化工原理课程设计-zq

化工原理课程设计化工原理课程设计-zq-zq常压分离环己醇常压分离环己醇苯酚连续操作苯酚连续操作筛板精馏塔工艺设计任务书筛板精馏塔工艺设计任务书 基础设计数据：基础设计数据：1.处理能力：50000 t/a（年工作按8000小时计）2.进料组成：环己醇30%，苯酚70%（mol%，下同）3.进料状态：泡点进料4.产品要求：塔顶馏出液组成：环己醇98%，苯酚2%塔釜釜残液组成：环己醇1%，苯酚99%5.塔顶压强：760 mmHg（绝压）6.公用工程：循环冷却水：进口温度32，出口温度38 导热油：进口温度260，出口温度250 总体要求：总体要求：绘制带控制点工艺流程图，完成精馏塔工艺设计以及有关附属设备的计算与选型。绘制塔板结构简图，编制设计说明书。1.精馏塔工艺设计内容：全塔物料恒算、确定回流比；确定塔径、实际板数及加料板位置。2.精馏塔塔板工艺设计内容：塔板结构设计、流体力学计算、负荷性能图、工艺尺寸装配图。3.换热器设计：确定冷热流体流动方式以及换热器结构，进行换热器的热负荷计算，根据换热面积初选换热器；v带控制点工艺流程图用带控制点工艺流程图用A3A3图纸画图纸画v塔工艺条件图（带管口）用塔工艺条件图（带管口）用A3A3纸画纸画v其余工艺设计图用坐标纸其余工艺设计图用坐标纸课程设计的要求课程设计的要求注意事项注意事项:写出详细计算步骤写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源并注明选用数据的来源 每项设计结束后每项设计结束后,列出计算结果明细表列出计算结果明细表 设计说明书要求字迹工整设计说明书要求字迹工整,装订成册上交装订成册上交计算说明书目录计算说明书目录1.设计任务书设计任务书2.带控制点工艺流程图与工艺说明带控制点工艺流程图与工艺说明3.精馏塔工艺计算精馏塔工艺计算4.塔板结构设计塔板结构设计5.精馏塔工艺条件图精馏塔工艺条件图6.换热器的选型换热器的选型7.符号说明符号说明8.结束语结束语9.参考文献参考文献10.附录附录常压分离环己醇常压分离环己醇苯酚连续操作苯酚连续操作筛板精馏塔设计计算示例筛板精馏塔设计计算示例 1.设计任务书设计任务书 按要求填入处理量和进料组成按要求填入处理量和进料组成2.带控制点工艺流程图与工艺说明带控制点工艺流程图与工艺说明 （1）带控制点工艺流程图）带控制点工艺流程图（参考课程设计（参考课程设计P14图图1-3）（2）操作压力的选择）操作压力的选择 （3）加料状态的选择）加料状态的选择 （4）工艺流程叙述）工艺流程叙述3.精馏塔工艺计算精馏塔工艺计算3.1相平衡关系相平衡关系 利用安托因方程计算利用安托因方程计算（参考化原（参考化原P184）：log P=A B/(t+C)列出列出数据表数据表1，在表后写出计算示例。，在表后写出计算示例。t/0CPA/kPaPB/kPaxAyA80.181110.6表1 苯-甲苯常压相平衡数据 说明：平均相对挥发度为说明：平均相对挥发度为 5.62 3.2绘制绘制t-x(y)图及图及y-x图图 在在坐坐标标纸纸上上绘绘图图，大大小小要要求求t-x(y)图图为为10*10cm，y-x图为图为20*20cm对于环己醇对于环己醇-苯酚体系：苯酚体系：项目项目数据数据进料流量进料流量F,kmol/h塔顶产品流量塔顶产品流量D,kmol/h塔釜残液流量塔釜残液流量W,kmol/h进料组成，进料组成，xF(摩尔分数）摩尔分数）塔顶产品组成，塔顶产品组成，xD(摩尔分数）摩尔分数）塔釜残液组成，塔釜残液组成，xW(摩尔分数）摩尔分数）表2 物料衡算表3.3全塔物料衡算全塔物料衡算（化原设计p146）料料液平均分子量：液平均分子量：Mm=0.3100+0.794=95.8进料流量：进料流量：F=50000103/800095.8=65.24 kmol/hF=D+W D=19.5 kmol/hFxF=DxD+Wxw W=45.74 kmol/h 3.4实际板数及进料位置的确定实际板数及进料位置的确定 1.确定最小回流比Rmin 2.