苯-甲苯混合物分离精馏塔设计

苯甲苯板式精馏塔课程设计不可以看成理想物系。理想物系是指气相和液相应符合以下条件：

1、气相为理想气体，遵循道尔顿分压定律。总压不高于10^4kPa时，气相可视为理想气体。

2、液相为理想溶液，遵循拉乌尔定律。通常，有性质相近组分所组成的混合液，例如苯—甲苯混合液，它们中同分子间作用力与异分子间作用力基本上相等，可视为理想溶液。

苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计

二. 原始数据

年处理量：60000 吨

料液初温：20℃

料液浓度： 44% （苯质量分率）

塔顶产品浓度： 98.5%（苯质量分率）

塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计)

每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）

精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）

单板压降不超过0.7kPa

冷却水温度：20℃

饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压)

设备型式：筛板(浮阀)塔

建厂地区压力：1atm

设计条件： 常压:P=1atm(绝压)

处理量： 95kmol/h

进料组成：0.5

镏出液组成：0.98

釜液组成：0.03 （以上均为摩尔分率）

加料热状况：泡点进料（q=1）

这是我原来做过的设计，如果需要，可以给你发过去。

虽然有点不一样，但按照这个模版进行改就可以了。

1.7.1 设计题目、条件和内容

题目：乙醇—水连续精馏塔(筛板塔或浮阀塔)的设计。

基本条件：含乙醇25％(质量分数，下同)的料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1.25倍，塔顶产品中乙醇含量为94％，塔底残液中含乙醇为0.1％。该塔的生产能力为日产(24h)10吨94％的乙醇产品。

顶压强为4kPa(表压)，单板压降≯0.7kPa，再沸器采用低压蒸汽加热。

设计内容：

⑴设计方案的确定及流程说明；

⑵塔的工艺计算；

⑶塔和塔板的工艺尺寸设计；

①塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；

②塔板的流体力学验算；

③塔板的负荷性能图。

⑷设计结果概要或设计一览表；

⑸辅助设备选型与计算；

⑹生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图；

⑺对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

1.7.2 设计基础数据

常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

以上是摘要

具体的在http://blog.sina.com.cn/s/blog_4a894ca9010009q6.html

自己看

各种参数都有

苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计

二.

原始数据

年处理量：60000

吨

料液初温：20℃

料液浓度：

44%

（苯质量分率）

塔顶产品浓度：

98.5%（苯质量分率）

塔底釜液含甲苯量不低于

98%(以质量计)

每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）

精馏塔塔顶压强：4

kpa（表压）

单板压降不超过0.7kpa

冷却水温度：20℃

饱和水蒸汽压力：0.25mpa(表压)

设备型式：筛板(浮阀)塔

建厂地区压力：1atm

设计（论文）题目：年处理量1.0万吨甲苯-水混合液的填料塔的设计

函授站： 专业： 化工工艺 班级：xx

学生： xx 指导教师：

1．设计（论文）的主要任务及目标

塔设计计算：

a塔工艺计算（物料和能量衡算）

b 塔及塔板主要工艺尺寸的设计计算

⑶ 对苯精馏塔的流体力学验算

⑷ 相关辅助设备选型与计算

⑸ 设计结果及分析讨论

2．设计（论文）的基本要求和内容

⑴ 论文内容符合毕业设计撰写规范。

⑵ 数据可靠、真实，具有一定的代表性。

⑶ 计算过程细化、符合规范要求。

⑷ 要求论文图纸包括：生产工艺流程控制图、塔的部分装配图、X-Y图、塔板负荷性能图。

3．主要参考文献

⑴陆美娟.《化工原理》.化学工业出版社.2001年1月第1版

⑵冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版

⑶包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月

⑷陈洪钫.《化工分离过程》.化学工业出版社.1995年5月第1版

⑸陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1

关键词：回流比、精馏、泡点进料、设备、试差

目 录

前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1章 精馏方案的说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1.1节 操作压力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1.2节 进料状态．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.3节 采用强制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.4节 塔釜加热方式、加热介质．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.6节 流程说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.7节 筛板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）

第1.8节 生产性质及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）

第1.9节 安全与环保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）

第2章 烯烃加氢饱和单元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）

第2.1节 反应机理及影响因素分析

第2.2节 物料平衡

第2.3节 能量平衡

第3章 精馏塔设计计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）

第3.1节塔的工艺计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）

第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算．．．．.（25）

第4章 塔的流体力学验算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）

第4.1节校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）

第4.2节负荷性能图计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）

第5章 辅助设备选型计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）

第5.1节换热器的计算选型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）

第5.2节 管道尺寸的确定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）

第5.3节 原料槽、成品槽的确定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6章 设计结果概要及分析讨论．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6.1节数据要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6.2节设计特点．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）

