化工原理課程設計——精餾塔丙酮-水

1、化工原理課程設計題 目 90000噸/年丙酮-水連續(xù)精餾塔設計 系 （院） 材料與化學工程 專 業(yè) * 班 級 * 學生姓名 * 學 號 * 指導教師 * 職 稱 2013年 12 月 10日化工原理設計任務書設計題目：丙酮水二元物料板式精餾塔設計條件： 常壓： 處理量：90000噸/年 進料組成： 25%丙酮，75%水（質量分率，下同） 餾出液組成： 釜液組成： 餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮 塔頂全凝器 泡點回流 回流比： R=1.5Rmin加料狀態(tài)： 單板壓降： 設計任務：完成該精餾塔的工藝設計（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設計算）。畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板負荷性能圖、精餾塔

2、工藝條件圖。寫出該精餾塔的設計說明書，包括設計結果匯總和設計評價。摘 要利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅動和相平衡關系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質過程同時進行，屬傳質過程控制原料從塔中部適當位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點。在精餾段,氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂

3、獲輕組分產品。 在提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產品，精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，而在塔底獲得高純度的重組分產品。通過對精餾塔的運算，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條

4、件及物性參數(shù)是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。本設計是以丙酮水物系為設計物系，以篩板塔為精餾設備分離丙酮和水。篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備，此設計針對二元物系丙酮水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設計過程。通過逐板計算得出理論板數(shù)11塊，回流比為1.3032,算出塔效率為0.446，實際板數(shù)為25塊，進料位置為第7塊，在板式塔主要工藝尺寸的設計計算中得出塔徑為1.2米，有效塔高6.6米。通過浮閥塔的流體力學驗算，證明各指標數(shù)據均符合標準。在此次設計中，對塔進行了物料衡算，本次設計過程正常，操作合適。目錄第一部分 設計概述1一 、設計題目

5、：1二 、工藝條件:1三 、設計內容1四、工藝流程圖1第二部分 塔的工藝計算3一、查閱文獻，整理有關物性數(shù)據3二、全塔物料衡算與操作方程7三、全塔效率的估算7四、實際塔板數(shù)8五、精餾塔主題尺寸的計算101 精餾段與提餾段的汽液體積流量102 塔徑的計算123 塔高的計算164 塔板結構尺寸的確定165弓形降液管176開孔區(qū)面積計算187 篩板的篩孔和開孔率18六、篩板的流體力學驗算21塔板壓降22液面落差2七、塔板負荷性能圖41精餾段塔板負荷性能圖42提餾段塔板負荷性能圖7八、精餾塔的主要附屬設備。1.塔頂全凝器設計計算112.料液泵設計計算3管徑計算12九、設計結果一覽表11十、符號說明15

6、十一、附圖1十二、參考文獻4 十三. 設計小結第一部分 設計概述一 、設計題目： 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設備設計二 、工藝條件:生產能力：90000噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：25%丙酮，75%水（質量分率，下同）產品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作壓力：塔頂壓強為常壓進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： R/Rmin=1.5三 、設計內容 1 、       確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。 2     、 &

7、#160; 工藝參數(shù)的確定 基礎數(shù)據的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效 率，實際塔板數(shù)等。 3   、     主要設備的工藝尺寸計算 板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。 4    、    流體力學計算 流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。 5 、 主要附屬設備設計計算及選型 塔頂全凝器設計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學計算。 料液泵設計計算：流程計算及選型。四、工藝流程圖丙酮水溶液經預熱至泡點后，用泵送

8、入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。丙酮水混合液原料經預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。流程示意圖如下圖圖1：精餾裝置工藝流程圖第二部分 塔的工藝計算一、查閱文獻，整理有關物性數(shù)據（1）水

9、和丙酮的性質表1.水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面張力溫度5060708090100水表面張力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面張力19.518.817.716.315.214.3表3.水和丙酮密度溫度5060708090100相對密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67

10、685.36669.92表4.水和丙酮的物理性質分子量沸點臨界溫度K臨界壓強kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5. 丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據沸點t/丙酮摩爾數(shù)xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上數(shù)據可作出t

11、-y（x）圖如下由以上數(shù)據作出相平衡y-x線圖（2）進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù)酮的摩爾質量 =58.08 Kg/kmol水的摩爾質量 =18.02 Kg/kmol 平均摩爾質量 M=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmolM=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol=574.08Kmol/h最小回流比由題設可得泡點進料q=1則= ，又附圖可得=0.0937, =0.749。 = 確定操作回流比： 令二、全塔物