确定操作回流比R 由由Fenske方程计算最小理论板数方程计算最小理论板数Nmin q=1,xe=xF ye=f(xe)由yx图得出利用吉利兰关联图利用吉利兰关联图(化原化原P200)，计算，计算NT R如下如下表表3：0.86314.70.98811.81.14010.71.2929.91.4449.3RNT1.5209.0绘制绘制NT R关系图关系图，找出最佳回流比。，找出最佳回流比。说明：说明：R取取(1.0、1.2、1.4、1.6、1.8、2.0)Rmin 6 个点个点(一般一般R取取1.22Rmin，曲线不太陡的位置，曲线不太陡的位置)在在y-x图上，利用图解法图上，利用图解法求得求得NT，加料板位置，加料板位置nT3.图解法求理论板数及加料板位置图解法求理论板数及加料板位置 4.4.实际板数及加料板位置的确定实际板数及加料板位置的确定 由t-x(y)图图查查tD、tW、tF（其中（其中tD查露点线查露点线,因为因为xD=y1;tW查泡点线查泡点线;tF查泡点线查泡点线）由此平均温度由此平均温度查表得液体粘度查表得液体粘度i和和由此平均温度查由此平均温度查t-x(y)图得进料的图得进料的xi 全塔效率由奥康奈尔全塔效率由奥康奈尔Oconnell关联式计算：关联式计算：（化原（化原p212图图5-38或或化原下化原下P118 图图10-20）回流比回流比R理论板数理论板数板效率板效率实际板数实际板数理论加料位置理论加料位置实际加料位置实际加料位置表表4 4 塔板数求取小结塔板数求取小结 包括板间距的初估，塔径的计算，塔板溢包括板间距的初估，塔径的计算，塔板溢流形式的确定，板上清液高度、堰长、堰高的流形式的确定，板上清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计算，初估与计算，降液管的选型及系列参数的计算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力学校核和负荷性能图。学校核和负荷性能图。4.塔板结构设计塔板结构设计4/10/20244/10/2024筛板塔板筛板塔板优点优点：结构简单、造价低、塔板阻力小。目前，广泛应用的一种塔型。塔板上开圆孔，孔径：3-8 mm，大孔径筛板：12-25 mm。lwWD4/10/20244.1 设计参数的计算（以塔顶第一块板为依据）：设计参数的计算（以塔顶第一块板为依据）：液相密度液相密度 L=950 kg/m3（化原（化原p319有机液体相对密度图）有机液体相对密度图）气相密度气相密度 V=PM/RT=2.92 kg/m3 液相表面张力液相表面张力 =32 dyn/cm（化原（化原p321有机液体表面张力）有机液体表面张力）气相流量气相流量VS=(R+1)DM/3600 V=0.408 m3/s 液相流量液相流量LS=RDM/3600 L=0.000684 m3/s（参见（参见化工原理课程设计化工原理课程设计P147-149）4/10/20244.2 初估塔径初估塔径 取取板板间间距距HT=350 mm（化化原原设设计计p103)，板板上上液液层层厚厚度度hL=0.07 m（化原设计（化原设计p104)，则，则HT-hL=0.28m。塔板间距和塔径的经验关系塔板间距和塔径的经验关系（化原下册化原下册P129）说明：说明：工业塔中，板间距范围200900 mm两相流动参数FLV=则液泛气速：4/10/2024对于筛板塔(浮阀、泡罩塔)，可查图，C20=(HT、FLV)C20：=20 dyn/cm 时的气体负荷因子0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05筛板塔泛点关联图（化原下册（化原下册P129图图10-42）4/10/2024取操作气速u=（0.6-0.8）uf=0.75uf=0.893 m/s则气体流通面积 An=VS/u=0.457 m2 选取单溢流塔盘（化原设计化原设计p105图图3-4），取lw/D=0.7，查化工原理（下册）P127图10-40或化原设计化原设计p108图图3-10）得A f/AT=0.088 Af指弓形降液管截面积 则塔截面积：塔径 D=，圆整为0.8m。说明：计算塔径需圆整。