乙烯乙烷精馏装置设计

过程工艺与设备课程设计任务书 乙烯乙烷精馏装置设计 前言前言 本设计说明书包括任务书 精馏过程工艺及设备概述 精馏塔工艺设计 再沸器的设计 辅助设备的设计 管路设计和控制方案共 7 章 说明中对精馏塔的设计计算做了一些阐述 对于再沸器 辅助设备和管 路的设计也做了比较正确的说明 2 目目 录录 第 1 章 任务书 4 第 2 章 精馏过程工艺及设备概述 5 第 3 章 精馏塔工艺设计 8 3 1 精馏过程工艺流程 8 3 2 精馏过程工艺计算 9 3 2 1 理论板个数的计算 9 3 2 2 塔板设计计算 12 第 4 章 再沸器的设计 19 4 1 再沸器的选型及设计条件 19 4 2 估算设备尺寸 20 4 3 传热能力校核 20 4 4 循环流量的校核 23 第 5 章 辅助设备的设计 27 第 6 章 管路设计 32 第 7 章 控制方案 33 参考文献 38 附表一 主要符号说明 35 附表二 核算假设塔板数数据 38 3 第第 1 1 章章 任务书任务书 设计条件设计条件 1 工艺条件 饱和液体进料 进料乙烯含量 65 摩尔分数 下同 f x 塔顶乙烯含量 99 釜液乙烯含量 1 总板效率为 0 6 D x W x 2 操作条件 塔顶压力 2 5MPa 表压 加热剂及加热方式 加热剂 水蒸汽 加热方式 间壁换热 冷却剂 液氨 处理量 140 kmol h 回流比系数 R Rmin 1 7 塔板形式 筛板 塔板位置 塔底 安转地点 大连 4 第第 2 2 章章 精馏过程工艺及设备概述精馏过程工艺及设备概述 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 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 该过程是同时传热 传质 的过程 为实现精馏过程 必须为该过程提供物流的贮存 输送 传热 分 离 控制等的设备 仪表 2 12 1 精馏装置流程精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏 使混合气 液两相经过多次混合接触和分离 并进行质量和热量的传递 是混合物中的组分达到高程度的分离 进而得到 高纯度的产品 其流程如下 原料 乙烯和乙烷混和液体 经过料管由精馏 塔的某一位置 进料板处 流入精馏塔内 开始精馏操作 塔底设再沸器加 热釜液中的液体 产生蒸汽通过塔板的筛孔上升 与沿降液管下降并横向流 过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质 釜液定期作为塔底 产品输出 塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流 其余作为塔顶产品输 出精馏塔 2 22 2 工艺流程工艺流程 1 精馏装置必须在实弹的位置设置一定数量不同容积的原料储罐 泵和 各种换热器 以暂时储存 运输和预热 或冷却 所用原料 从而保证精馏 5 装置能连续稳定的运行 2 必要的检测手段 为了随时了解操作情况及各设备的运行状况 及时地发现操作中存在问 题并采取相应的措施予以解决 需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表 以及时获取压力 温度等各项参数 从而间接了解运行情况 另外 常在特 定地方设置人孔和手孔 以便定期检修各设备及检查装置的运行情况 3 调节装置 由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值 都会或多或少随着时间 有所波动 应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节 以保证达到生产要 求 有时还可以根据需求设置双调节 即自动调节和手动调节两种调节方式 并可以根据需要随时进行切换 2 32 3 设备简介及选用设备简介及选用 所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器 1 精馏塔 精馏塔是一圆形筒体 塔内装有多层塔板或填料 塔中部适宜位置设有 进料板 两相在塔板上相互接触时 液相被加热 液相中易挥发组分向气相 中转移 气相被部分冷凝 气相中难挥发组分向液相中转移 从而使混合物 中的组分得到高程度的分离 简单精馏中 只有一股进料 进料位置将塔分为精馏段和提馏段 而在 塔顶和塔底分别引出一股产品 精馏塔内 气 液两相的温度和压力自上而 下逐渐增加 塔顶最低 塔底最高 本设计为筛板塔 筛板的突出优点是结构简单 造价低 塔板阻力小且 效率高 但易漏液 易堵塞 然而经长期研究发现其尚能满足生产要求 目 6 前应用较为广泛 2 再沸器 作用 