苯甲苯连续精馏.doc

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1、化工基础课程设计-分离苯甲苯连续精馏筛板塔河南城建学院化学与化学工程系 学生姓名：马爱平 学号：指导老师：任海波序 言课程设计是“化工基础”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。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，精馏过程在能量剂驱动下，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，有些特

2、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、化工原理课程设计任务书1二、设计计算31.设计方案的选定及基础数据的搜集32 精馏塔的物料衡算63 塔板数的确定64 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算95 气液负荷计算146 精馏塔的塔体工艺尺寸计算147 塔板主要工艺尺寸的计算168 筛板的流体力学验算199 塔板负荷性能图2210各接管尺寸的确定26三、个人心得体会及改进意见30四、参考文献31附录（符号说明）32一、化工原理课程设计

3、任务书板式精馏塔设计任务书一、设计题目： 设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、 设计任务：物料处理量： 3 万吨年进料组成 ： 35 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯 96.5 % 塔底产品组成苯 2.0 % 2、 操作条件平均操作压力 ： 101.3 kPa 平均操作温度：94回流比： 1.5 单板压降： =0.9 kPa工时： 年开工时数7200小时 三、设计方法和步骤：1、设计方案简介 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

4、论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定操作条件 （5）确定回流比 （6）理论板数与实际板数 （7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （9）塔径计算及板间距确定 （10）堰及降液管的设计 （11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （12）塔的水力学计算 （13）塔板的负荷性能图（14）塔盘结构（15）塔高（16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算（略） 包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设

5、计评述四、参考资料化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编；化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编；化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编；化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编；常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。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

6、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38mm，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： () 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。

7、() 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa1013340.011

8、6.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 纯组分的表面张力 温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表4 组分的液相密度 温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表5 液体粘度 温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表6常压下苯甲苯的气液平衡数据

9、温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.09

10、5.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品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 48.07=DW苯物料衡算 48.07*0.38840.97D0.0235W联立解得 D29.54 kmolhW=18.53 kmolh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）理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平

11、衡数据，绘出x y图，见下图 图1苯甲苯平衡曲线图求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e（0.399，0.399）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 0.399 , 0.622故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷 求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（2）实际板层数的求取 又根据 可解得=2.475 = 0.953 =0.891 0.6745 因为 n=5 所以n=4全塔效率的计算（查上表1得各组分黏度=0.269，=0.277）,由公式代入 Y=0.488由精馏段实际板层数5/0.52=9.610,提馏段实

12、际板层数4/0.52=7.698进料板在第11块板4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 93.2 kPa塔底操作压力=109.4 kPa每层塔板压降 P0.9 kPa进料板压力93.20.910102.2kPa精馏段平均压力 P m （93.2102.2）297.7 kPa提馏段平均压力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kPa（2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度82.4进料板温度95.3 塔底温度=104.4精馏段平均温度=（

13、 82.495.3）/2 = 88.8提馏段平均温度=（95.3+104.4）/2 =99.8（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.953,查平衡曲线（见图1），得x1=0.891进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.622， 0.399塔底平均摩尔质量计算由xw=y2=0.076,查平衡曲线（见图1），得x2=0.032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 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液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD82.4，查手册得

14、塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由tF95.3，查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由tD104.4，查手册得 塔底液相的质量分率 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 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD82.4，查手册得 A=20.98 m N/m B=21.43 m N/mLDm=0.95320.98+(1-0.953)21.43=21.00 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF95.3，查手册得 A=19.43 m N/m B=20.25 m N/mLFm=0.39919.43+

15、0.60120.25=19.92 mN/m塔底液相平均表面张力的计算 由 tD104.4，查手册得 A=18.87 m N/m B=19.95 m N/mLwm=0.07618.87+(1-0.076)19.95=19.87mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（21.00+19.92）/2=20.46 mN/m提馏段液相平均表面张力为 Lm=（19.87+19.92）/2=19.895 mN/m(6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 由tD82.4，查手册得 A=0.301 mPas B=0.305 mPaslgLDm=0.953l

16、g(0.301)+ (1-0.953)lg(0.305)解出LDm=0.301 mPas进料板液相平均粘度的计算 由tF95.3，查手册得 A=0.267 mPas B=0.275 mPaslg LFm=0.399lg(0.267)+ (1-0.399)lg(0.275)解出LFm=0.272 mPas塔底液相平均粘度的计算 由tD104.4，查手册得 A=0.2555 mPas B=0.2644 mPaslgLwm=0.076lg(0.2555)+ (1-0.076)lg(0.2644)解出Lwm=0.264 mPas精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.301+0.272)/2=0.287 m

17、Pas提馏段液相平均粘度为 Lm=(0.264+0.272)/2=0.268 mPas5 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 (1) 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8 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600 对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查手册得C20=0.071；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全

18、系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查手册得C20=0.070；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m7 塔板主要工艺尺寸的计算 (1) 溢流装置计算 因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取

19、堰长为0.66D=0.661.6=1.056mb)出口堰高：由，查手册，知E=1.042,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查手册得，故，计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）符合（）e)受液盘 采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm 对提溜段：a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.8D=0.81.6=1.28mb)出口堰高：由，查手册得E=1.02,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查手册得 ，故， 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大

20、于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依公式：符合（）(2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为4块。对精馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依公式：计算开空区面积得：，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数：个， 则（在515范围内） 则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为对提馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依

21、公式 计算开空区面积， c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个， 则（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为8 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度对精馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78 由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：，由与关联图查得板上液层充气系数=0.63，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式故则单

22、板压强：(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) 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液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) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.0754+0.0378+0.00190=0.1147m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据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。对提溜段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查

23、得板上液层充气系数=0.65，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式， 故则单板压强：(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) 液沫夹带 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液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) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.10064m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据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。9 塔板负荷性能图 对精馏段：漏液线 由 ，得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs

24、值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)3.693.924.324.41由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：由 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88由上表数据即可作出液沫夹带线2。 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得据此可作出与气体流量无关

25、的垂直液相负荷下限线3。液相负荷上限线 以4s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0.0474。 (5) 液泛线令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 式中：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)14.6713.0711.3210.84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，如图所示。 图2 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点

26、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=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.381所设计筛板的主要结果汇总于表。 对提溜段漏液线 由 ，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)3.693.924.324.41由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 在操作范围内，任取几个Ls值

27、，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88由上表数据即可作出液沫夹带线2。液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 液相负荷上限线 以4s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0.0474。 (5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个

28、Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。 Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)14.6713.0711.3210.84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， 具体如精馏段一样，比较俩个负荷性能图可知取精馏段的负荷性能图。10.各接管尺寸的确定 （1）进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（2） 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（3） 回流液管回流液体积流量 利用液体

29、的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（4） 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：（5）蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：所设计筛板的主要结果汇总于表。设计结果一览表9项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa61.42105.8各段平均温度tm88.899.8气相流量VSm3/s1.650.5907液相流量LSm3/s0.004120.0086实际塔板数

30、N块108板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm6.06.0塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.8200.651塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长堰高lwm1.0561.28hwm0.0430.0245溢流堰宽度管底与受业盘距离Wdm0.1240.243hom0.03550.0292板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个74116770开孔面积m21.4401.3154筛孔气速uom/s11.364.4554塔板压降hPkPa0.5930.421液体在降液管中停留时间s10.4514.94降液管内清液层高度Hdm0

31、.2460.124雾沫夹带eVkg液/kg气0.0.0074负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s1.064气相最小负荷VSminm3/s0.324操作弹性3.3813.071三、个人心得体会及改进意见课程设计是化工基础课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业，在设计中需要我们自己根据自己的设计任务来做出决策，确定自己的方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经

32、过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计对于培养我独立工作能力方面有很好的实践意义。经过这将近俩周的设计课程不仅是对我对于课本知识的一种检验，而且也让我学到了很多课本上没有的知识，并学会了自己动手思考解决问题的能力。如我的设计任务是分离苯甲苯连续精馏筛板塔，首先就是根据已知条件进行基础数据的搜集，同时进行物料衡算，工艺尺寸计算等方面数据的计算。待数据都准备好还要根据自己设计任务的要求选择合适的工艺流程，并设计出符合要求的工艺流程图，并根据自己对数据的处理来设计主设备图以及其他个别小部件的绘制等问题，这都需要自己对自己的设计任务整体的把握，并积极的和老师，同学进行讨论并

33、最终做出最终的决定。但毕竟我们是第一次亲自的来设计一个工艺设备图，其中的不成熟地方肯定很多，所以也存在很多的地方需要进行修改，如对于工艺流程图的绘制时由于布局的不太合理，使得其中有些管道，辅助设备的设计存在着很大的问题，同时应在产品罐和釜残液罐处再各设计一个导出泵。对于主设备图有很多的地方需要精确的确定，如对于筒体的壁厚问题我一直没有找到很权威的资料来证明它是怎么选取的，因此在选取的时候没有很正确的依据。还有其他的地方需要改进。但我相信人都是在探索中前进的，经过这次的设计后以后的设计就会做的更好。四、参考文献 匡国柱，史启才主编 化工单元过程及设备课程教材，北京：化学工业出版社，2005.1

34、柴诚敬主编化工原理下册，天津大学华工学院，高等教育出版社，2006.1 大连理工大学主编化工原理下册，高等教育出版社，2002.12 谭天恩，李伟等编著过程工程原理，北京：化学工业出版社，2004.8 大连理工大学化工原理教研室主编化工原理课程设计。高等教育出版社。 汤金石等著化工原理课程设计，北京：化学工业出版社，1990.6 化学工业物性数据手册，有机卷。8 李功样，陈兰英，崔英德编常用化工单元设备设计，上海：华南理工大学出版社。9贺匡国主编化工容器及设备简明设计手册（第二版）。北京：化学工业出版社。附录（符号说明） 塔板开孔面积， 漏液点气速，m/s 降液管面积， 溢流堰高度，m 筛孔面

35、积， V 塔内上升蒸汽流量，kmol/h 塔截面积， 塔内上升蒸汽流量，C 计算时的负荷系数，无因次 W 釜残液流量，kmol/h 流量系数，无因次 无效区宽度，mD 塔径流出液流量，kmol/h 弓形降液管宽度，mD 塔径，m 安定区宽度，m 筛孔直径，m x 液相中易挥发组分的摩尔分数 E 液流收缩系数，无因次 y 气相中易挥发组分的摩尔分数 全塔效率，无因次 Z 塔有效高度，m 雾沫夹带量，kg液/kg气 理论塔板数 n 筛孔数 降液管底隙高度，m 堰上液层高度，m 筛孔气速，m/s 与单板压降相当的液层高度，m F 进料流量，kmol/h 溢流堰高度，m H 板间距，m；塔高，mK 筛板的稳定系数，无因次 g 重力加速度，m/ L 塔内下降液体的流量，kmol/h S 直接蒸汽量，kmol/h 塔内下降液体的流量，kmol/h t 筛孔中心距，mm 溢流堰长度，m 板上鼓泡层高度，m 与干板压降相当的液柱高度，m 板上液层高度，mP 操作压强，k 实际塔板数 P 压强降，k R 回流比 板上液层充气系数，无因次 u 空塔气速，m/s 气相动能因数，m/s q 进料热状态参数 与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m 与克服液体表面张力压降相当的液柱高度，m 与液体流经降液管压降相当的液柱高度，m