正庚烷——正辛烷連續(xù)精餾塔設(shè)計

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上化 工 原 理 課 程 設(shè) 計 題 目： 正庚烷-正辛烷 連續(xù)精餾塔設(shè)計 學(xué) 院： 專業(yè)班級： 姓 名： 學(xué) 號： 指導(dǎo)教師： 2012年 12月 13日 目 錄前言.3一、設(shè)計計劃書.5 流程的設(shè)計及說明.6二、塔的物料衡算.7三、塔板數(shù)的確定.8（1）相對揮發(fā)度的計算.8（2） 實際塔板數(shù)的確定.9（3）全塔效率. .9四、塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算.10（1）操作壓強(qiáng)的計算. 10（2）操作溫度的計算.10（3）平均摩爾質(zhì)量的計算.11（4）平均密度的計算.11（5）液體平均粘度的計算.12（6）流體平均表面張力的計算.12五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算.13（1）

2、塔徑.13（2）塔有效高度.14六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計算.14（1）溢流裝置.14（2）塔板布置.16（3）孔數(shù)數(shù)與開孔率.16七、篩板的流體力學(xué)驗算.17（1）氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?17（2）液泛的驗算.17（3）霧沫夾帶量的驗算.18八、塔板負(fù)荷性能圖.18（1）精餾段負(fù)荷性能圖.19（2）提餾段負(fù)荷性能圖.19九、精餾塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表.20主要符號說明.23設(shè)計評述.24參考書目.24前 言化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純

3、凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的分離甲醇和乙醇混合物精餾塔。精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： 氣(汽)、液處

4、理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的

5、優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 操作彈性較小(約23)。 小孔篩板容易堵塞?；ぴ碚n程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)

6、，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。一.計劃書1.設(shè)計題目正庚烷和正辛烷的分離2 工藝條件與數(shù)據(jù) (1).原料液量6萬t/年，含正庚烷25%（mol下同）；(2).餾出液含正庚烷98%，殘液含正庚烷3%； (3).常壓操作。 (4).泡點進(jìn)料。 3.設(shè)計內(nèi)容 （1）精餾塔的物料衡算及塔板數(shù)的確定； （2）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； （3）精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算； （4）塔板

7、的流體力學(xué)的驗算； （5）塔板的負(fù)荷性能圖的繪制； （6）繪制主體設(shè)備圖。4.設(shè)計說明書 （1）目錄 （2）設(shè)計方案的確定及工藝流程說明 （3）工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計 （4）設(shè)計結(jié)果一覽表 （5）對本設(shè)計的評述及有關(guān)問題的說明 （6）主要符號說明 （7）參考文獻(xiàn) （8）附圖5. 參考書目流程的設(shè)計及說明圖1 板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制a(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力

8、作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。二、精餾塔的物料衡算1 原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正庚烷的摩爾質(zhì)量為：100.205kg/kmol正辛烷的摩爾質(zhì)量為：114.232kg/kmolxF=0.25xD=0.98 xw=0.03 2 原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MD=100.2050.98+114.2320.02=1

9、00.48kg/molMF=100.2050.25+114.2320.75=110.725kg/molMw=100.2050.03+114.232(1-0.03)=113.811kg/mol則可知：原料的處理量：F=(600001000)/(36524110.725)=61.86kmol/h根據(jù)易揮發(fā)組分物料衡算則有：FxF = DxD +WxW 由總物料衡算：F= D+W容易得出： W=47.52kmol/hD=14.33kmol/h三、塔板數(shù)的確定1 理論板層數(shù)NT的求取a 相對揮發(fā)度的計算T=98.5時，PA=101.3KPa ， PB=44.58KPa。1= PA/ PB=101.3/

10、44.58=2.272T=125.8時，PA=212.29KPa ， PB=101.3KPa。2= PA/ PB=212.29/101.3=2.096 則 =sqrt（12）=2.18b 平衡線方程求算汽液相平衡方程：y=*x/1+(-1)x=2.18x/(1+1.18x)x=y/-(-1)x=y/(2.18-1.18y)最小回流比及其操作回流比的求解： x=xF=0.25， y=0.42Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.98-0.42)/(0.42-0.25)=3.29取操作回流比為：R=1.7Rmin=1.73.29=5.6c精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=5.614.33=80.2