12、料衡算與操作方程 (1)全塔物料衡算 D=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h (2) 操作方程精餾段 = 0.33Xn+0.64提餾段：因為泡點進料，所以q=1,代入數(shù)據（3）由圖可得當R=0.5013時，精餾段與平衡線相切，則即使無窮多塔板及組成也不能跨越切點，切點為（0.854,0.915），則： 可解得：=0.8688設R=1.5Rmin=1.3032則精餾段操作線方程：=0.57Xn+0.42利用圖解法求理論班層數(shù)，可得：總理論板層數(shù) 塊 ， 進料板位置 三、全塔效率的估算用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算：根據丙酮水系統(tǒng)tx(y)圖可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) 設丙酮為

13、A物質，水為B物質所以第一塊板上： 可得： (加料板) 假設物質同上： 可得： (塔底) 假設物質同上： 可得： 所以全塔平均揮發(fā)度： 精餾段平均溫度： 查前面物性常數(shù)（粘度表）：61.85 時， 所以 查61.85時，丙酮-水的組成 所以 同理可得：提留段的平均溫度 查表可得在83.6時 四、實際塔板數(shù)實際塔板數(shù)（1）精餾段：，取整15塊，考慮安全系數(shù)加一塊為15塊。（2）提餾段：，取整9塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為9塊。故進料板為第16塊，實際總板數(shù)為25塊。全塔總效率： 五、精餾塔主題尺寸的計算1 精餾段與提餾段的汽液體積流量精餾段的汽液體積流量 整理精餾段的已知數(shù)據列于表3(見下頁)，由

14、表中數(shù)據可知：液相平均摩爾質量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85表6. 精餾段的已知數(shù)據位置進料板塔頂(第一塊板)摩爾分數(shù)xf=0.09370y1=xD=0.9680yf=0.7500x1=0.9500摩爾質量/MLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08溫度/67.2056.70在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.35精餾段的液相負荷L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h Ln=L

15、M/lm=68×39.29/852.35=3.13由 所以 精餾段塔頂壓強若取單板壓降為0.7, 則進料板壓強氣相平均壓強氣相平均摩爾質量 氣相平均密度汽相負荷 V=（R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/h精餾段的負荷列于表7。表7 精餾段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質量/50.10539.29平均密度/1.92852.35體積流量/3136.263.13提餾段的汽液體積流量QnL=Qn,L+Qn,F QnL=68+574.08=642.08Kmol/hQnV=Qn,V QnV=(R+1)Qn,D=120.18Kmol/h整理提餾段的已知數(shù)據列于表8

16、，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結果列于表9。表8提餾段的已知數(shù)據位置塔釜進料板摩爾分數(shù)Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩爾質量/Mlv =20.77MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46溫度/10067.2表9提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質量/19.1230.846平均密度/951.371.809體積流量/12.920492 塔徑的計算在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ?在進料板溫度下查表面張力表：=17.9mN/m =64.74mN/m 在塔底溫度下查表面張力表： =14.3mN/m =58.4mN/m 精餾段

17、液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 全塔液相平均表面張力 在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?在進料板溫度下查粘度表： 在塔底溫度下查粘度表： 精餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔徑的計算精餾段的體積流率計算： 提留段：Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s(史密斯關聯(lián)圖)圖橫坐標：提留段：取板間距，板上液層高度提留段：C20=0.04Umax=1.138 m/s ：查附圖： 表觀空塔氣速： 估算塔徑：提留段：D=1.03MAt=0.83m2U=0.69m/sLw=0.6798mHow=0.0177mHw=0.043mWd=0.141Af=0.063塔截面

18、積：實際塔氣速： 精餾塔的有效高度的計算精餾段有效高度為：提留段有效高度為：在進料板上方開一小孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為： 3.溢流裝置的計算 堰長可取=0.66D=0.66×1.2=0.792m 溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度：取用E=1，則取液上清液層高度弓形降液管寬度和截面積 由，查圖5-7（）附圖得 提留段：Ho=0.032mX=0.304mR=0.48mAa=0.542mN=2789個%Uo=10.39m/s 用經驗公式： 故降液管設計合理。降液管底隙高度比低10mm，則： =0.01=0.05380.01=0.0438m 故選用凹形受液盤，深度

19、塔板布置 塔板的分塊因為D800mm，故塔板采用分塊式，查表5-3得：塔板分3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取開孔區(qū)面積 其中， 篩孔計算及其排列 選用=3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑=5mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 篩孔數(shù)目： 開孔率： 氣體通過閥孔的氣速為：3 塔高的計算塔的高度可以由下式計算： -塔頂空間（不包括頭蓋部分） -板間距 N-實際板數(shù) S-人孔數(shù) -進料板出板間距 -塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為N=23塊，板間距HT=0.3由于料液較清潔，無需經常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，因為板數(shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空