用以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 本设计采用立式热虹吸式再沸器 它是一垂直放置的管壳式换热器 液 体在自下而上通过换热器管程时部分汽化 由在壳程内的载热体供热 立式热虹吸特点 循环推动力 釜液和换热器传热管气液混合物的密度差 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 3 冷凝器 设计从略 用以将塔顶蒸气冷凝成液体 部分冷凝液作塔顶产品 其余作回流液返 回塔顶 使塔内气液两相间的接触传质得以进行 最常用的冷凝器是管壳式 换热器 精馏塔选用筛板塔 配合使用立式虹热吸式再沸器 7 第第 3 3 章章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计 3 13 1 精馏过程工艺流程精馏过程工艺流程 3 1 13 1 1 分离序列的选择分离序列的选择 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 详见有关参 考书 3 1 23 1 2 能量的利用能量的利用 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 1 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 2 精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况 尽量减少有效能浪费 按照一定的规则 如夹点技术理论 实现能量的匹 配和集成 3 辅助设备 略 4 系统控制方案 略 8 3 23 2 精馏过程工艺计算精馏过程工艺计算 3 2 13 2 1 理论板个数的计算理论板个数的计算 精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键 通过分离计算确定给定 原料达到规定分离要求所需理论级数 进料位置 再沸器及冷凝器的热流量 确定塔顶 塔底以及侧线采出产品的流量 组成 温度及压力 确定精馏塔 内温度 压力 组成及气相 液相流量的分布 在实际工程设计中 通过建 立严格的物料衡算方程 M 气液相平衡方程 E 组分归一方程 S 以 及热量衡算方程 H 即描述复杂精馏塔的基本方程 MESH 基本方程中 热力学性质及由热力学性质决定的关系 如热焓及相平衡关系 由热力学方 程进行推算 根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解 1 1 处理能力及产品质量 处理能力及产品质量 物料衡算及热量衡算 a a 物料衡算 nF q nD q nW q nF q F x nD q D x nW q W x 140 kmol h 0 65 0 99 0 01nF q F x D x W x 解得 91 43 kmol h 48 57 kmol h nD q nW q 塔内气 液相流量 精馏段 R nL q nD q nV q nLnD qq 提馏段 nL q nLnF qq nV q nV q b b 热量衡算 再沸器热流量 rV q V r 9 再沸器加热蒸汽的质量流量 r r R Q G r 冷凝器热流量 cV Q Vr 冷凝器冷却剂的质量流量 c c V21 Q G C t t 2 2 塔板计算 塔板计算 a a 相对挥发度的计算 A A A y K x B B B y K x 1x 设 查 P T K 图得 0 17 D tC 0 99 0 69 AB KK 则 1 435 A B K K 顶 设塔板数为 75 块由经验可知每一块塔板之间的压差是 100mm 2 H O 塔底压力为 2 673MPa PfL PPN hg 顶底 设 查得 0 5 W tC 1 425 1 00 AB KK 则 1 425 底 平均 1 43 2 顶底 b b 回流比的计算 饱和液体进料 q 1 0 65 e 根据此时得到的相对挥发度 由相平衡方程 解得 0 e y 1 1 e e x x e y 3 则 R 1 7 5 30725 min R De ee xy y x min R c c 操作线方程 精馏段操作方程 1 11 D nn xR yx RR 10 0 0 1n y n x 提馏段操作方程 1 nLnFnWW nn nLnFnWnLnFnW qqqqx yx qqqqqqqq 1 08422 0 1n y n x 3 3 核算假设的塔板数 核算假设的塔板数 计算过程包括 给定平均相对挥发度 1 43 精馏段 y1 xD 0 99 直至 xi xf 理论进料位置 第 i 块板 进入提馏段 1 nLnFnWW nn nLnFnWnLnFnW qqqqx yx qqqqqqqq 