处理万吨丙酮水连续精馏塔设计

1、化工单元课程设计题目： 年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计 学 院 化 学 学院 专业班级 制药一班 学生姓名 学生学号 041203119 指导教师 高 芳 2013年10月15日 设计任务书一、设计题目 年处理4万吨丙酮-水连续精馏塔设计 二、设计条件生产时间8000小时,处理量4万吨/年，进料含丙酮55%塔顶操作压力常压（绝压） 塔顶采用全凝器，泡点回流 塔釜为饱和蒸汽间接加热 筛板塔精馏设计塔顶产品丙酮浓度不低于98%（质量分率） 塔底釜液丙酮不高于1%（质量分率）三、设计任务完成精馏塔的物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算。绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图。撰写

2、设计说明书。 目 录摘要1第一章 绪论21.1设计方案的选择21.2流程设计31.3主要设计任务4第二章 精馏塔的工艺设计52.1产品浓度的计算52.2平均相对挥发度的计算62.3最小回流比的计算的适宜回流比的确定62.4物料衡算72.5精馏段和提馏段操作线方程72.6逐板法确定理论板数及进料位置82.7全塔效率的计算82.8实际塔板数及加料位置的计算9第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算103.1物性数据计算103.2精馏塔的主要工艺尺寸的计算163.3精馏塔流体力学校核203.4塔板负荷性能图23第四章 热量衡算284.1塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷284.2公用工程的用量30第五章 塔

3、的辅助设备的设计计算315.1冷凝器和再沸器的计算与选型315.2泵的设计选型325.3回流罐的设计34结论35结束语36参考文献37主要符号说明38附录40摘要本次化工单元设计主要是丙酮-水连续精馏塔设计，包括精馏塔的物料衡算、热量衡算、精馏塔工艺尺寸计算和塔辅助设备的设计计算。精馏塔设计中理论板数6块板，实际板数16块板，全塔效率为31.25%。精馏塔流体力学验证，证明了精馏塔可以正常操作。由漏液线、液沫夹带线、液相负荷下限、液相负荷上限、液泛线等画出塔板负荷性能图，分别得出精馏段和提馏段的操作弹性为8.25和4.364，精馏塔可在正常范围内操作。关键词：丙酮-水、连续精馏、筛板塔、工艺设

4、计第一章 绪论1.1设计方案的选择 1.1.1塔设备的类型塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质设备，根据塔内气液接触构件的结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体一鼓泡或喷射形式穿过板上的液层进行传质与传热，塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两大类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有以下几种： 泡罩塔板 泡罩塔板是最早在工业上大规模应用的板型之一，有成熟的设计方法和操作经验。气体接触良好，操作弹性范围大，而且耐油污、不易堵塞。20世纪上半叶，随着化学工业、炼油与石油 化学工业的高速发展，在生产中大量应用着蒸

5、馏、吸收等气液两相传质操作。 筛孔塔板 筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上液面落差小板效率高。 浮阀塔板浮阀塔板上开有定形状的阀孔(圆形或矩形)，孔中安有可上下浮动的阀片有圆形、矩形、盘形等，从而形成不同型式的浮阀塔板。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低塔板开孔率大，其缺点是处理结焦、高粘度物系是，阀片易与塔板粘结，在操作过程中会发生卡死等现象，使塔板操作弹性下降。在本设计中采用的是筛板塔。 1.1.2操作条件确

6、定操作压力的选取精馏塔操作可在常压、减压和加压中进行，精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增加，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压精馏。丙酮-水系统在常压下相对挥发度较大，故本设计采用常压精馏。加料热状况 泡点进料，q=1 加热方式采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，一般经验值为R=(1.12.0)Rmin 。 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷凝温度要求不低于30，常用的冷却剂是水和空气，工业上多用

7、冷却水，冷却水可以是江、河及湖水，受本地气温限制，冷却水一般为1025，故本设计选用25的冷却水，选升温10，即冷却水的出口温度为35。塔釜加热介质的选择常用的加热介质有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸汽是一种应用最广泛的加热介质，由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热速度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适用于高温加热，烟道气的缺点是是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难，本设计选用300KPa（温度为133.3）的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 1.1.3换热器的选择换热器是许多工

8、业部门的通用工艺设备，尤其是石油、化工生产中应用更为广泛，在化工厂中换热器可作为加热器、冷却器、蒸发器和再沸器等。列管换热器是目前化工生产中应用最广泛的一种换热器，它的结构简单、坚固、制造容易，材料广泛，处理能力大，适用性强，尤其是在高温高压下较其它换热器更为适用，是目前化工厂中主要的换热设备，列管换热器的类型主要有一下几种：固定管板式换热器 浮头式换热器 U形管式换热器 填料函式换热器 其中固定管板是换热器的优点是结构简单、紧凑、制造成本低；管内不易结垢，即使产生污垢也便于清洗。 缺点是壳程检修困难主要适用于壳体和管束温差小，管外物料比较清洁，不易结垢的场合。所以在本设计中采用固定管板式换热

