化工原理课程设计之苯项目设计方案.doc

化工原理课程设计之苯项目设计方案第2章 设计方案的确定2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备，蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中已连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏时通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率很低，为此，中确装置流程时应考虑余热的利用，譬如，用原料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接塔原料外，也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝气，分凝器全凝气两种不同的设备。工业上以采用全凝气为主，以便于准确的控制回流比，塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。2.1.2操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗2.1.3进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，为设计和制造上提供了方便。2.1.4加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。但在本次课程设计中对于甲醇-水的二元混合液，甲醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯甲苯溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.1.5冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.1.6回流比的选择回流比是精馏操作中的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择合适的回流比，也可参考同类生产的经验值，必要时可迭用若干个R值，利用吉利兰图求出对应的理论板数N,作出R/Rmin -(R+1) N曲线，从中找出适宜的回流比R。本次设计任务是分离甲醇-水混合物，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入精馏塔内，塔顶上的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经塔顶产品冷却器冷却后送至储罐，该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1.7热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程1，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。2.2.3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。 () 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，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.053第3章 精馏塔的工艺设计3.1全塔物料衡算原料液、塔顶产品的摩尔分数： 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量： 物料衡算进料处理量： D=F/=0.9916.15780.4402/0.9830=7.1634 kmol /h总物料衡算：F=D+W塔底产品处理量：W=F-D=8.9944 kmol /h轻组分物料衡算：16.1580.4402=7.16340.9830+8.9944=0.0079064塔顶产品的摩尔分数：表8 原料液、馏出液及釜液的含量与温度结果名称原料液（F）馏出液（D）釜液（W）a/%4098X(摩尔分数)0.44020.98300.0079064平均摩尔质量（kg/kmol）85.95878.34892.0193.2相平衡方程、操作线方程的确定所谓理论板就是指离开某块塔板的气液两相互成平衡，且塔板上的液相组成也是均匀的。相对挥发度的求解,由于苯-甲苯为理想体系，所以由表7计算相对挥发度，解得：=2.448气液平衡线方程为：y=2.448x/(1+1.448x)(因为是泡点进料)，则带入平衡线方程解得，=0.6581最小回流比：Rmin =(-)/()=（0.9830- 0.6581）/(0.6581-0.4402)=1.49取操作回流比为R=1.5Rmin =1.51.49=2.24精馏段的气、液相负荷：L提馏段的气、液相负荷： 精馏段操作线方程：=+=0.691x+0.303提馏段操作线方程：=1.388x-0.003063.3理论塔板数确定通过逐板计算法，先交替使用精馏段操作线方程和相平衡方程计算，直到,再交替使用提馏段操作线方程和相平衡方程计算，直到x结果见下表y0.983 0.966 0.939 0.899 0.845 0.780 0.712 x0.959 0.921 0.863 0.785 0.691 0.592 0.502 板数12345670.650 0.596 0.519 0.421 0.315 0.217 0.138 0.082 0.432 0.376 0.306 0.229 0.158 0.102 0.061 0.035 891011121314150.046 0.024 0.011 0.019 0.010 0.004 x18=0.0040.02m同理，精馏段的，=0.000659/(0.560.07）=0.0258m两者皆不小于0.02m所以，合理。选用凹形受液盘，深度为60mm4.2塔板布置（1）取塔板分布数为：4（2）边缘区宽度的确定： (3)开孔区面积计算故(4)筛孔数n与开孔率： 图4 塔板筛孔布置图4.3精馏段流体力学性能验算4.3.1塔板压降核算(1）干板阻力计算筛孔 (4.18)(2）气体通过液层的阻力(）(3）液体表面张力阻力计算 气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计，气体通过每层塔板的液柱高度： 气体通过每层的压力降为：(设计允许）4.3.2液体降液管里停留时间核算停留时间大于35秒，故本设计合理。4.3.3过量液沫夹带核算液沫夹带量由式计算4.4提馏段流体力学性能验算4.4.1塔板压降核算（1）干板阻力计算筛孔 干板阻力由式计算由，查干筛孔的流量系数图得 （2）气体通过液层的阻力查充气系数关联图得 （3）液体表面张力阻力计算 气体克服表面张力照成的阻力很小可以忽略不计气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即气体通过每层的压力降为： 可见设计符合要求4.4.2液体降液管里停留时间核算应保证液体在降液管内的停留时间大于秒，才能使液体所夹带的气体放出。 