20、間HP=1m，塔底空間HW=1.5m，進料板空間高度，那么，全塔高度：4 塔板結構尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度WC=35mm，破沫區(qū)寬度，查得 堰長弓形溢流管寬度弓形降液管面積降液管面積與塔截面積之比 堰長與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應大于5s液體在精餾段降液管內的停留時間 符合要求液體在精餾段降液管內的停留時間 符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液層深度，一般不宜超過60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根據Francis公式計算=E-液體的收縮系數(shù)-液相的體積流量-堰長精餾段 =由 查手冊

21、知 E=1 則=0.0071×1=0.0071m=0.06-0.0071=0.0529m降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm即=0.0529-0.015=0.0379同理，對提餾段 =由 查手冊得 E=1.=0.0202×1=0.0202m=0.06-0.0202=0.0398m=0.0398-0.01=0.0298m6開孔區(qū)面積計算 已知=0.12m進取無效邊緣區(qū)寬度 =0.035m 破沫區(qū)寬度 =0.07m閥孔總面積可由下式計算提留段：x=0.304mR=0.48mAa=0.542m2/sx=r=所以 7 篩板的篩孔和開孔率因丙酮-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板

22、，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 提留段;N=2789個篩孔數(shù)目 開孔率 （在5-15%范圍內）氣體通過篩孔的氣速為 則 精餾段 提餾段 六、篩板的流體力學驗算 1塔板壓降 干板阻力計算精餾段：Hc=0.0175m液柱Ua=0.83m/sFo=1.14Hl=0.042hp=0.0645<700pa(700pa=設計允許值) 干板阻力 由所選用篩板，查得 液柱 氣體通過液層的阻力的計算 氣體通過液層的阻力 查圖得： 液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產生的阻力 液柱 氣體通過每層塔板的高度可計算： （700Pa=設計允許值）2液面落差 對于篩

23、板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。提留段：Hf=0.105mev =0.032<0.1Uo,min=6.5m/sUo=10.39m/sK=1.6>1.5 Hd=0.064+0.042+0.001=0.116<0.17645 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式 由 所以 故設計中液沫夾帶量允許范圍內漏液 對于篩板塔，漏液點氣速： =5.89m/s 實際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 故在本實驗中無明顯漏液。液泛 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度應服從式子 取 而，板上不設進口堰，則有 液柱 可知，本設計不會發(fā)生液泛七、塔板負荷性能圖 1精餾段塔板負荷性能圖

24、 1.1漏液線查圖知 = 在操作范圍內，任取幾個值，已上式計算 0.0010.0040.0080.01 0.21850.23930.25780.26541.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下： 解得VS=1.33-15.8LS2/3 0.0010.0040.0080.01 1.1720.9320.6980.5966可作出液沫夾帶線21.3液相負荷下限線液相負荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負荷標準。=EE=1,則 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.1.4液相負荷上限線

25、以3s 作為液體在降液管中停留時間的下限故據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。1.5液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內，須維持的液層高度令 ， 聯(lián)立得 整理得： 0.0322=0.08652-118.29-1.32列表計算如下 0.0010.0040.0080.01 1.511.260.90.648由此表數(shù)據即可做出液泛線5。根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：精餾A）在負荷性能圖A上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得Vs，max= 1.35m3/s Vs，min= 0.6m3/s

26、故操彈性為Vs，max/Vs，min=2.25 圖中紅色線為液相負荷上線，藍色線為液相負荷下線，黑色線為操作線2提餾段塔板負荷性能圖2.1漏液線查圖知 = 在操作范圍內，任取幾個值，已上式計算 0.0030.00350.0040.0045 0.21990.22320.22630.34222.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=（0.0398+0.0202）*2.5=0.0398 how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.6798)2/3=0.927LS2/3則hf=0.099

27、5+2.3175 LS2/3 HT-hf=0.3-0.0995-2.3175LS2/3=0.2005-2.3175 LS2/3 解得VS=1.3476-15.5766LS2/3 Ls/(m3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.0260.990.95770.9257可作出液沫夾帶線22.3液相負荷下限線=E=1據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下線3。2.4液相負荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。2.5液泛線 0.054=0.102241-317.3-1.4668列表計算如下Ls/(m3/s)0.