系列化标准：0.4,0.5,0.6,0.7,0.8,0.9,1.0,1.2,1.4,1.6,1.8,2.0m 等4/10/2024由此重新计算：A T=0.785D2=0.5024 m2 A f=0.088AT=0.0442 m2 A n=AT-Af=0.4582 m2 u=VS/An=0.89 m/s实际泛点百分率：u/u f 100%=75%注意：注意：1）必须用圆整后的）必须用圆整后的D重新计算确定实际的气体流通截重新计算确定实际的气体流通截 面积、实际气速及泛点率。面积、实际气速及泛点率。2）校核）校核HT与与D的范围。的范围。4/10/2024D:塔径hw:堰高how:堰上液层高度HT:板间距ho:降液管底隙高度Hd:降液管内液面高度Hd 溢流装置溢流装置（10*20cm）4.3 塔板结构设计塔板结构设计 4.3.1 溢流装置溢流装置 溢流型式的选择溢流型式的选择 依据：依据：塔径、流量；型式型式：单流型、U 形流型、双流型、阶梯流型等。化工原理课程设计化工原理课程设计P104-111，P150液流型式选取参考表液流型式选取参考表 降液管形式和底隙降液管形式和底隙 降液管：弓形、圆形。降液管截面积：由Af/AT=0.06 0.12 确定；底隙 h0：通常在 40 60 mm。溢流堰（出口堰）溢流堰（出口堰）作用：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。型式：平直堰、溢流辅堰、三角形齿堰及栅栏堰。0采用弓形降液管，平直堰及平型受液盘，l w=0.7D=0.56 m堰上液层高度 堰高 h w=h L-h o w=0.06238 m液管底隙高度 h o=h w-0.006=0.05638 m 要求：要求：注：将算出的结果标在溢流装置图上注：将算出的结果标在溢流装置图上4/10/2024一般取安定区宽度 WS=（50-100）mm一般取边缘区宽度 WC=（30-50）mm 4.3.2 塔盘布置塔盘布置WCWDWSlWrx塔盘布置图（10*20cm）受液区和降液区受液区和降液区 一般两区面积相等。一般两区面积相等。入口安定区和出口入口安定区和出口 安定区。安定区。（化原设计（化原设计p106)说明：溢流装置图和塔盘布置图画在一张坐标纸上，上下排列说明：溢流装置图和塔盘布置图画在一张坐标纸上，上下排列4/10/2024取筛孔直径d o=（38）mm，孔径比t/d0=3.5由l w/D=0.7，查化工原理（下册）P127图10-40 得 Wd/D=0.15，则 Wd=0.15D=0.12 m x=D/2-(Wd+Ws)=0.21 m r=D/2-Wc=0.36 m 鼓泡区面积：开孔率 =A0/A a=0.907(d0/t)2=0.074 筛孔面积 A 0=Aa=0.021 m2 筛孔气速 u 0=VS/A 0=19.43 m/s 筛孔数目 n=4 A 0/d02=1672个 有效传质区有效传质区 d0t4/10/20244.4 塔板塔板流体力学校核流体力学校核 （1）塔板阻力 塔板阻力 hf包括 以下几部分:（a）干板阻力 hd气体通过板上孔的阻力（无液体时）；（b）液层阻力 hl 气体通过液层阻力；（c）克服液体表面张力阻力 h孔口处表面张力。可用清液柱高度表示：（a）干板阻力）干板阻力hd化工原理课程设计化工原理课程设计P111-115,P151-153d0/C0塔板孔流系数查得 孔流系数C0=0.75，则取板厚 =3 mm，化工原理课程设计化工原理课程设计P112，图，图3-14（b）液层阻力）液层阻力 hl查图得充气系数=0.58于是：化工原理课程设计化工原理课程设计P112，图，图3-15说明说明：（：（1）若塔板阻力过大，可若塔板阻力过大，可 增加开孔率或增加开孔率或 降低降低 堰高。堰高。（2）对于常压和加压塔，塔板阻力一般没有）对于常压和加压塔，塔板阻力一般没有 什么特别要求。什么特别要求。（3）对于减压塔，塔板阻力有一定的要求。）对于减压塔，塔板阻力有一定的要求。