乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书

《乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书》由会员分享，可在线阅读，更多相关《乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书（35页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书学生姓名：班级：化催0901班指导教师： 完成时间：2012.6.24目录1 概述 11.1 方案流程简介11.2 精馏过程流程设计22 工艺设计 32.1 设计条件32.2 系统物料衡算和塔板数计算32.3 精馏塔塔板设计62.4塔板的流动性能校核 102.5 负荷性能图 122.6 再沸器设计 132.7再沸器循环流量效核192.8 辅助设备设计242.9 管路设计和泵的选型262.10 控制方案 293 设计心得31附录 311 概述1.1 方案流程简介1.1.1 精馏过程简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的

2、一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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。该过程是同时进行传热、传质的过程。1.1.2 精馏塔简介精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、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1。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

3、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2。表1.1 板式塔和填料塔的性能比较1板式塔填料塔压力降一般比填料塔大小，适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）小大塔效率稳定，大塔比小塔有所提高塔径在1400mm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800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加 在本次设计中采用

4、板式塔，一方面板式塔的设计比较成形，可借鉴的数据和设计结果较多；另一方面，板式塔的造价相对低廉，安装维修都更为简便。1.1.3 常用塔板类型的比较泡罩塔板：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。 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

5、。目前已成为应用日趋广泛的一种塔板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3。本次设计中采用浮阀塔板，这种塔板虽然可供借鉴的数据不多，设计起来比较困难，但这种塔板型式因具有较多优点，所以现在越来越多地采用。1.1.4再沸器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

6、、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，它具有如下几个特点：将釜液和换热器传热管气液混合物的密度差作为循环推动力；结构紧凑、占地面积小、传热系数高；壳程不能机械清洗，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。1.2 精馏过程流程设计1.2.1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。1.2.2能量的利用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

7、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。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。包括适宜回流比和理论塔板数的选择，进料位置的选择，进料热状态的选择，操作压力的选择等3。精馏系统的能量集成：从全过程系统用能的供求关系进行分析，将过程系统中的反应分离、换热等用能过程与公用工程（加热蒸汽、冷却水、电等）的使用一同考虑，综合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸馏、热泵技术、塔偶合技术等。通过能量集成，可进一步降低有效能损失，提高系统用能的完善程度。 2 工艺设计2

8、.1 设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料含乙烯含量x f =65%(摩尔百分数),塔顶乙烯含量 x d =99% , 釜液乙烯含量xw 1% , 总板效率为0.6操作条件：塔顶操作压力P=2.5Mpa(表压), 回流比系数=1.7 塔板形式：浮阀处理量：180 kmol/h安装地点：大连塔板设计位置：塔顶2.2 系统物料衡算和塔板数的计算2.2.1 物料恒算F=D+W 解得 D=117.55 W=62.45塔内气、液相流量：精馏段：L=RD V=(R+1)D提馏段： 2.2.2 理论塔板数计算因为饱和液体进料 有0.65 设温度为 =16.0由P-K-t图查得=1.0 =0.7又因为 =0.

9、99，=0.01故 =0.99 =0.014+=1.004 |1.004-1|=0.004，所选温度基本符合！ 所以=1.43 设塔板数为37块由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm；则= 37/1000+p（大气压）=2637.56KPa设=4，查得6：=1.49 =1.00+=0.9967 |0.9967-1|=0.0033，所选温度基本符合！则 =1.49平均 =1.46xe=0.65 =0.73=3.25 所以=1.7=5.525计算精馏段、提馏段方程线为：精馏段： =0.8467+0.1517 提馏段： =1.0840-0.0008142相平衡方程： =yx10.990.9854

10、6720.9860950.97982730.981320.97295940.9755050.96463550.9684570.95460660.9599640.94260570.9498040.92836880.9377490.91164390.9235880.892227100.9071490.86999110.8883210.844915120.867090.817131130.8435650.786937140.8180.754807150.7907950.721374160.7624880.687387170.733710.653643180.705140.620921190.6722