11、5kmol/hV=(R+1)D=6.614.33=94.58kmol/hL=L+F=80.25+61.86=142.11kmol/hV=V=94.58kmol/hd精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：y=L/Vx+D/VxD=0.848x+0.148提餾段操作線：y=L/VxW/Vxw=1.503x-0.015有計算可得到下表： 項目塔板數(shù)xy10.9570.98塔頂20.9170.96030.8510.92640.7540.87050.6290.78760.4950.68170.3760.56880.2870.46790.2280.391進(jìn)料板100.1820.327110.1380.25

12、9120.0990.193130.0660.134140.0260.055塔底由此可知：理論塔板數(shù)：13（不包括再沸器）精餾段塔板數(shù)：8提餾段塔板數(shù)：5由奧康內(nèi)爾精餾全塔板效率關(guān)聯(lián)圖可得： L=3.64全塔板效率Eo=0.35理論板層數(shù)NT的求取 精餾段實際塔板數(shù) N精=8/35%=22.823（塊） 提餾段實際塔板數(shù) N提=7/35%=14.214（塊）四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算（1） 操作壓力的計算設(shè)每層塔壓降： P=0.9KPa（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kPa）進(jìn)料板壓力： PF=101.3+230.9=122(KPa)精餾段平均壓力：Pm

13、=(101.3+122)/2=111.65(KPa)塔釜板壓力： PW=101.3+370.9=134.6(KPa)提餾段平均壓力：Pm=(122+134.6)/2=128.3(KPa)（2）操作溫度的計算查表可得安托尼系數(shù)ABCMinMaxC7H166.027301268.115216.900-2120C8H186.048671355.126209.51719152C7H16 的安托尼方程： lgPAO=6.0273-1268.115/(tA+216.9)C8H18的安托尼方程： lgPBO=6.04867-1355.126/(tB+209.517)塔頂：x=0.957 ，y=0.98， 待

14、求的溫度t就是PAO/PBO=2.202時的溫度，用試差法計算 假設(shè)t=100，求得PAO=106.09(KPa) ， PBO=46.82(KPa)， 假設(shè)t=110，求得PAO=140.63(KPa) ， PBO=64.19(KPa)， 用比例內(nèi)插法求PAO/PBO=2.202時的溫度t， 所以 塔頂溫度 tD=108.28同理可得 進(jìn)料板溫度 tF=110.57塔釜溫度 tW=112.28精餾段平均溫度 tm=(108.28+110.57)/2=109.42 ()提餾段平均溫度 tm=(110.57+112.28)/2=111.42 ()（3） 平均摩爾質(zhì)量的計算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算

15、由xD=y1=0.98 ，x1=0.957MVDm=0.98100.205+(1-0.98)114.232=100.48kg/molMLDm=0.957100.205+(1-0.957)114.232=100.81kg/molb. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由yF=0.391， x1=0.228MVFm=0.391100.205+(1-0.391114.232=108.75kg/molMLFm=0.228100.205+(1-0.228)114.232=111.03kg/molc. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由y1=0.055 ，x1=0.026MVFm=0.055100.205+(1-0.055)11

16、4.232=113.46kg/molMLFm=0.026100.205+(1-0.026)114.232=113.87kg/mold. 精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(100.48+108.75)/2=104.62kg/molMLm=(100.81+111.03)/2=105.92kg/mole. 提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(108.75+113.46/2=111.11kg/molMLm=(111.03+113.87)/2=112.45kg/mol （4） 平均密度的計算a. 精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(111.65104.62)/8.314(273.1