9、器中的列管换热器，管外走气体，管内走液体。1.1.4泵的选择化工用泵主要有离心泵、往复泵、回转式泵、旋涡泵等。由于离心泵具有宽范围宽流量和宽扬程等特点，且范围适用于轻度腐蚀性液体多种控制选择流量均匀、运转平稳、振动小，不需要特别减震的基础，设备安装、维护检修费用较低等，故本设计采用离心泵。1.2流程设计1.2.1流程叙述丙酮-水物料从储罐V0101出来，由泵P0101打入换热器E0101，经过换热器加热到61.275后进入精馏塔T0101进行分离，在塔釜的采出主要是水，其中一部分经再沸器E0102回到精馏塔T0101，一部分由产品泵P0103打入釜液冷却器E0105,冷却到30后进入釜液储罐V

10、0104，塔顶采出丙酮，经全凝器E0103后产品进入回流罐V0102，一部分由回流泵P0102再次打入精馏塔T0101，一部分经产品冷却器E0104冷却到30后进入产品储罐V0103。 1.2.2流程示意图图1-1工艺流程图1.3主要设计任务完成精馏塔的物料衡算、热量衡算和设备设计计算及辅助设备设计选型计算。绘制生产工艺流程图、精馏塔设计条件图。撰写设计说明书。第二章 精馏塔的工艺设计2.1产品浓度的计算2.1.1液相浓度计算将各项组成由质量分数换算为摩尔分数：=55% =27.5%=98% =93.83%=1% =0.31%2.1.2温度计算由附表1中数据，利用插值法求得、进料温度：= =6

11、1.275塔顶温度：= =57.117塔底温度: = =97.737精馏段平均温度：=59.196提馏段平均温度：=79.506全塔平均温度:=72.0432.1.3气相组成计算=57.117 =61.275 =97.737: = =95.64%: = =82.63%: =7.84%精馏段：液相组成：气相组成：提馏段：液相组成：气相组成：2.2平均相对挥发度的计算根据=由 =0.275 =0.8263: = = =12.54由 =0.9383 =0.9564: = = =1.442由 =0.0031 =0.0784: = 精馏段平均相对挥发度：= 提馏段平均相对挥发度：= 全塔平均相对挥发度：

12、已知相对挥发度可得出平衡方程： 2.3最小回流比的计算的适宜回流比的确定利用解析法求最小回流比泡点进料时则有适宜回流比R=2×0.175=0.352.4物料衡算已知数据：丙酮的摩尔质量 =58kg/kmol,水摩尔质量=60kg/kmol=0.275 =0.9383 =0.0031 原料处理量总物料流量衡算塔底物料流量衡算：解得： 塔顶产品的相对分子质量： 塔顶产品质量流量： 塔釜产品的相对分子质量： 塔釜产品质量流量： 2.5精馏段和提馏段操作线方程已知： =0.275 =0.9383 =0.0031 带入数据得出精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：2.6逐板法确定理论板数及进料位

13、置已知：平衡方程： 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 利用逐板法求理论板如下：精馏方程 <,所以第二块板为进料板，下面进入提馏段 提馏提馏提馏 因为,所需总理论板数为6块（包快再沸器），第2块为进料板，精馏段1块板，提馏段5块板。2.7全塔效率的计算2.7.1粘度计算已知： 根据附表2中数据，利用插值法求得： : : : 精馏段粘度：=提馏段粘度：=2.7.2板效率计算板效率可用奥康奈尔公式 式中：-塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 -塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.s精馏段 =所以 块提馏段= =所以 全塔效率2.8实际塔板数及加料位置的计算得出全塔共16块板（包括再沸器）

14、，进料位置是第3块板。第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.1密度计算已知：混合液体密度：（为质量分数，为平均相对分子质量） 混合气体密度：已知：=57.117 =61.275 =97.737 =0.9564 =0.8263 =0.0784 可求出精馏段和提馏段的气液相摩尔组成精馏段： 提馏段： 根据附表3中数据，利用插值法求得在、下的丙酮和水的密度= = 由以上数据可求出： 精馏段平均密度:提馏段平均密度:3.1.2摩尔组成计算3.1.3操作压力计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板操作压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.1.4混合液体表面张力计算二元有机物-

15、水溶液表面张力可用以下公式计算（丙酮q=2） 式中： 注：下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分，、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力，对于丙酮q=2。 已知：=57.117 =61.275 =97.737根据附表4数据 ，利用插值法求得在、下的丙酮和水的表面张力丙酮在塔顶、塔底、进料的表面张力 塔顶表面张力：= = =联立方程组： 带入数据求得： 原料表面张力：= = 联立方程组： 代入数据求得 ： 塔底表面张力： = 联立方程组： 代入数据求得： 精馏段的平均表面张力：提馏段的平均表面张力：3.2精馏塔的主要工艺尺寸的计算3.2.1体积流量的计算已