11、640.584192200.632450.540984210.5856130.491856220.5323580.438113230.47410.38175240.4130020.325194250.3516960.270906260.2928480.220969270.2387170.176802280.1908390.139074290.1499420.107792300.1160330.08249310.0886050.062431320.0668610.046781330.0498960.034721340.0368240.025518350.0268470.018545360.019

12、2890.013292370.0135950.009352由此确定进料口为第18块板，理论塔板数为37块，与估算值一致。又因为塔板效率为=0.6，所以实际进料在第18/0.6=30块。实际塔板数=60块。2.3 精馏塔塔板设计2.3.1 物性参数取塔顶温度Tm=16，压力Pm=2601KPa下的各个物性参数，从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：乙烷：气相密度=38；液相密度=435.84；液相表面张力=5.366mN/m 4 ；M=30.07；乙烯：气相密度 =36；液相密度=402.8；液相表面张力=2.571mN/m 4；M=28.05 ； 按塔顶塔板气液相组成计算混合物物性气

13、相密度 =36.0；液相密度=403.1；液相表面张力=2.599mN/m 4；M=28.07； 气相流量=767.01=21530.1=598.1液相流量 =649.46=18230.3=45.22.3.2 塔径的设计气液流动参数为： =0.253初选塔板间距HT=0.50m，=80mm，则=0.42m；由史密斯关联图（化工原理第二版下册P237）可查得C20=0.065气体负荷因子=0.043液泛气速u f=0.137m/s 取泛点率为0.75，操作气速和所需的气体流道截面积为：u= 0.75uf =0.103m/s； A=Vs/u=1.613 m2选取单流型，弓型降液管塔板，并取Ad /

14、 AT=0.10，则A / AT1Ad / AT=0.90故塔板截面积AT = A / 0.9=1.792 ；塔径D= =1.51m 按塔设备系列标准圆整，取实际塔径D=1.6m对照表5,5-5，所取塔径及液流型式合适。相应地，所取塔板的有关尺寸为：塔板截面积=D2 / 42.01 m2 降液管截面积Ad=0.10AT= 0.201 m2气体流道截面积 A=0.9AT=1.809 m2并可求得：实际操作气速 u= Vs/ A=0.097；泛点率=u /u f=0.70所以 HT=0.50，塔径为1.6m ，符合经验关系式。2.3.3塔高的估算实际塔板数为37块，则有效塔高 =28.5m；设釜液

15、在釜内停留时间为5min，由上述数据知=51.08，则釜液的高度为=0.530m，取整为600mm；将进料所在板的板间距增至900mm；每6块塔板开一个人孔，板间距增至800mm，共开9个孔；塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取=1.5m；裙座取5m。则塔总高为：=+5=37.7m2.3.4降液管尺寸由以上设计结果得塔径：D=1.6m ；=0.10 查表5,5-6得=0.732，=0.159故堰长00=1.171m 降液管宽度=0.2544m降液管面积=0.207 m22.3.5溢流堰溢流堰尺寸取堰高=80mm；底隙=50mm 5；因为=51.08所以=34.4，近似取液流收缩系数E=1计算

16、堰上方液头高度 =35.2mm 6mm堰高和hw溢流强度 =43.62取=35mm。则降液管底隙液体流速 =0.346m/s ，在规定范围内。2.3.6 塔板布置选取F1型浮阀，重型，阀孔直径=0.039m初取阀孔动能因子=85，计算阀孔气速=1.333m/s； 浮阀个数n=104塔板的开孔率=0.061以三角形形式排列浮筏，取进、出口安定区宽度75mm，取边缘区宽度=50mm所以=0.471m ； =0.75m则有效传质面积 =1.314 取孔间距t=3.5=0.1365m，取整得t=140mm则筛板开孔系数=0.0704，符合要求开孔所占面积 A=0.131m 塔板开孔率 =0.070.1