直至 xn6mm OW h 32 3 2 84 10 h W L E l 堰高取 0 050m 底隙取 0 030m W h b h 溢流强度 0 3600 1 98 42 397m m h w VLh l q 3 此值不大于 100 130 m m h 符合要求 3 6 6 塔板布置及其他结构尺寸的选取 塔板布置及其他结构尺寸的选取 由于 D 0 8 0 9m 采用分块式塔板 取塔板厚度 4mm 整个塔板面积 受液区和降液区面积 2A 0 3534 d 入口安定区和出口安定区 bs 70mm 0 07m 边缘区 bc 50mm 0 05m 选择塔板为单流型 有效传质面积 A a 2221 2 sin x x rxr r 堰长 D 0 732 1 098m w l 堰宽 0 255m d b 0 425 2 sd D xbb r 0 7 2 c D b 求得 1 a A 2 m 筛孔的尺寸和排列 选用三角形排列 开孔率 0 907 0 a A A 2 0 d t 取 d0 6mm t 4 d0 得 0 筛孔总截面积 0 0 A a A 2 m 15 筛孔气速 2 m s 0 u 0 VVs q A 筛孔个数 n 2230 个 0 A 4 2 0 d 7 7 塔板流动性能的校核 塔板流动性能的校核 a a 液沫夹带量的校核 由 0 泛点率 0 7 查得 0 0049 LV F 0 kg 液体 kg 气体 V e 1 VLsL VVsv q q 故不会发生降液管液泛 T H W h d H d d 液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于 3 5s 才能保证液体所夹带气体的释出 6 5s 带气体可以释放 满足要求 dTS A HL e e 严重漏液校核 0 0056 0 13 0 m 液柱 0 h WOW hh h 稳定系数 K 1 698 1 5 2 0 不会发生严 0 u 0 u oo hh0 05514 0 0147 重漏液 8 8 塔板性能负荷图 塔板性能负荷图 a a 过量液沫夹带线 带入数据得 3 2 3 2 3 1 3 101 75 21081 8 W VLh WTVVh l q hHAq 令 0 1 代入关系式 得到 7172 154 127 588 V e VVh q 2 3 VLh q b b 液相下限线 令 2 3 3 2 84 100 006 VLh OW W q hE l 得到 3 37 m3 h VLh q c c 严重漏液线 2 3 0 5 hh Va bcL 式中 a 15940 Ao Co 2701 343 LV 17 b 0 0056 0 13 0 W hh c 0 42 3 3 69 10 w L 所以 2701 343 0 0 VVh q 3 2 VLh q 5 0 d d 液相上限线 保证液体在降液管中有一定的停留时间 令 则降液管最大流量 63 61725 m3 h 5 dT s AH s L 720 VLhTd qH A e e 降液管液泛线 或 显然为避免降 dTOW HHH TOWWOWfd Hhhhhh 液 管发生液泛 应使 0 6 160 显热段管长与管径之比大于 50 时 用式 Re 4 10Pr i 计算显热段传热管内表面传热系数 3032 8337W m2 K 0 80 4 0 023 i i RePr d i c c 计算管外冷凝表面传热系数 o 计算蒸汽冷凝的质量流量 Dc Q c 0 5905kg s 计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量 M 为 21 M 0 9062 92 0 0 038 93 计算冷凝液膜的 4M 1064 5730 该再沸器传热面积合适 100 C CP A AA H 4 44 4 循环流量的校核循环流量的校核 1 1 循环系统的推动力 D CDbtpt p PLlg 23 当时 用式计算 Lockhat 3 e xx 0 90 50 1 1 ttVbbV Xxx Martinell 参数 3 5374 tt X 用式计算两相流的液相分率 0 37752 20 5 211 tt L tttt X R XX L R 用式计算时两相流平均密度 166 8885kg m3 1 tpVLbL RR 3 e xx tp 当时 用式计算 Lockhat Martinell 参 e xx 0 90 50 1 1 ttVbbV Xxx 数 1 13077 tt X 用式计算两相流的液相分率 0 22166 20 5 211 tt L tttt X R XX L R 用式计算的两相流平均密度 112 0233kg m3 1 tpVLbL RR e xx tp 式中 值 参照表 p98 表 3 19 并根据焊接需要取 