第6.3节 存在的问题．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）

参考文献．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）

符号说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）

附录1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

前言

本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工单元过程原理》等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。

通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。

第1章 精馏方案的说明

本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。

第1.1节 操作压力

精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。

第1.2节 进料状态

进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。

泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。

第1．3节 采用强制回流（冷回流）

采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。

第1．4节 塔釜加热方式、加热介质

塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。

第1．5节 塔顶冷凝方式、冷却介质

塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。

第1．6节 流程说明

由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。

本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。

烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。

本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。

精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。

第1.7节 筛板塔的特性

筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：

（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；

（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；

（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；

（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

第1.8节 生产性质及用途

1.8.1 苯的性质及用途

苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-10.11℃(闭杯)，自燃点562.22℃，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 ℃)， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表1－1。

表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）

项目 指标

特级 一级 二级 三级

外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色

密度（20℃）/kg/m3

沸程/℃

大气压下（80.1℃）

酸洗比色

溴价/(g/100mL)

结晶点/℃

二硫化碳/(gBr/100mL)

噻吩/(g/100mL) 876~880

中性实验 中性

水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

1.8.2 甲苯的性质

甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20℃/4℃)，熔点-95～-94.5℃，沸点110.4℃，闪点4.44℃(闭杯)，自燃点480℃，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%～7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表1－2。

表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）

项目 指标

特级 一级 二级

外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色

密度（20℃）/(kg/m3)

沸程/℃

大气压下（110.6℃）

酸洗比色

溴价/（gBr/100mL） 863~868

中性实验 中性

水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

第1.9 安全与环保

1.9.1 安全注意事项

苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。

（1）不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。

（2）所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。

（3）应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。

（4）工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。

（5）进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。

（6）及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。

（7）泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。

1.9.2 环境保护

认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：

（1）废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。

（2）废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。

（3）废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。

定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。

第2章 烯烃加氢饱和单元分析

2.1 反应机理及影响因素分析

（1）反应机理

单烯烃 CnH2n+H2→CnH2n+2

双烯烃 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2

环烯烃

烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。

(2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素

烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外，主要有原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速等。

①原料性质

加工烯烃含量较高的原料时，需要较高的反应苛刻度（即较高的反应压力和反应温度，较低的反应空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好是直接进装置，避免中间与空气接触发生氧化生成胶质，导致催化剂失活加快。

②反应温度

反应温度通常是指催化剂床层平均温度。烯烃的加氢饱和反应是一种放热反应，提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但能明显提高化学反应速度，提高精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，使产品液体收率下降，导致催化剂上积炭速率加快，降低催化剂使用寿命；反应温度过低，不能保证将杂质除净。

在很高温度下，烯烃饱和度有一个明显的限制，结果使在高温操作比低温操作的产品中有更多的残存烯烃，当原料中有明显的轻组分，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇的生成。

根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量，一般预加氢的反应温度为150～180℃。随着运转时间的延长，逐步提高反应温度，以补偿催化剂的活性降低。

③反应压力

当要求一定的产品质量时，压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般而言，压力愈高，催化剂操作周期愈长；原料油烯烃含量愈高，选择操作压力也愈高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应，使产品总液收下降，同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。

④氢油比

所谓氢油比是反映标准状态时，氢气流量与进料量的比值。可用H2/HC表示。提高氢油比，不仅有利于加氢反应的进行，并能防止结焦，起到保护催化剂的作用。但是，在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂接触时间，反而对加氢反应不利，导致精制深度下降，产品质量下降，同时也增大了系统压降和压缩机负荷，操作费用增加。

⑤空速

空速指单位（质量或体积）催化剂在单位时间内处理的原料量，简写为h-1 。空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速（LHSV），它的倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料量越多，其接触时间应越短，影响了精制深度；空速过小增加了加氢裂解反应，使产品液收率下降，运转周期缩短，降低了装置的处理量。

2.2 物料平衡

表2-1烯烃加氢反应单元物料数据单位：吨/日

入 方 出 方

原料油 43.2 精馏进料 42.32

氢气 0.52 损失 1.40

合计 43.72 合计 43.72

2.3 能量平衡（以加热炉为例）

2.3.1 原料进出加热炉数据

原料进出加热炉数据见表2-2。

表2-2 原料进出加热炉数据

入 方（80℃） 出 方（160℃）

单位

项目 组成 数据 焓值 热量 单位

项目 组成 数据 焓值 热量

m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal

原

料

油 苯 0.7 130 16.38 原

料

油 苯 0.7 154 19.40

甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532

烯烃 烯烃

氢气 540 1.170 氢气 1090 2.362

合计 24.462 合计 30.294

注：原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。

2.3.2 加热炉热平衡

由表2-2可以知道，原料油经过加热炉后，热量增加值为：5.832wkcal/t.