28、0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.1291.0931.05591.034由此表數(shù)據即可做出液泛線5。根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下： B:在負荷性能圖B上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為液相負荷下線控制。由圖查得Vs，max= 1.05m3/s Vs，min= 0.3m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min= 3.43圖中紅色線為液相負荷上線，藍色線為液相負荷下線，黑色線為操作線八、精餾塔的主要附屬設備 1.塔頂全凝器設計計算（1）冷凝器的選擇：強制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當位置

29、，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 塔頂全凝器的熱負荷：塔頂溫度：tD=56.5O C 進料板溫度：tF=67.2O C 塔釜溫度 ：tW=100O C 塔頂：用內插法求溫度tLD=56.757O C tVD=56.837O C 冷凝器的熱負荷： IVD塔頂上升氣體的焓ILD塔頂鎦出液的焓丙酮的蒸發(fā)潛熱 水的蒸發(fā)潛熱 蒸發(fā)潛熱與溫度的關系：Tr對比溫度沸點/O C 蒸發(fā)潛熱 KJ/KgTc/K丙酮56.5523508.1水1002257648.15在 tVD=56.837O C 丙酮：Tr

30、,1=0.65 Tr,2=0.649=522.4KJ/Kg同理可得：在tLD=56.757O C 水：Tr,1=0.51 Tr，2=0.576 =2384.6KJ/Kg因為 R=1.3032 D=52.18Koml/h MD=56.798Kg/KomlD1= D *MD =2963.72Kg/hQC=因為山東地區(qū)夏季平均溫度為35O C，所以選用35O C的冷卻水，升溫10O C.在于是冷凝水用量： qm2 CPC在溫度為平均溫度40O C下查取為4.174KJ/（Kg*O C)WC=取冷凝器傳熱系數(shù)：K= A= =16.29O C因為QC=公稱直徑/mm管程數(shù) 管數(shù)管長/mm換熱面積/m2公

31、稱壓力/KPa60014304500112.92.52.料液泵設計計算由于是泵加料，取 ，F(xiàn)=12500kg/h 進料管管徑 設料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 彎頭 le=35*0.048=1.68料液 ， Re= 在料液面與進料孔面之間列伯努利方程則流量為11.3M3/h、He=6.39m，查泵性能圖，可得選型如下：泵規(guī)格IS65-50-160流量 12.5M3/h 揚程 8m 轉速 1450r/min 汽蝕余量 2m 效率 60%軸功率 0.45kW 配帶功率 0.75kW3.管徑的計算3.1.1加料管徑管路的流量：F=90000 在進口溫度與出口溫度范圍內，料液的密度變化不

32、大，在67.2時 ，進料密度為： f =951.37kg/m3取管流速u=2m/s圓整后，外徑55mm, 3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑蒸汽用量：Vs=0.87m3/s 取氣速u=20m/s，圓整后，外徑D=260mm =9mm3.1.3料液排出管徑 排液量 W=521.9kmol/h*20.77kg/kmol=10839.863kg/h取=0.4 m/s液相密度951.37圓整后，外徑107mm，3.1.4回流管管徑回流管的摩爾流量為：取流速圓整后，外徑D=60mm =3mm九、設計結果一覽表項目符號單位計算數(shù)據精餾段提留段各段平均溫度61.8583.6平均流量氣相VSm3/s0.870.56

33、9液相LSm3/s0.000860.0036實際塔板數(shù)N塊1510板間距HTm0.30.3塔的有效高度Zm4.22.4塔徑Dm1.21.03空塔氣速um/s1.2591.138塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.7920.6798堰高hwm0.05380.0432溢流堰寬度Wdm0.16320.141底與受液盤距離hom0.04380.0298板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05孔中心距tmm15.015開孔率 10.110.1孔數(shù)n孔39372789開孔面積m20.7650.542篩孔氣速uom/s11.269.48穩(wěn)定系數(shù)1.911.6塔板壓

34、降hPkPa0.58830.5973液體在降液管中停留時間s315.25降液管內清液層高度Hdm0.12230.116霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.060.032負荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制負荷下限液相負荷下線控制液相負荷下線控制液相最大負荷LS·maxm3/s0.00860.00383液相最小負荷LS·minm3/s0.000660.0032操作彈性2.253.43塔頂全凝器公稱直徑mm 600管長mm 4500換熱面積m2 112.9 泵規(guī)格IS65-50-160十、符號說明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線截距c 負荷

35、系數(shù)（無因次）c0 流量系數(shù)（無因次）D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率（無因次）E 液體收縮系數(shù)（無因次） 物沫夾帶線 kg液/kg氣F 進料流量 kmol/hF0 閥孔動能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強相當?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當液柱高度 mhr 與氣體穿過板間上液層壓降相當?shù)囊褐叨?mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強相當?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體表面張力的壓降所相當?shù)囊褐叨?mh2v溢液堰高度 mK 物性系數(shù)（無因次）Ls 塔內下降液體的流量 m3/sLw 溢流堰長度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板數(shù)Np 實際塔板數(shù)NT 理論塔板數(shù)P 操作壓強 PaP壓強降 Paq 進料狀態(tài)參數(shù)R 回流比Rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜殘液流量 kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高希臘字母相對揮發(fā)度粘度 Cp密度 kg/m3表面張力