬程为：整理为word格式整理为word格式整理为word格式塔底釜液流量为：参考《化工原理》（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考《石化装置用泵选用手册》第99页，选用型号为IH50-32-125的离心泵，流量为，扬程为，功率为。该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常或停止工作时，需要使用。5.3.4塔顶产品泵（两台，一备一用）由前文可知，塔顶产品流速，选取管路规格为，管路内径。塔顶按纯丙烯计算，塔底釜液混合密度约为，。查表得塔顶条件下，丙烯的粘度为，丙烷的粘度为塔顶产品混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查《化工原理》（上册）课本第43页图1.6.16，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管4个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），两个90度弯头；排出管中闸阀一个（），两个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。整理为word格式整理为word格式整理为word格式则管路的总阻力为：带入数据的得：取回流罐位置与塔顶产品罐的高度差为，取回流罐的压力与产品罐相近，则压差可以忽略不计。因此，塔顶产品泵的扬程为：塔底釜液流量为：参考《化工原理》（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考《石化装置用泵选用手册》第99页，选用型号为IH50-32-125的离心泵，流量为，扬程为,功率为。5.3.5回流泵（两台，一备一用）为了方便储罐中的产品运输出去，在两个储罐中还设置了两个料液输出泵。所用相关泵的参数汇总如下：表6.2泵设备及主要参数序号位号名称型号扬程/m流量m3/h功率kW1P-101进料泵IH50-32-250B63.66.67.52P-102塔底釜液泵IH80-50-31512360453P-103塔顶回流泵IH50-32-1255.753.750.554P-104塔顶产品泵IH50-32-12556.30.555P-105塔底产品泵IH50-32-12556.30.556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整理为word格式整理为word格式整理为word格式进行控制。最常用的间接质量指标是温度。只有一个被控变量的简单控制系统，可解决化工生产中大部分的控制问题。但是由于其功能单一，滞后较大，对于干扰多而剧烈的对象，有一定局限性，其控制质量较差。为适应工艺要求，在简单控制的基础上，又发展起来许多复杂的控制系统。将本设计的控制方案列于下表：表7.1控制方案汇总序号位置用途控制参数介质物性ρL(kg/m3)1FIC-01进料流量控制0-3000kg/h丙烯、丙烷461.32FIC-02回流定量控制0-30000kg/h丙烯470.03PIC-01塔顶压力控制0—3MPa丙烯470.04HIC-01回流罐液面控制0—1m丙烯470.05HIC-02釜液液面控制0—3m丙烷452.66TIC-01进料温度控制0—60℃丙烯、丙烷461.37TIC-02釜液温度控制0—60℃丙烷452.67设计概算和技术经济7.1主要设备费用估算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：7.1.1精馏塔设备费用估算精馏塔设备估算采用重量法计算，计算公式如下：塔体材料，塔板材料，此材料价格已考虑加工因素。整理为word格式整理为word格式整理为word格式1）精馏塔塔体重量估算：精馏塔塔体重量主要由封头重量和壳体重量组成。为塔体直径，为塔高，材料密度为壁厚，其估算公式如下：其中：焊接效率分数；壳体最大许用应力；。因此，2）精馏塔塔板重量估算精馏塔塔板重量计算公式如下：其中：为塔体直径；板为实际塔板数；为塔板厚度；材料密度。因此，所以，精馏塔的总费用为：7.1.2再沸器重量估算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：再沸器壳体重量估算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：整理为word格式整理为word格式整理为word格式封头高度查《化工单元过程及设备课程设计》课本第335页附录六，《钢制压力容器封头》国标GB/T4746-2002，壳体直径，查得。壳体厚度为：因此，壳体重量为：再沸器管束重量估算带入已知数据可得：再沸器折流板重量估算折流板数取9块，厚度取4mm，带入数据得：因此，再沸器的总重量为：再沸器材料取。