17、 符合要求2.4塔板的流动性能校核2.4.1液沫夹带量校核=1.596 ；m 无泡沫，正常系统取K=1.0 查图5,5-26得=0.125由=0.385；=0.2600.80.82 均符合条件，不会产生液沫夹带2.4.2塔板阻力的核对干板阻力：临界空速： =因阀空气速小于其临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态下计算干板阻力 =0.0877m塔板清夜层阻力hl ：=0.5 =0.04m克服液体表面张力阻力：=7.56由以上三项阻力之和求塔板阻力hf ： =0.1277m单板压降为=505Pa，在允许范围内。2.4.3降液管液泛校核由, 取=0 =0.01833m液柱 则 =0.226m取降液管中泡沫

18、层的相对密度=0.377m 5s 满足要求.2.4.5严重漏夜校核 取F=5，则=0.833稳定系数=1.601.5 故满足稳定性要求 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,但并非适宜。2.5 负荷性能图2.5.1过量液沫夹带线=1.596 m 取，=0.8由公式 得 V2.5.2液相下限线令=0.006 得 =3.60 2.5.3严重漏液线 由 和 得=3932.5.4液相上限线=5和 得2.5.5降液管液泛线由公式得 V=图2.5负荷性能图由图知，最大气体流量为：=908.89，最小气体流量为：=393所以操作弹性为：=2.31。2.6 再沸器设计2.6.1物性数据壳程凝

19、液(水)在定性温度50C下的物性数据：密度： =977.8Kg/ 比热：=4.174KJ/Kg热导率： =0.648W/(mK) 粘度：=0.549mPas管程流体4.0下的物性数据：气相热导率：=15.91 mW/(mK) 液相热导率：=96.23mW/(mK)液相粘度： =0.058 mPas 气相粘度： =0.00817mPas液相密度： =389.8 Kg/ 气相密度： =30Kg/潜热：=287.4KJ/Kg 液相比热容 ：=3.407KJ/(KgK) 蒸汽压曲线斜率：1.452 表面张力：=2.845mN/m 2.6.2估算设备尺寸计算热流量 Q= KW计算传热温差设进口水温为90

20、，出口水温度为10=30.05传热面积：假设传热系数K=790 则估算传热面积为=72.40 传热管数：拟用传热规格为,管长L=3000mm,则计算传热管数： =307 根壳径内径D：将传热管按正三角形排列，且取t=32 mm，则b=1.1=19.28因为是单管换热器,所以壳径内径D为：=550.3mm 圆整到D=600mm管程进口管取 =200mm 出口管径取 =250mm2.6.3 传热系数效核显热段传热系数 ：因为的范围在0.20.3，所以设传热管出口汽化率=0.26，则计算循环流量 ：=23.00kg/s显热段传热管内表面传热系数： 计算传热管内质量流速G 为：=238.27 （） 计

21、算雷诺数Re为：Re=计算普朗特数为：2.0535 （0.6Pr160）计算显热段传热管内表面传热系数： =计算管外冷凝表面传热系数： 热水的质量流量：三角形排列，当量直径：=0.02m设折流板间距B=0.5 m，故16251.6 2000106=3.536 0.6Pr 30%2.7 再沸器循环流量效核2.7.1.循环系统的推动力 当时 ，计算Lockhat-Martinell参数： =2.81计算两相流的液相分率为 ：=0.341计算两相平均密度：152.70 Kg/当x=0.26时 =0.865两相流的相分率 ：=0.194两相流平均密度 99.75Kg/参照设计书3-19表 并根据焊接需

22、要取m 于是计算循环系统的推动力： 2.7.2循环阻力管程进口管阻力的计算： 计算釜液在管程进口管内的质量流速：= 732.55 计算釜液在进口管内的流动雷诺数：=2526041.8计算进口管长度与局部阻力当量长度：=23.56 m计算进口管内流体流动的摩擦系数：=0.01505故计算管程进口管阻力：=1220.43Pa传热管显热段阻力 ： 计算釜液在传热管内的质量流速：G =238.27 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=82162.7计算进口管内液体流动的摩擦系数：=0.0225计算传热管显热段阻力：=3.345 Pa传热管蒸发段阻力 ： 汽相流动阻力的计算： G=238.27计算汽相在传