D CDbtpt p PLlg l 为 0 8 于是计算的循环系统的推动力为 4809 91Pa D P 2 2 循环阻力 a a 管程进口管阻力的计算 1 p 2 1 2 i i ib L G p D 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速 377 696 kg s 2 4 t i W G D G 用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数 39 i i b DG Re i Re 用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 2 0 0254 0 3426 0 2540 1914 i i i D L D 35 0425m i L 用式计算进口管内流体流动的摩擦系数 0 0 38 0 7543 0 01227 i i e R 用式计算管程进口管阻力 330 477 Pa 2 1 2 i i ib L G p D 1 p 24 b b 传热管显热段阻力的计算 2 P 2 2 2 BC ib LG P d 用式计算釜液在传热管内的质量流速 475 318 kg s 2 0 785 i iT W G d N G 用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 04 i b DG Re Re 用式计算进口管内流动的摩擦系数 0 0 38 0 7543 0 01227 e R 用式计算传热管显热段阻力 58 5254 Pa 2 2 2 BC ib LG P d 2 P c c 传热管蒸发段阻力 的计算 3 P 333 1 41 44 VL P DP DP 汽相流动阻力的计算 3V P 2 3 2 CDV VV iV LG P d 釜液在传热管内的质量流速 475 318 kg sG 当 2 3 e x x 用式计算汽相在传热管内的质量流量 57 0382 kg s V GxG V G 用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数 796 iV V V d G Re V Re 用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数 0 01962 0 38 0 7543 0 01227 V V Re V 用式计算传热管内汽相流动阻力 75 3148Pa 2 3 2 CDV VV iV LG P d 3V P 液相流动阻力的计算 3L P 2 3 2 CDL LL ib LG P d 用式计算液相在传热管内的质量流速 418 2801 kg s VL GGG L G 用式计算液相在传热管内的流动雷诺数 84 iL L b d G Re L Re 用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数 0 0 38 0 7543 0 01227 L L Re L 25 用式计算传热管内汽相流动阻力 285 779Pa 2 3 2 CDL LL ib LG P d 3L P 用式计算传热管内两相流动阻力 2480 844Pa 333 1 41 44 VL P DP DP 3 P d d 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 4 P 2 4 b PG M 管程内流体的质量流速 釜液在传热管内的质量流速 475 32kg sG 用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数 22 1 1 1 ebe LVL xx M RR 2 5061M 用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 2 4 b PG M 1466 83Pa 4 P e e 管程出口阻力的计算 5 P 气体流动阻力的计算 5V P 2 5 2 V VV iV GL P d 用式计算管程出口管中汽 液相总质量流速 167 865 kg s 0 t W G s G 用式计算管程出口管种种汽相质量流速 30 2157 kg sxGGV V G 用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当 1914 0 254 0 3426 0 0254 0 2 i i D D L 量长度之和 52 2768mL 用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数 8 iV V V d G Re V Re 