故而停留时间大于3到五秒，故本设计合理。4.4.3过量雾沫夹带核算 液沫夹带量由式计算故本设计液沫夹带量在允许范围内，雾沫夹带量满足要求。4.5塔板精馏段的负荷性能图4.5.1漏液线：由 得 ：整理得 在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中：表9 精馏段漏液数据点0.4771.52.53.54.54.8040.101910.105910.108860.111360.113560.114224.5.2液沫夹带线：取 为极限,由 整理得：在操作范围内,任取几个 值, 依上式计算 值结果列于表中表10 精馏段液沫夹带数据点0.4771.52.53.54.54.8040.87730.82770.79000.75720.72730.71874.5.3液相负荷下限：() 对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准.由式取E=1,则由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限.4.5.4液相负荷上限：以作为液体在降液管中停留时间,由式 故由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4.5.5液泛线Hd=()由，得其中带入数据精馏段所以精馏段在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中：表11 精馏段液泛数据点0.4771.52.53.54.54.8040.37490.35940.34720.33610.32560.3225根据以上各线，作出精馏段的气液负荷图，如图所示： 图5 精馏段负荷性能图在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故精馏段操作弹性为：，符合工艺要求。4.5塔板提馏段的负荷性能图4.5.1漏液线整理得 在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中：表12 提馏段漏液数据点0.4771.52.53.54.54.8040.093930.097700.100460.102820.104900.10550由上表数据即可作出漏液线4.5.2液沫夹带线取 为极限,由 在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中：表13 提馏段漏液数据点0.4771.52.53.54.54.8040.87760.82890.79200.75970.73050.722154.5.3液相负荷下限对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准.由式取E=1,则由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限4.5.4液相负荷上限 ()以作为液体在降液管中停留时间,由式 故由此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4.5.5液泛线Hd=()由，得其中带入数据提馏段提馏段在操作范围内,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中：表14 提馏段漏液数据点0.4771.52.53.54.54.8040.35450.35480.35500.35520.35540.3555根据以上各线，作出精馏段的气液负荷图，如图所示：图6 提馏段气液负荷性能图在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知 故精馏段操作弹性为：，符合工艺要求。第5章 板式塔的结构5.1塔体结构5.1.1筒体 查文献4筒体壁厚选6mm，材质无缝钢管，封头由公称直径1.2m，选用6mm的Q-235R钢板制作5.1.2封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1200mm，查文献4得曲面高度h=300mm，直边高度，内表面积F=1.712 m2,容积V=0.271m3,选用封头Dg12006，JB5.1.3塔顶空间 塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中的液滴夹带，必要是还可节省破沫装置，其高度应大于板间距为（1.5-2.0）HT,因此塔塔径较大，HD可适当增大，故取HD=0.72m。5.1.4塔釜釜液体积流量为Ls m3/s，取釜液在釜内的停留时间6min，装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径D=1:2。塔釜液量 m3=0.8244m3塔釜体积 m3=1.6488 m=1.6133塔釜高度 m5.1.5人孔一般每隔68层塔板设艺人孔（安装检修用），人孔处的板间距最小为600mm时,人孔直径一般为450600mm,其伸出塔体的简体长200250mm,人孔中心距操作平台为8001200mm。本设计取3个人孔，每个直径为500mm，设置人孔板间距为500mm，伸出塔体筒体长为200mm，人孔中心距操作平台400mm。5.1.6支座提馏段的塔体采用裙座支撑，塔径为0.8m，圆筒形基础环内径比值取1.4；基础环内径：；基础环外径比值取1.5；基础环外径：圆整后取 无再沸器，裙座高度取3m。5.1.7塔高塔高包括塔的有效高度，顶部空间和底部空间高度以及塔裙座高度。对于板式塔来说，有效高度等于实际塔板数与塔板间距的乘积。考虑人孔，进、出接管要求，调整所在位置的板间距。精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m故精馏塔的有效高度为塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为33块，板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：考虑到裙座高度3.0米，总计高度Z=19.05+3.0=22.05米5.2塔板结构本塔采用分块式塔板，分块式塔板的结构型式目前推荐采用自身梁及槽式塔板，它们具有结构简单，便于制造和安装，刚度好的优点。塔盘上的板块，根据其效能和形状可分为矩形板，弓形板及通道板三种。矩形板和弓形板都带有翻边式的自身梁，梁和板构成一个整体。矩形板的一个长边有自身梁，另一长边无自身梁。弓形板的弦边做成自身梁，其长度与矩形板相同。通道板为无自身梁的一块平板，其上有把手，便于拆卸，在安装检修时为塔内的通道。