因此，再沸器的总费用为：所以，主要设备的总费用为：7.2项目总投资估算设备投资额的估算，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：整理为word格式整理为word格式整理为word格式其中：取建筑工程费用系数；安装工程费用系数；工艺管道费用系数；其他费用系数；因此，流动资金：一般取总固定投资的0.2倍建设期贷款利息：取总固定投资的0.12倍总投资=总固定投资+流动资金+贷款利息所以，。7.3项目成本分析项目成本主要包括直接生产成本和设备折旧成本。7.3.1直接生产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。前文已经求得：进料的质量流量为：原料的单价按照4500元每吨，工作时间按每年8000小时计算得：这里没有什么辅助材料，不考虑其费用。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。前文中塔底再沸器的设计以及辅助设备中换热器的设计之中，已经对热蒸汽、热水及冷凝水的用量进行衡算，分别为：塔顶再沸器的热蒸汽用量为：整理为word格式整理为word格式整理为word格式塔顶冷凝器的冷凝水用量为：釜液冷凝器的冷凝水用量为：塔顶产品冷凝器的冷凝水用量为：进料预热器的热水用量为：前文已经查得各种泵的型号以及功率，带入数据计算得所有泵的总功率为：低压蒸汽按135元每吨，循环水按0.22元每吨，热水按0.4元每吨，用电按0.75元每千瓦时，工作时间按每年8000小时计算得：公用工程的总费用为：设备折旧成本设备折旧是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%。因此，所以，项目总成本为：8.4项目经济效益评价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。由前文可得，塔顶产品的质量流量：（塔顶按照纯丙烯计算）整理为word格式整理为word格式整理为word格式塔釜产品的质量流量：（塔底按照纯丙烷计算）塔顶产品按5550元每吨，塔底产品按3800元每吨，每年按工作8000小时计算得年度销售总收入为：至少需要2.10年，投资有回收。表8.1技术经济概算价格参数汇总表项目单位价格备注原料—丙烯/丙烷元/吨4500丙烯产品—丙烯元/吨5550丙烯产品—丙烷元/吨3800丙烷低压蒸汽元/吨135冷剂单价元/kWh0.525循环水元/吨0.22热水元/吨0.4电元/kWh0.75整理为word格式整理为word格式整理为word格式设计结果表9.1设备工艺尺寸表9.2辅助设备结果表储罐的设计结果如下：表5.1储罐容积估算结果表序号位号名称停留时间/h容积/1V-101进料罐725722V-102回流罐0.25203V-103塔顶产品罐1206044V-104釜液罐120346换热设备的参数列于下表中：表5.2换热器设备阐述设计序号位号名称型式热流量/kW传热系数/W(/m2·k)传热温差/℃传热面积/m2备注1E－101进料预热器固定管板式50.2160042.45290℃水2E－102塔顶冷凝器固定管板式239080021.4717410℃循环水3E－103塔底再沸器立式热虹吸2215.685047.854.53100℃饱和水蒸气4E－104塔顶产品冷却器固定管板式23.5770011.432.410℃循环水5E－105釜液冷却器固定管板式19.5460022.52210℃循环水管路设计及选型结果如下表：表6.1管路设计结果表名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.511Φ68×3塔顶蒸气管15.35Φ133×4塔顶产品管0.479Φ57×3整理为word格式整理为word格式整理为word格式塔顶回流管0.494Φ219×8釜液流出管0.470Φ45×3塔底蒸气回流管14.59Φ152×8仪表接管/Ф25×2.5所用相关泵的参数汇总如下：表6.2泵设备及主要参数序号位号名称型号扬程/m流量m3/h功率kW1P-101进料泵IH50-32-250B63.66.67.52P-102塔底釜液泵IH80-50-31512360453P-103塔顶回流泵IH50-32-1255.753.750.554P-104塔顶产品泵IH50-32-12556.30.554P-105塔底产品泵IH50-32-12556.30.559.3控制仪表本设计的控制方案列于下表：表7.1控制方案汇总序号位置用途控制参数介质物性ρL(kg/m3)1FIC-01进料流量控制0-3000kg/h丙烯、丙烷461.32FIC-02回流定量控制0-30000kg/h丙烯470.03PIC-01塔顶压力控制0—3MPa丙烯470.04HIC-01回流罐液面控制0—1m丙烯470.05HIC-02釜液液面控制0—3m丙烷452.66TIC-01进料温度控制0—60℃丙烯、丙烷461.37TIC-02釜液温度控制0—60℃丙烷452.6整理为word格式整理为word格式整理为word格式第十一章设备评估及心得体会11.1设备评估对于筛板塔的评估，通过负荷性能图可以看出，设计点位于正常操作区内，表明该塔的设计符合要求，并且对气液负荷的波动有一定的适应能力。