17、5+109.42)=3.67kg/m3液相查tD=108.28時 A599.3kg/m3 B=631.1kg/m3tF=110.57時 A592.1kg/m3 B=630.9kg/m3塔頂液相的質(zhì)量分率A=(0.228100.205)/( 0.228100.205+0.02114.232)=0.2LDm=1/(0.977/599.3+0.023/631.1)=600.00kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=(0.202100.205)/(0.202100.205+0.798114.232)=0.230LFm=1/(0.2/599.3+0.8/631.1)=624.47kg/m3精餾段液相平均密度

18、為Lm=(600.00+624.47)/2=612.24kg/m3 平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算 即lgLm=xilgia塔頂液相平均粘度的計算 由tD=108.28查得A=0.185mPa.s B=0.236mPa.slgLDm=0.98lg(0.185)+0.02lg(0.236) =-0.73LDm=0.186mPa.sb進(jìn)料板平均粘度的計算由tF=110.57查得A=0.183mPa.s B=0.231mPa.slgLFm=0.228g(0.183)+0.772g(0.231) =-0.66LFm=0.219mPa.s精餾段平均粘度Lm=(0.186+0.219)/2=0.20

19、2mPa.s 平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=108.28查得A=11.49N/m B=22.53mN/mLDm=0.9811.49+0.0222.53=11.71 mN/mb. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由tF=110.57查得A=11.26mN/m B=22.549N/mLFM=0.20211.26+0.79822.549=20.27 mN/mc.精餾段液相平均表面張力Lm=(11.71+20.27)/2=15.99 mN/m五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 1 由上面可知精餾段 L=80.25kmol/h ，V=94.

20、58kmol/ha 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VS=VMVm/3600Vm=(94.58104.62)/(36003.73)=0.7369m3/sLS=LMLm/3600Lm=(80.25105.92)/(3600611.77)=0.m3/s式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為 Flv= (LS / VS)(l/v)0.5=0.071取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.06m，則HT-hL=0.34 m史密斯關(guān)聯(lián)圖如下由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.072氣體負(fù)荷因子C= C20(/20)0.2=0.064Umax=0.817取安全系數(shù)為0.6

21、，則空塔氣速為 U=0.6Umax=0.80.817=0.4902m/s=1.38m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為At=0.7851.21.2=1.130m2實際空塔氣速為U實際=0.7369/1.130=0.652m/sU實際/ Umax=0.679/0.817=0.831(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求) 3 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（23-1）0.40=8.8m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（14-1）0.40=5.2m在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為1 m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=8.8+5.2+1=15

22、m六、塔板主要工藝尺寸的計算 精餾段a溢流裝置計算因塔徑D=1.4m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.7D=0.98m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow選用平直堰，( 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上層液高度how由下列公式計算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.0166m取板上清液層高度hL=0.06m故

23、 hw =0.0434m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7 查圖可求得Af/AT=0.058 Wd/D=0.12Af=0.0655 m2Wd=0.144m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即= Af/HT/Ls=0.06550.40/ 0.00391=6.79s5s 其中HT即為板間距0.40m，Ls即為每秒的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Ls/（lwuo）取uo=0.15m/s(一般取u0=0.070.25m/s。)則ho=0.00411/(0.980.15) =0.026m0.02m hw-ho=0.0434-0.026=0

24、.01760.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 1200mm，所以選擇采用分塊板式。查塔板分塊表可得塔板分為三塊，邊緣區(qū)、開孔去、安全區(qū)。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)=0.406r= D/2Wc=0.565 由上面推出 Aa=0.416m2 篩孔的計算及排列本設(shè)計處理的物系無腐蝕性，可選用f=3mm碳鋼板孔徑d。=5mm篩孔按正三角形排列取孔中心距t=3d。=35=15mm篩孔數(shù)目n為

25、n=10155A/T2=3496開孔率=0.907（d。/t）=0.907（0.005/0.0152）=10.1%氣體通過孔的氣速為U。=Us/A。=0.767/（0.6810.101）=11.15七、塔板的流體力學(xué)驗算1) 塔板的壓降a.干板阻力hc的計算hc=0.051（u。/c。）（v/l） =0.051（11.15/0.772）2 （3.73/611.77） =0.0226液柱b.氣體通過液層的阻力h1的計算由 h1= h2計算Ua=vs/（Ht-Af）=0.767/(1.327-0.077) =0.721m/sFo=Ua =0.721 =1.392查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 =0.61H1=