参考文献3由于塔直径D=800mm，需采用分块式塔板三块（其中两块弓形板，矩形板一块）。表15 塔板分块数与塔径的关系第6章 精馏装置的附属设备6.1冷凝器和再沸器传热面积计算6.1.1塔顶冷凝器t=80.54t=80.54t=45t=35 塔顶tD=80.54，查物性手册4得：气化潜热： 对塔顶冷凝器做热量衡算 取K=450查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管，管长4.5m，管数216根，6管程，公称直径600mm6.1.2塔釜再沸器设加热蒸汽温度为130t=110.196t=110.196t=130t=130塔底110.196，查图， 取K=1000查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管，管长3m，管数430根，6管程，公称直径800mm6.1.3进料预热器t=25t=93.74t=130t=130查比热容共热曲线t=25, t=92.40, 本操作物系为水蒸气加热有机溶剂，取K=1000查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管，管长1.5m，管数76根，4管程，公称直径400mm6.1.4塔顶产品冷凝器t=80.54t=40t=45t=35估计产品冷却到40，当t=80.75, t=40,取K=450查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管，管长3m，管数94根，2管程，公称直径400mm6.1.5塔底产品冷凝器t=110.196t=40t=45t=35估计产品冷却到40当t=110.196, t=40,取K=450查管式换热器系列标准得，应选择碳钢管，管长6m，管数76根，4管程，公称直径400mm6.2冷却水和加热蒸汽消耗量6.2.1冷却水t=35下，t=45下，6.2.2蒸汽t=130下， 6.3管线材质尺寸确定6.3.1原料进料管取原料液进料流速查普通无缝钢管表5得，选用型普通无缝钢管，则实际流速u=6.3.2原料预热气进管6.3.3原料预热器水流出管6.3.4塔顶采出管6.3.5塔顶冷凝器冷却水流出管6.3.6塔顶采出冷凝后料液管6.3.7塔顶产品冷凝冷冻水进管6.3.8塔顶产品采出管6.3.9回流管 6.3.10塔釜采出管6.3.11再沸器进料管6.3.12再沸器蒸汽管6.3.13再沸器水流出管6.3.14塔釜回流经再沸器后进料气管6.3.15塔底产品冷凝冷冻水进管6.3.16塔釜产品采出管 表16 各根管子选型汇总表：序号项目尺寸大小序号项目尺寸大小1原料进料管573.59回流管573.52原料预热器进管89410塔釜采出管7643原料预热器水流出管25311再沸器进料管7644塔顶采出管245712再沸器蒸汽管19465塔顶冷凝器冷却水流出管1594.513再沸器水流出管383.56塔顶采出后料液管573.514塔釜回流经再沸后进料管24577塔顶产品冷凝冷却水进管573.515塔底产品冷凝冷冻水进管8948塔顶产品采出管383.516塔釜产品采出管453.56.4离心泵的选型设原料罐 进料板 d=0.05m t=25，查有机物密度表得进料管选用普通无缝钢管查摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度的关系图，得 取管长为=180m（包括当量长度），原料液进料管管型为573.5，则输送流量查IS型离心泵性能表，选用IS50-32-160型离心泵能够满足操作要求。其输送流量为12.5m/s,扬程为32m。第7章 接管尺寸的确定7.1塔顶蒸汽出料管采取直管出料，取 则：选取规格的热轧无缝钢管7.2塔底蒸汽出料管的计算与选择采用直管进气，取 则：选取规格的热轧无缝钢管7.3进料管的计算与选择 取 故： 所以由附录得，输送液体用无缝钢管常用规格品种，选取规格的热轧无缝钢管。取回流速度为0.5m/s，D=0.05867.4回流管的计算与选择采用直管回流，取 则:选取规格的热轧无缝钢管7.5塔底液相出塔管的计算与选择采取直管出料，取 则：选取规格的热轧无缝钢管第8章 设计主要结果一览表表17 主要设计结果一览表序号符号意义符号单位计算结果精馏段提馏段1回流比R2.242平均温度tm87.14101.9683平均黏度cPa0.290450.263854平均流量气相Vsm3/s0.18550.17835液相Lsm3/s0.0006590.001016理论塔板数NT块7117实际塔板数N块14198塔有效高度Zm6.38.19塔径Dm0.80.810板间距HTm0.450.4511塔板溢流形式单流型单流型12空塔气速um/s10.3929.98813溢流装置溢流管形式弓形弓形14溢流堰长度wm0.560.5615溢流堰高度hwm0.0525650.0501116板上液层高度hLm0.060.0617堰上液层高度howm0.0074350.098918安定区宽度Wsm0.070.0719弓形降液管宽度Wdm0.120.1220开孔区到塔壁距离Wcm0.040.0421开孔区面积Aam20.28420.284222阀孔直径dm0.0050.00523筛板个数n个1463146324筛孔气速u0m/s10.3929.98825开孔率，%6.286.2826孔心距tmm191927塔板压降PPa70070028液体在降液管内停留时间ts29.171929底隙高度h0m0.030.0330泛点率，%465231液相负荷上限Ls，maxm3/s0.354035432液相负荷下限（Ls）minm3/s0.110.09434操作弹性3.23.77第9章 符号说明Aa塔板开孔区面积，m2； Af降液管截面积，m2； A0筛孔总面积，m2； AT塔截面积，m2； C0流量系数，无因次； C计算umax时的负荷系数，m/s；Cs气相负荷因子，m/s； d0筛孔直径，m；D塔径，m；eV液沫夹带量,kg(液)/kg(气)； E液流收缩系数，无因次;F气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； hl进口堰与降液管间的水平距离，m； hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m： hl与板上液层阻力相当的液柱高度，m； hL板上清液层高度，m； h0降液管的底隙高度，m； 堰上液层高度，m； 溢流堰高度，m； h与克服的压降相当的液柱高度，m； H板式塔高度; Hd降液管内清液层高度，m； HT塔板间距，m； K稳定系数，无因次； lW堰长，m； Lh液体体积流量，m3/h； LS液体体积流量，m3/s； n筛孔数目； NT理论板层数； P操作压力，Pa； P压力降，Pa； t筛孔的中心距，m； u空塔气速，m/s； u0气体通过筛孔的速度，m/s； u0.min漏液点气速，m/s； u0液体通过降液管底隙的速度，m/s； VS气体体积流量，m3/s