23、热管内的质量流速 =xG=41.30计算汽相在传热管内的流动雷诺数 =101102.7计算传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.02172则计算传热管内汽相流动阻力 = 91.39Pa液相流动阻力的计算： 计算液相在传热管内的质量流速=196.97计算液相在传热管内的流动雷诺数=482182.1计算传热管内液相流动的摩擦系数 =0.0175计算传热管内液相流动阻力=128.80Pa计算传热管内两相流动阻力=1742.3Pa蒸发段管程内因动量变化引起的阻力： 管程内流体的质量流速G=238.27蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M =2.914蒸发段管程内因动量变化引起的阻力=424.46 Pa管程

24、出口阻力： 气相流动阻力的计算：管程出口管中汽,液相总质量流速G G =468.60管程出口管中汽相质量流速=121.83管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=29.30m管程出口管中汽相流动雷诺数=3728117.5管程出口管汽相流动的摩擦系数=0.01467管程出口汽相流动阻力=81.23Pa液相流动阻力的计算：管程出口管中液相质量流速 = 346.76 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 =0.01567管程出口液相流动阻力： =283.21Pa管程出口管中两相流动阻力 =2547.57Pa系统阻力 =+=5938.15 Pa循环推动力与循环阻力的比值为1.0

25、104在1.011.05之间，符合要求。2.8 辅助设备设计2.8.1 辅助容器的设计容器填充系数取=0.7进料罐（低温贮料）：查得2.6MPa，0时的物理性质8乙烯： =346 kg/m3 乙烷： =402 kg/m3又因为进料xf=0.65， =365.6，M=28.76，求得进料质量流量F=5176.8 取停留时间为4天，填充系数k=0.7则进料罐容积1942 m3，圆整后取2000m3 回流罐：由前述条件知=403.1；液相回流量=767.01=23063.7=57.5取停留时间为=0.5 h，填充系数k=0.7所以V=28.63 V= =40.9 ，圆整后取45馏出产品罐：取产品停留

26、时间为5天，即=120 h；填充系数k=0.7D=117.55，所以=8.165V=1399.7 圆整为1400 釜液罐：取停留时间为5天，即=120 h；填充系数k=0.7W=62.45 = 4.31 V=738.3 圆整取800表2.8 贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐9620002V-102回流罐0.5453V-103塔顶产品罐12014004V-104塔底产品罐1208002.8.2传热设备的设计进料冷却器与塔顶冷凝器的集成,但采用卧式壳柱冷凝器： 入口 出口塔顶产品温度/K 256.5 263.2进料温度/K 273.2 263.4传热温差 K平

27、均摩尔质量 =28.78 管柱液体流率 F=180=18028.78=5176.8传热速率 =51.66 假设传热系数K=850 则传热面积为=7.07 圆整后 A=8釜液冷却器： 塔顶产品与进料热交换后,继续冷却塔釜 入口 出口 塔顶产品温度/K 263.2 273.2 塔釜产品温度/K 278.5 273.2传热温差=7.4 K管柱液体流率F=62.45=1873.5传热速率 =16.1假设传热系数 K=850 则传热面积为 =2.56 圆整后 A=3 2.9 管路设计和泵的选型2.9.1 管路设计进料管线取料液流速 u=2.0 m/s ，则d=0.050m/s，取605的管路。其他各处管

28、线类似求得。管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管2.0605塔顶蒸气管1410910塔顶产品管1.5623回流管1.51338釜液流出管1.5455仪表接管0.5452.5塔底蒸汽回流管1410562.9.2泵的设计进料泵（两台，一用一备）：设流速为u=2.0，又因为F=5176.8=3.933 所以0.050m采用605的管材，其内径为0.050m，则实际流速为u=1.42流体密度 =365.6；粘度=0.091mPas 取=0.2；相对粗糙度为/d=0.003； 查得9 =0.026取管路长度为l= 80，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1 个。