（c）克服液体表面张力阻力克服液体表面张力阻力（一般可不计）故塔板阻力：（2）液沫夹带量校核）液沫夹带量校核 单位质量（或摩尔）气体所夹带的液体质量（或摩尔）ev：kg 液体/kg气体，或 kmol液体/kmol气体 液沫夹带分率：夹带的液体流量占横过塔板液体流量的分数。故有：方法1：利用费尔关联图，由和实际泛点百分率0.75，查得=0.08，进而求出ev=0.0470.1。ev的计算方法的计算方法：（化原下册（化原下册P132图图10-47）方法2：用Hunt经验公式计算ev：说明：超过允许值，可调整塔板间距或塔径。说明：超过允许值，可调整塔板间距或塔径。式中Hf 为板上泡沫层高度：要求要求：ev 0.1 kg 液体液体/kg气体气体（3）降液管溢流液泛校核）降液管溢流液泛校核降液管中清液柱高度降液管中清液柱高度(m)：（a）液面落差）液面落差一般较小，可不计。当一般较小，可不计。当不可忽略时：不可忽略时：一般要求：一般要求：0.5h0主要为底隙阻力，而进口堰阻力一般为0（当无进口堰时）：（b b）液体通过降液管阻力液体通过降液管阻力 hf 降液管中泡沫层高度：降液管中泡沫层高度：要求：要求：说明：若泡沫高度过大，可说明：若泡沫高度过大，可 减小塔板阻力或减小塔板阻力或 增大塔板间距。增大塔板间距。对不易起泡物系：易起泡物系：而 H d/=0.34 (HT+hw)=0.41（4）液体在降液管中停留时间校核）液体在降液管中停留时间校核 目的：目的：避免严重的气泡夹带降低板效率。停留时间：停留时间：要求：要求：说明：停留时间过小，可增加降液管面积或增大塔板间距。说明：停留时间过小，可增加降液管面积或增大塔板间距。（a）计算严重漏液时干板阻力 hd（b）计算漏液点气速 uow 说明：如果稳定系数说明：如果稳定系数k过小，可过小，可 减小开孔率或降低堰高。减小开孔率或降低堰高。（5）严重漏液校核）严重漏液校核 漏液点气速漏液点气速 uow：发生严重漏液时筛孔气速。稳定系数：稳定系数：要求：要求：（c）计算稳定系数 4.5 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 在确定了塔板的工艺尺寸，又按前述各款在确定了塔板的工艺尺寸，又按前述各款进行了流体力学验算之后，便可确认所设计的进行了流体力学验算之后，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作。此塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作。此时，有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即时，有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷求出维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示。形式表示。4/10/2024（1）漏液线（气相负荷下限线）漏液线（气相负荷下限线）(第一点：第一点：Lh=LS（0.000684）3600=2.46 m3/hVh=A0uow3600=491.4 m3/h第二点：取第二点：取Lh=10m3/h，同样可以计算得到：，同样可以计算得到：uow=7.5m/s，则则Vh=A0uow3600=567 m3/h 4/10/2024漏液量增大，导致塔板上难以维持正常操作所需的液面，无法操作。此漏液为严重漏液，称相应的孔流气速为漏液点气速漏液点气速。4/10/2024（2）过量液沫夹带线（气相负荷上限线）过量液沫夹带线（气相负荷上限线）(第一点取液气比与操作点相同，令ev=0.1则夹带分率由 FLV 及 查图得泛点率为 0.88则 u n=0.88uf=0.881.19=1.05 m/s于是相应的气液流量为：V h=u n A n3600=1732.0 m3/h L h=(L S/V S)V h=2.4 m3/h 规定：ev =0.1（kg 液体/kg气体）为限制条件。