加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表2-3。

表2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表

　 成份组成 体积热值 分析数据 焓值

1 氢气 2650 44.91 1190.115

2 氧气 0 11.73 0

3 氮气 0 40.56 0

4 二氧化碳 　 0.02 0

5 一氧化碳 3018 0 0

6 甲烷 8529 1.61 137.3169

7 乙烷 15186 0.48 72.8928

8 乙烯 14204 0.42 59.6568

9 丙烷 21742 0.05 10.871

10 丙烯 20638 0.07 14.4466

11 异丁烷 26100 0.03 7.83

12 正丁烷 28281 0.03 8.4843

13 正丁烯 27160 0.02 5.432

14 异丁烯 27160 0.01 2.716

15 反丁烯 27160 0.02 5.432

16 顺丁烯 27160 0.01 2.716

17 碳五以上 34818 0.03 10.4454

　 合计 　 100 1528.3548

第七章 参考文献

1 化工原理》上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版

2 冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版

3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月

4 陈洪钫.《化工分离过程》，化学工业出版社，1995年5月第1版

5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1版

6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004年8月第1版

7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003年9月第1版

8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003年1月第1版

9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994年5月第1版

10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996年6月第1版

11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004年8月第1版

12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006年1月第10版

符号说明

A换热面积m2

Aa 　鼓泡区面积　m2

Af　 　降液管横截面积m2

An　 　有效传质区面积m2

Ao 　筛孔面积m2

AT　塔横截面积　m2

A 质量分率-

C 负荷系数-

CP　比热KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)

D　 塔顶产品流率Kmol/h(Kg/h)

Dg　 公称直径m

DT　塔径　m

D 　管内径　 mm

d1　 　 管外径　　mm

do 孔径 mm

dm 　 管平均直径mm

E 　液流收缩系数　-

ET全塔板效率-

ev　 雾沫夹带量　Kg液体/Kg气体

F 　进料流率　Kmol/h(Kg/h)

H　 　塔高　m

HL板上清夜层高度mm

HT板间距 　m

Hd　降液管内清夜层高度　m

HD　塔顶空间高度 m

HB　塔底空间高度　 m

hd 气体通过干板压降m

ho 　降液管下沿到塔板间距离m

how　 溢流堰上液头高 m

hp　 　气体通过塔扳压降m

hr 　液体通过降液管的压降　m

hw 溢流堰高度m

hσ　液体表面张力引起的压降　m

Ko 　以内壁为基准的总传热系数　Kcal/m2．H．oC

K　稳定系数

L 液体流量　 Kmol/h(Kg/h,m3/h)

lW溢流堰堰长　

ms 冷却剂质量流量 Kg/h

N 实际塔板数-

NT 理论塔板数-

Nt 换热器总管数 -

N 开孔数

Q 换热器热负荷 W

R回流比 -

Rmim 最小回流比 -

Rsi 换热管内垢阻系数 m2•h•oC/Kcal

r气化潜热 KJ/Kg

Tc 临界温度K

T孔间距mm

Tp 板厚度mm

ua 以鼓泡区面积为基准的气速 m/s

uf 液泛气速 m/s

un 空塔气速 m/s

uo 以筛孔面积为基准的气速m/s

uow 漏液点气速 m/s

V塔内上升气体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)

W 塔釜采出液体量 Kmol/h(Kg/h)

Wc 边缘区宽度 m(mm)

Wd 降液管宽度 m(mm)

Ws 塔板入口安定区宽度 m(mm)

Ws’ 塔板出口安定区宽度 m(mm)

X 液相摩尔分率 -

Y 气相摩尔分率 -

A 相对挥发度-

Ai 以内壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC

Ao 以外壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC

β 充气系数 -

σ 表面张力dyn/cm2

ρL 液相密度 Kg/m3

ρv(g) 气相密度 Kg/m3

μ 粘度 Cp

开孔率-

Ф 装料系数-

τ停留时间s

λ