26、(hw+how)所以h1=0.61（0.02280.0312） =0.03294液柱C液體表面張力的阻力hf的計算液體表面hf=4/（2gd。）=415.99x10-3/（611.77x9.81x0.005）=0.0106m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算Hp=hc+h1+h=0.0399+0.0378+0.0106 =0.0883m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp=hplg=0.0883x611.77x9.81=0.5299kp0.7kp在允許的范圍之內(nèi)D液面落差對于篩板塔頁面落差很。塔徑和液面均不大，故可忽略液面落差E 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd

27、(HThw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.40+0.038）=0.219m則有： Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛F霧沫夾帶量的驗算判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。G嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)

28、生嚴(yán)重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。 八、塔板負(fù)荷性能圖（1）精餾段負(fù)荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D2Wd=1.220.18=0.84m; ;整理可得：Vs1=1.049-14.703 b.液泛線綜合可以得：(HT+hw)= 由此式確定液泛線。液泛線方程為其中， 整理得：xc.液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于35s，液體在降液管內(nèi)停留時間=（AfHT）/LS1，以=4s作為液體在降液管中停留時間的x2下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計算 又知式中d0，N，v1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下

29、限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。則e.液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件計算出下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.m3/s以上五條線在坐標(biāo)中如下，精餾段的塔板設(shè)計圖：九、 精餾塔的工藝設(shè)計結(jié)果總表序號項目符號單位計算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度t109.42111.422平均壓力Pkpa111.65128.33平均流量氣相Vsm3/s0.73694液相Lsm3/s0.003865實際塔板數(shù)Np塊23146塔的有效高度Zm8.85.27塔徑Dm1.41.48板

30、間距Hm0.40.49塔板溢流形式單流型單流型10空塔氣速um/s0.6520.490211溢流裝置溢流管形式弓形弓形12溢流堰長度Lwm0.980.9813溢流堰高度hwm0.04340.043414板上液層高度hLm0.060.0615堰上液層高度howm0.01660.016616安定區(qū)寬度Wsm0.0700.07017開孔區(qū)到塔壁距離Wcm0.0600.06018開孔區(qū)面積Aam20.4160.41619閥孔直徑dom0.0390.03920孔數(shù)n個11521開孔率%13.04%13.04%22孔心距tm0.0150.01523塔板壓降Pkpa0.40240.402424液體在降液管內(nèi)

31、的停留時間ts6.796.7925底隙高度hom0.0260.02626液相負(fù)荷上限Lmaxm3/s0.010170.0101727液相負(fù)荷下限L minm3/s0.0.符號說明：英文字母專心-專注-專業(yè)Aa- 塔板的開孔區(qū)面積，m2Af- 降液管的截面積, m2Ao- 篩孔區(qū)面積, m2 AT-塔的截面積 m2 P-氣體通過每層篩板的壓降C-負(fù)荷因子 無因次 t-篩孔的中心距C20-表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子do-篩孔直徑 uo-液體通過降液管底隙的速度D-塔徑 m Wc-邊緣無效區(qū)寬度ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣 Wd-弓形降液管的寬度ET-總板效率 Ws-破沫區(qū)寬度R-回流比R

32、min-最小回流比 M-平均摩爾質(zhì)量 kg/kmoltm-平均溫度 g-重力加速度 9.81m/s2 Z-板式塔的有效高度Fo-篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-進(jìn)口堰與降液管間的水平距離 m -液體在降液管內(nèi)停留時間hc-與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m -粘度hd-與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?m -密度-表面張力hL-板上清液層高度 m h1-與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?m 下標(biāo)ho-降液管的義底隙高度 m max-最大的how-堰上液層高度 m min-最小的hw-出口堰高度 m L-液相的hw-進(jìn)口堰高度 m V-氣相的h-與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mH-板式塔高度 mHB-塔底空間高度 mHd-降液管內(nèi)清液層高度 mHD-塔頂空間高度