用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数 0 0 38 0 7543 0 01227 V Re V 用式计算管程出口管汽相流动阻力 7 6748 Pa 2 5 2 V VV iV GL P d 5V P 26 液体流动阻力的计算 5V P 5 2 L LL iL LG P d 用式计算管程出口管种种汽相质量流速 137 6492 kg s VL GGG L G 用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数 iL L L d G Re L Re 用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数 0 0 38 0 7543 0 01227 L Re L 用式计算管程出口管汽相流动阻力 45 8907 Pa 2 5 2 L LL iL LG P d 5L P 用式计算管程出口阻力 331 561Pa 555 1 41 44 VL P DP DP 5 P f f 计算系统阻力阻力 4668 24Pa f P 12345 PPPPP f P 循环推动力与循环阻力的比值为 1 03 D P f P D f P P 循环推动力略大于循环阻力 说明所设的出口汽化率 0 18 基 D P f P e x 本正确 因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求 第第 5 5 章章 辅助设备的设计辅助设备的设计 5 15 1辅助容器的设计辅助容器的设计 容器填充系数取 0 7k 5 1 15 1 1 进料罐 低温贮料 进料罐 低温贮料 0 乙烯 L1 346kg m3 乙烷 L2 402kg m3 27 压力取2 63MPa 由上面的计算可知 进料 65 63 4 f X f W 平均密度 100 63 4 346 36 6 402 364 6kg L 3 m 进料质量流量 4018kg h mF q 取停留时间 取2天 即 48h 进料罐容积 755 7m3 圆整得760 mF L q V k 3 m 5 1 25 1 2 回流罐 回流罐 20 20 液相回流量 485 28 13580 kg h mL q 近似取 L 398kg m3 取停留时间为 0 5 h 24 4 圆整后取 25 m3 mL L q V k 5 1 35 1 3 馏出产品罐馏出产品罐 取产品停留时间为 2 天 即 48 h 91 43 kmol h nD q V 441 1 m3 圆整为 450 m3 mD L q k 5 1 45 1 4 釜液罐釜液罐 取停留时间为 5 天 即 120 h 48 57 kmol h nW q 594 4 m3 圆整取 600m3 mW L q V k 贮罐容积估算表 序号位号名称停流时间 h容积 m3 28 1V 101进料罐48760 2V 102回流罐0 525 3V 103塔顶产品罐48450 4V 104釜液罐120600 5 25 2 泵的设计泵的设计 5 2 15 2 1 进料泵进料泵 两台 一用一备 管路直径 d 0 065m 流体流速 u 0 5 m s 流体密度 364 6 kg m3 粘度 0 091 mPa s 取 0 25mm 相对粗糙度为 d 0 003 Re 1 302 5 10 du 查得 0 024 取管路长度为 l 80m 取 90 度弯管 4 个 0 75 截止阀 1 个 7 文 氏管流量计 1 个 则 2 496m f h 2 2 e lluP dgg 取 50m Z 则 52 51 m 2 2 f f P u HeZh gg 29 5 973 m3 h 2 3600 4 d u Q 选取泵的型号为 SJA 扬程为 17 220m 流量为 5 900m3 h 5 2 25 2 2 回流泵回流泵 两台 一用一备 取液体流速 u 0 5m s 液体密度 398kg m3 黏度 0 098mPa s 取d 0 128m 0 2 相对粗糙度 d 0 0016 则Re du 查得 0 0225 取管路长度 l 100m 取90度弯管4个 0 75 截止阀一个 文氏管流量计1个1 个 7 m g pc g u d le hf6 3 2 1 2 取mZ32 mhf g u g pf ZHe 1 36 2 2 23 2m3 h VL q 选取泵的型号 100F 57 5 2 35 2 3 釜液泵釜液泵 两台 一用一备 管路直径 d 0 02m 30 流体流速 u 0 3 m s 流体密度 364 6 kg m3 粘度 0 091 mPa s 取 0 2 相对粗糙度为 d 0 01 Re 2 4 104 du 查得 0 033 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 