29、则=5.67m 取=20m 则=26.3 m Q= 14.16m3/h选取泵的型号为50F-40回流泵（两台，一用一备）：设流速为u=1.5，又因为F=57.3所以0.116m采用1338的管材，其内径为0.117m，则实际流速为u=1.22流体密度 =403.1；粘度=0.091mPas 取=0.2；相对粗糙度为/d=0.0016；Re= 查得9 =0.0225去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=6.1m 取=32 m则=40.2m Q= =57.3m3/h选取泵的型号为100F-92A.釜液泵（两台，一用一备）：设流

30、速为u=1.5，又因为F=4.31所以0.032m采用455的管材，其内径为0.035m，则实际流速为u=1.12流体密度 =435.84；粘度=0.088mPas 取=0.2；相对粗糙度为/d=0.0049；Re= 查得9 = 0.03去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=5.63m 取=7.34m则=1.6m Q=4.31m3/h选取泵的型号为40F-26A.这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。表2.9.2系统所需的泵及主要参数序号位号名称扬程/m流量/m/s功率/

31、kw1P-101进料泵32.513.14.02P-102釜液泵20.56.551.13P-103回流泵94.38040.04P-104塔顶产品泵15.714.41.55P-105塔底产品泵28.815.74.02.10 控制方案2.10系统控制方案表序号位置用途控制参数介质物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01进料流量控制0110kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0360 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔压控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯

32、=408, 6TIC-01釜温控制16乙烷=385, 序号位号设备名称形式主要性能参数操作条件1T-101精馏塔D=1600mm Np=57H=37.7m操作温度 t=256.51操作压力p=2.601Mpa2E-101塔顶冷凝器分块管板式3E-102塔底再沸器分块管板式4E-103进料冷凝器分块管板式5E-104塔底冷凝器分块管板式6P-101进料泵2台离心泵Q=32.5m3/hH=13.1m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2台离心泵Q=20.5m3/hH=6.55m乙烷液8P-103回流泵2台离心泵Q=94.3m3/hH=80m乙烯液9P-104塔顶产品泵2台离心泵Q=15.7m3/hH=

33、14.4m乙烯液10P-105塔底产品泵2台离心泵Q=28.8m3/hH=15.7m乙烷液11V-101原料中间罐卧式2500m302.6Mpa12V-102回流罐立式40m3-16.72.6Mpa13V-103塔顶产品罐立式1800m302.6Mpa14V-104塔底产品罐立式1000m302.6Mpa15V-105不合格产品罐立式650m302.6Mpa总表 系统所需的主要设备及主要参数3 设计心得这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能简要说出它的原理和做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。同时我也深深地感到化工设计

34、的复杂性和多因素性。看似简单的过程往往需要很多的知识，而且总会有事先没能想到的因素影响。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如EXCEL，CAXA电子图板作图等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。由于时间有限，经验不足，所以所做的课程设计有很多问题，希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。附录附录1：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，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb

35、液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理

36、论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体的阀孔动能因子，n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Past阀孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示），m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示），mqnW釜液摩尔流量，kmol/hhO

37、W堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/（Km2）x液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数qnL液相摩尔流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相体积流量，m3/hxF进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，m3/s下 标A,B组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小W釜液上 标提馏段附录2：参考文献1匡国柱，史启才。化工单元过程及设备课程设计。北京：化学工业出版社，2002年。2路秀林，王者相。塔设备。北京：化学工业出版社，2004年。3大连理工大学。化工原理（下册）。北京：高等教育出版社，2002年。4刘光启。化学化工物性数据手册（有机卷）。化学化工出版社，2002年。5李功样。常用化工单元设备设计。华南理工大学出版社，2003年。6刘光启。化工物性算图手册。化学工业出版社，2002年。7柴诚敬。化工原理课程设计。天津科学技术出版社，1994年。8卢焕章。石油化工基础数据手册。化学工业出版社，1982年。9基础化学工程（上册）。上海科学技术出版社，1978。10萧成基。化学工程手册（第13篇）。化学工业出版社，1979。35