通过计算可知，操作弹性为2.64，操作弹性较大。对于再沸器，选用的是立式热虹吸式再沸器，它具有结构紧凑，占地面积小，传热系数大等优点。本设计的再沸器的裕度为31.0%大于30%，基本符合要求，在满足设计要求的同时，在设计材料上也没有较大的浪费。循环推动力略大于阻力，△pD/△pf=1.0136在1.01—1.05范围内。对于管路的设计、泵的选择、冷凝器和储罐的设计，许多参数都是近似或者粗略的估计，给出了相应的规格，当厂址确定及平面、主面布置完成后，应根据实际情况，对泵的参数进一步确认。11.2心得体会经过本次化工原理的课程设计，我收获颇多，学到了很多有用的知识以及技能。刚开始听完老师的讲解之后感觉内容繁多，无从下手，之后去找老师答疑，老师又详细地给我讲解了主要的设计流程，突然间觉得思路清晰明朗，工作进行地也十分得心应手，经过十余天的努力，终于完成了设计的内容。本次课设首先学到的就是各种技能，从Word到Excel，从C语言到CAD制图，有些用得更加娴熟，有些则从无到有地掌握了该项技能。其次就是增强了自身查阅文献资料的能力，无论是物性数据，还是各种设备的选型，这些都需要去查阅相关书籍，找到自己真正需要的数据资料，经过这十几天的设计，自己查阅资料的能力得到了很大的提高。今后无论是工作还是读研，都需要具备较强的资料查阅能力，这为今后的学习生活打下了良好的基础。接着就是自己专业知识上的提升，对化工原理这门课程的理解大大加深，尤其是对精馏操作以及传热的知识更加了解。对于塔的设计、换热器的设计、辅助设备的设计、管路及泵的选型有了深入地了解，真正知道化工设计的流程步骤，设计要求以及思路等，对今后进入工厂或者是设计院工作有很大的帮助。最后就是CAD制图，对化工制图有了初步地认识与了解，知道了一些画图地要求与国家标准，相信在今后的学习生活中一定会用得到。同时，还要感谢老师这两周来的精心的讲解与解答，谢谢老师！整理为word格式整理为word格式整理为word格式整理为word格式整理为word格式整理为word格式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m2E液流收缩系数Aa塔板上有效传质区面积m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积m2F0气体的动能因子kg1/2/(s·m1/2)F1实际泛点率Ao板孔总截面积m2NT理论塔板数AT塔截面积m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度mZ塔高mbc塔板上边缘宽度mp系统总压力kPa组分分压kPabd降液管宽度mΔPf塔板阻力降N/m2bs塔板上入口安定区宽度mΦ热负荷w(kw)b’s塔板上出口安定区宽度mqnD馏出液摩尔流量kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qnF进料摩尔流量kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子qm质量流量kmol/hCo孔流系数qnL液相摩尔流量kmol/hD塔径mqnv气相摩尔流量kmol/hdo筛孔直径mqnW釜液摩尔流量kmol/hET塔板效率qnLh液相体积流量m3/hqnLs液相体积流量m3/shσ克服液体表面张力的阻力mqnVh气相体积流量m3/hhow堰上方液头高度mqnVs气相体积流量m3/shw堰高mR回流比K相平衡常数r摩尔汽化潜热kJ/kmolk塔板的稳定性系数T热力学温度Klw堰长mt摄氏温度℃M摩尔质量kg/kmolFLV两相流动参数ρ密度kg/m3f汽化分数σ液体表面张力mN/mHd气相摩尔焓kJ/kmolτ时间sH’d降液管内清液层高度mΦ降液管中泡沫层的相对密度Hf降液管内泡沫层高度mφ筛板的开孔率hb降液管底隙mu设计或操作气速m/shd液体流过降液管底隙的阻力mua通过有效传质区的气速m/shf塔板阻力（以清液层高度表示m）uf液泛气速m/sht塔板上的液层阻力（以清液层高度表示）muo筛孔气速m/s整理为word格式整理为word格式整理为word格式ho干板阻力（以清液层高度表示）mxf进料的摩尔分数h’o严重漏液时的干板阻力mα相对挥发度u’o严重漏液时相应的阀孔气速m/sβ塔板上液层的充气系数x液相摩尔分数y气