4/10/2024(第二点取液气质量比L SL/VSV=2.0，令ev=0.1计算夹带分率=0.048同样计算FLV=0.11，查得泛点率为 0.92由FLV及(HT-h L)查图得C20=0.053则液泛气速于是 V h=u n A n3600=1593.4 m3/h L h=2V h L/V=9.8 m3/h 4/10/2024原因：原因：气相在液层中鼓泡，气泡破裂，将雾沫弹溅至上一层塔板；气相运动是喷射状，将液体分散并可携带一部分液沫流动。4/10/2024（3）液相负荷下限线）液相负荷下限线(对于平直堰，一般取堰上液层高度对于平直堰，一般取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，低于此限便不能保作为液相负荷下限条件，低于此限便不能保证板上液流均匀分布，降低气液接触效果。证板上液流均匀分布，降低气液接触效果。依此式可求得液相负荷下限，据此作出液依此式可求得液相负荷下限，据此作出液相负荷下限线相负荷下限线(3)。塔板的适宜操作区应在竖直。塔板的适宜操作区应在竖直线线(3)的右方。的右方。4/10/2024（4）液相负荷上限线）液相负荷上限线(此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要求。对于尺寸已经确定的降液管，若液体流量超过求。对于尺寸已经确定的降液管，若液体流量超过某一限度，使液体在降液管中的停留时间过短，则某一限度，使液体在降液管中的停留时间过短，则其中气泡来不及放出就进入下层塔板，造成气相返其中气泡来不及放出就进入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。混，降低塔板效率。依此式可求得液相负荷上限，据此作出液依此式可求得液相负荷上限，据此作出液相负荷上限线相负荷上限线(4)。塔板的适宜操作区应在竖直。塔板的适宜操作区应在竖直线线(4)的左方。的左方。4/10/2024（5）液泛线）液泛线(液泛线表示降液管内泡沫层高度超过最大允许值时，液泛线表示降液管内泡沫层高度超过最大允许值时，破坏塔的正常操作。破坏塔的正常操作。第一点取 L h=10 m3/h L h,max则 h f=0.153(LS/l w h 0)2=0.0012 mh l=(h w+h ow)=0.0532 m于是液泛时的干板压降为h d=(H T+h w)-(h w+h ow+h f+h l)=0.132 m则孔速为 于是相应的气相流量V h=u 0A03600=1645.1 m3/h 4/10/2024第二点取L h=25 m3/h L h,max同样计算得：h ow=0.0357 m h f=0.0074 m hl=0.0638 m于是 h d=0.0988 m则孔速u 0=18.83 m/s于是相应的气相流量V h=u 0A03600=1423.2 m3/h 塔的操作弹性为：塔的操作弹性为：液 泛现象塔板结构设计结果汇总塔板结构设计结果汇总塔板结构计算结果汇总项 目数值或说明备 注塔径/mm塔板数/块板间距/mm塔板类型溢流堰类型堰长/mm堰高/mm降液管底隙高度/mm筛孔(浮阀)个数/个孔速/m/s开孔率/%板压降/mmH2O降液管内液体停留时间/s降液管内液体清液层高度/mm泛点率/%操作弹性v塔顶空间塔顶空间HD 塔顶空间HD的作用是供安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，一般取11.5m。v塔底空间塔底空间HB 塔底空间HB具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有1015分钟的储量，以保证塔釜料液不致迅速排完，一般取2.02.5m。5.1塔体总高塔体总高5.精馏塔工艺条件图精馏塔工艺条件图（按比例画，课程设计书（按比例画，课程设计书p19图图1-5，1-6）4/10/2024v人孔人孔 一般每隔一般每隔68层塔板设一人孔（供安装、检修层塔板设一人孔（供安装、检修用），人孔处板间距用），人孔处板间距600mm，人孔直径一般为，人孔直径一般为450550mm,其伸出塔体的筒体长为其伸出塔体的筒体长为200250mm,人孔中心距操作平台约人孔中心距操作平台约8001200mm。