2 39456m f h 2 2 e lluP dgg 取 5 2 m 则 2 8mZ 2 2 f f P u HeZh gg 0 34 m3 h 2 3600 4 d u Q 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 5 3 传热设备传热设备 5 3 15 3 1 冷却器和塔顶冷凝器的集成冷却器和塔顶冷凝器的集成 入口出口 塔顶产品温度 K 256 15263 2 塔底产品温度 K 273 15263 4 传热温差 8 6K 12 12 ln m tt t tt 管内液体流率 140kmol h nF q 31 平均摩尔质量 28 7 65 2835 30 100 M kg kmol 则传热量KWQ77 493600 8 9 7 281404550 取K 600 则传热面积为 9 6 圆整后得 A 10m2 m Q A K t 5 2 25 2 2 釜液冷却器 釜液冷却器 入口出口 塔顶产品 K 263 15273 15 釜液 K 273 15277 15 传热温差 5 4K 12 12 ln m tt t tt 传热量KWQ357 133600 8 9 7 2857 483520 取 K 600 则传热面积为 4 1 m2 圆整后取 A 5 m2 m Q A K t 第第 6 6 章章 管路设计管路设计 进料管线取料液流速 u 0 5 m s 进料乙烯 摩尔质量 65 M 0 65 28 0 35 30 28 7 f x 质量分数为 65 28 65 28 35 30 100 63 4 进料密度 364 6 kg m3 则 d 0 088m 4 VF q u 32 取管子规格为 102 7 其他各处管线类似求得 管子名称 管内液体流速 m s 管线规格 mm 进料管 0 5 102 7 塔顶蒸气管 15 152 14 塔顶产品管 0 5 83 7 5 回流管 0 5 180 11 釜液流出管 0 5 60 5 仪表接管45 2 5 塔底蒸汽回流管 15 121 6 5 第第 7 7 章章 控制方案控制方案 精馏塔的控制方案要求从质量指标 产品产量和能量消耗三个方面进行 综合考虑 精馏塔最直接的质量指标是产品浓度 由于检测上的困难 难以 直接按产品纯度进行控制 最常用的间接质量指标是温度 系统控制方案系统控制方案 33 序号位置用途控制参数介质物性 L kg m3 1FIC 01 进料流量控制 0 3000kg h 乙烷 乙烯 L 392 2FIC 02 回流定量控制 0 1500kg h 乙烯 L 386 3PIC 01 塔压控制 0 3MPa 乙烯 35 0 V 4HIC 02 回流罐液面控制 0 1m 乙烯 L 386 5HIC 01 釜液面控制 0 3m 乙烷 L 402 6TIC 01 釜温控制 5 6 乙烷 L 402 系统所需的主要设备及主要参数系统所需的主要设备及主要参数 序 号 位号设备名称形式主要结构参数 或性能 操作条件 1T 101 乙烯 乙烷精 馏塔 筛板塔 D 1500mm Np 72 H 45m 操作温度 t 4 操作压力 P 2 6Mpa 2E 101 原料预热器 34 3E 102 塔 T 101 顶冷 凝器 4E 103 塔 T 101 再沸 器 5E 104 塔顶产品冷却 器 6E 105 塔底产品冷却 器 7P 101 进料泵 2 台离心泵乙烯 乙烷混合 液 8P 102 釜液泵 2 台离心泵乙烷液 9P 103 回流泵 2 台离心泵乙烯液 10P 104 塔顶产品泵 2 台 离心泵乙烯液 11P 105 塔底产品泵 2 台 离心泵乙烷液 12V 101 原料中间罐卧式 13V 102 回流罐卧式 14V 103 塔顶产品罐立式常压 15V 104 塔底产品罐立式常压 16V 105 不合格产品罐立式常压 35 参考资料参考资料 1 化工原理 上册 2 化工原理 下册 3 化工单元过程及设备课程设计 匡国柱 史启才主编 化学工业出版 社 2002 年 4 化学化工物性数据手册 刘光启 刘杰主编 化学化工出版社 2002 年 5 石油化工基础数据手册 卢焕章 化学工业出版社 1982 年 附表一附表一 主要符号说明主要符号说明 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 m2 FLV 两相流动参数 Ad 降液管截面积 m2 G 质量流量 kg h A0 浮阀塔板阀孔总截面积 m2 Hd 降液管内清液层高度 m AT 塔截面积 m2 d H 降液管内泡沫层高度 m b 液体横过塔板流动时的平均 HT 塔板间距 m 36 宽度 m b 塔板上边缘区宽度 m hb 降液管底隙 m bd 降液管宽度 m uf 液泛气速 m s bs 塔