相摩尔分数HT塔板间距m下标和上标A.B组分名称min最小c冷却水max最大D馏出液n塔板序号e平衡R再沸器F进料q精、提馏段交点h小时s秒V气相w釜液l液相°饱和’提馏段整理为word格式整理为word格式整理为word格式附录二理论塔板数结算结果精馏段公式：表B.1精馏段计算结果表理论板序号xnyn理论板序号xnyn10.97740.9800精馏段260.85140.8664精馏段20.97470.9776精馏段270.84360.8593精馏段30.97180.9750精馏段280.83570.8520精馏段40.96880.9723精馏段290.82750.8445精馏段50.96560.9695精馏段300.81930.8369精馏段60.96220.9665精馏段310.81080.8291精馏段70.95860.9633精馏段320.80230.8212精馏段80.95490.9600精馏段330.79360.8132精馏段90.95100.9564精馏段340.78480.8050精馏段100.94690.9528精馏段350.77600.7968精馏段110.94250.9489精馏段360.76710.7885精馏段120.93800.9448精馏段370.75810.7801精馏段130.93320.9406精馏段380.74920.7717精馏段140.92830.9361精馏段390.74020.7633精馏段150.92310.9315精馏段400.73130.7549精馏段160.91770.9266精馏段410.72230.7465精馏段170.91210.9215精馏段420.71350.7381精馏段180.90620.9162精馏段430.70470.7298精馏段190.90010.9107精馏段440.69600.7216精馏段200.89380.9050精馏段450.68740.7134精馏段210.88730.8991精馏段460.67900.7054精馏段220.88060.8930精馏段470.67060.6974精馏段230.87360.8867精馏段480.66250.6896精馏段240.86640.8801精馏段490.65450.6819精馏段250.85900.8734精馏段500.64660.6744最佳进料位置整理为word格式整理为word格式整理为word格式提馏段公式：表B.2提馏段计算结果表理论板序号xnyn理论板序号xnyn500.64660.6744最佳进料位置790.24300.2665提馏段510.63870.6668提馏段800.22760.2501提馏段520.63010.6585提馏段810.21280.2343提馏段530.62100.6497提馏段820.19850.2190提馏段540.61130.6403提馏段830.18480.2042提馏段550.60100.6303提馏段840.17170.1901提馏段560.59000.6196提馏段850.15930.1766提馏段570.57840.6083提馏段860.14750.1638提馏段580.56620.5963提馏段870.13630.1516提馏段590.55330.5837提馏段880.12580.1401提馏段600.53980.5704提馏段890.11590.1292提馏段610.52570.5565提馏段900.10650.1189提馏段620.51110.5420提馏段910.09780.1093提馏段630.49590.5268提馏段920.08970.1003提馏段640.48020.5111提馏段930.08210.0919提馏段650.46400.4949提馏段940.07500.0841提馏段660.44750.4783提馏段950.06840.0768提馏段670.43060.4612提馏段960.06230.0700提馏段680.41340.4437提馏段970.05670.0637提馏段690.39600.4260提馏段980.05150.0579提馏段700.37850.4081提馏段990.04660.0525提馏段710.36100.3900提馏段1000.04220.0475提馏段720.34340.3719提馏段1010.03810.0429提馏段730.34340.3719提馏段1020.03430.0387提馏段740.32600.3538提馏段1030.03080.0348提馏段750.30880.3359提馏段1040.02770.0312提馏段760.29180.3181提馏段1050.02470.0279提馏段770.27510.3005提馏段1060.02200.0249提馏段780.25880.2833提馏段1070.01960.0221提馏段整理为word格式整理为wor