v塔高塔高H=(n-nH=(n-nF F-n-np p-1)H-1)HT T+n+nF FH HF F+n+nP PH Hp p+H+HD D+H+HB Bnn实际塔板数；实际塔板数；n nF F进料板数进料板数H HF F进料板处板间距，进料板处板间距，m mn nP P人孔数人孔数H Hp p人孔处的板间距，人孔处的板间距，m mH HD D塔顶空间，塔顶空间，m m（不包括头盖部分）（不包括头盖部分）H HB B塔底空间，塔底空间，m m（不包括底盖部分）（不包括底盖部分）进料板可取进料板可取2块，进料板处间距取块，进料板处间距取1000mm。4/10/2024（1）塔顶气相管径dp 塔顶气相出口流速uv与塔的操作压力有关，常压可取1220m/s，减压可取2030m/s。5.2精馏塔配管的计算（精馏塔配管的计算（课程设计书课程设计书p142）（2）回流液管径dR 回流量前已算出，自回流的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速uR可取11.5 m/s。4/10/2024（3 3）加料管径）加料管径dF 料液由泵送时流速料液由泵送时流速uF可取可取1.52.0m/s。（4 4）釜液排出管径）釜液排出管径dw 塔釜液出塔的流速塔釜液出塔的流速uw可取可取0.52.0m/s。4/10/2024（5 5）再沸器返塔蒸汽管径）再沸器返塔蒸汽管径d dvv 常压与加压塔流速常压与加压塔流速uv可取可取10m/s，减压塔可取，减压塔可取15m/s。说明：以上计算的管径，均应圆整到相应规格说明：以上计算的管径，均应圆整到相应规格的管径，有以下两种方法表示：的管径，有以下两种方法表示：（A）DN50（B）563（化原上册（化原上册P291，无缝钢管规格），无缝钢管规格）4/10/20245.3泵的选型泵的选型根据进料泵流量，查化工原理（少学时）根据进料泵流量，查化工原理（少学时）p341进行选泵。进行选泵。5.4精馏塔工艺条件图精馏塔工艺条件图按按比比例例画画，精精馏馏塔塔图图可可截截，参参考考课课程程设设计计书书P19图图1-5，1-66.换热器的选型换热器的选型 （塔顶冷凝器）塔顶冷凝器）6.1 选择换热器的类型选择换热器的类型化工原理课程设计化工原理课程设计P86-87（1）固定管板式）固定管板式（2）浮头式换热器）浮头式换热器（3）U型管式换热器型管式换热器化工原理课程设计化工原理课程设计P516.2 冷热流体流动空间的选择冷热流体流动空间的选择管程、壳程管程、壳程6.3 计算热负荷计算热负荷 取冷却水的进口温度为32，出口温度为38，热流体进出口温度T1=T2=tD，则换热平均温差tm=87.3。热负荷QC=(R+1)D(IVD-ILD)=(R+1)DMDrD=4.63105 kcal/h6.4 平均温度差平均温度差6.5 选取经验传热系数选取经验传热系数K值值（化原（化原 上册上册P231，表，表6-8）取换热系数K=350 W/m26.6 估算换热面积估算换热面积冷冷却却水水进进口口温温度度30，冷冷却却水水进进出出口口温温度度差差510，取取10，查查定定性性温温度度35 水水的的物物性性数数据据（密密度度，粘粘度度，比比热热容容，导导热热系系数数），查查塔塔顶顶温温度度下下苯苯的的物物性性数数据据（密密度度，粘粘度度，比比热容，导热系数，汽化潜热）。热容，导热系数，汽化潜热）。换热器参数表换热器参数表公称直径公称直径D/mm公称压力公称压力P/Mpa公称换热面积公称换热面积A/m2管程数管程数Np管子排列方式管子排列方式管子尺寸管子尺寸/mm管长管长L/m管数管数n/根根5001.6572正方形正方形25252.52.53 32486.7初选换热器规格初选换热器规格（化原（化原P347-352 or 化原上册化原上册P299-300）实际换热面积：Ao=ndo(L-0.1)该换热器所要求的总传热系数6.8 核算总传热系数核算总传热系数化工原理课程设计化工原理课程设计P87-887.符号说明符号说明D塔径，mm；HT 板间离，mm；AT 塔截面积，m2；Af 降液管面积，m2；8.结束语结束语结束语结束语谢谢大家聆听！谢谢大家聆听！67