16、知： 精馏段：已知： 则质量流量：体积流量：提馏段：已知： 则质量流量：体积流量：3.2.2塔径的计算精馏段：由=（安全系数），安全系数=0.60.8，=式中C可由史密斯关联图查出。横坐标数值：由于塔顶压力和进料压力都为常压，所以存在误差，则将0.013取为0.02取板间距,则查图可知： 圆整，横截面积，空塔气速提馏段：横坐标数值：查图可知： 圆整，横截面积，空塔气速精馏塔的有效高度计算： 由于，所以不需要开人孔，故精馏塔的有效高度为3.2.3溢流装置的计算塔径，可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：堰长 取溢流堰高度精馏段：取提馏段：弓形降液管宽度和截面积 由于,查图得出 验

17、算降液停留时间精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可用。降液底隙高度精馏段：取降液底隙的流速则 提馏段：取降液底隙的流速则 3.2.4塔板布置塔板的分块 因为，故塔板可采用分块式，查表可知，塔板可分为3块。边缘区宽度确定 取 开孔区面积计算 开孔区面积，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即 式中， ， , 为角度表示的反函数。 故 筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用鼓泡型筛板塔，的碳钢板，筛孔按正三角形排列，取中心孔距 筛孔数目：式中：-鼓泡区面积， -筛孔的中心孔距， 则：开孔率：气体通过筛孔的气速：精馏段提馏段3.3精馏塔流体力学校核3.3.1塔板压降精馏段：干板阻力

18、由查图得故液柱气体通过液层阻力计算 由查得液柱液体表面张力的阻力计算液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱=提馏段干板阻力由查图得气体通过液层阻力计算 由查得液柱液体表面张力的阻力计算液柱气体通过每层塔板的液柱高度液柱3.3.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。3.3.3液沫夹带精馏段： 故 提馏段： 故3.3.4漏液对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算精馏段： 稳定系数:提馏段： 稳定系数: 3.3.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式关系： 丙酮水属于不发泡物系，取，则精馏段：板上不设进堰口液柱，故在本设计中不会发生液泛现象

19、。提馏段：液柱，故在本设计中不会发生液泛现象。3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液线精馏段： 得：提馏段：在Ls值操作范围内取几个Ls值,依上式计算出Vs值，计算结果见表3-1表3-1 Ls-Vs关系数据精馏段 提馏段 Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0010.2010.00090.19990.0020.21150.0010.20110.0030.220.00150.20670.0040.2270.0020.2115 3.4.2液沫夹带线以 精馏段：整理得：提馏段：整理得：在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果见表3-2表3-2 Ls-Vs关

20、系数据精馏段 提馏段 Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.20.00091.22610.0021.1610.0011.21930.0031.1120.00151.18840.0041.10.0021.1608 3.4.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上高度，作为最小液体符合标准，则=0.0063.4.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限则：3.4.5液泛线令 联立得：忽略，将与、与、与的关系带入上式，并整理得： 式中： 精馏段：将有关数据代人得 最后整理得：提馏段： 整理得：在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果见表3-

21、3表3-3 Ls-Vs关系数据精馏段提馏段Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.2310.00091.20610.0021.17360.0011.20250.0031.14870.00151.18730.0041.1140.0021.1736 由漏液线、液沫夹带线、液相负荷上限线、液限负荷下限线、液泛线分别画出精馏段和提馏段塔板负荷性能图如图3-1、图3-2。图3-1精馏段塔板负荷性能图图3-2提馏段塔板负荷性能图m3/s由图3-1、图3-2可以看出得出： 在任务规定的汽液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置 按固定的液气比，由图可查出塔板

22、的汽相负荷下限=，液相负荷上限精馏段操作弹性：= 提馏段操作弹性：=综上得出结论：精馏塔可正常操作。第四章 热量衡算4.1塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷4.1.1冷凝器的热负荷 式中：塔顶上升的蒸气焓,kJ.kg-1 塔顶馏出液的焓,kJ.kg-1又式中：-丙酮的蒸发潜热,kJ.kg-1 -水的蒸发潜热,kJ.kg-1蒸发潜热与温度的关系: 对比温度,由附表5得出沸点下蒸发潜热可求出以下数据：=57.117时，水的蒸发潜热：丙酮的蒸发潜热： 所以 得出 4.1.2加热器热负荷及全塔热量衡算已知：=57.117 =61.275 =97.737 由附表6得出丙酮和水的比热容，求出以下数据精馏段：丙

23、酮：kJ/(kg.)水：kJ/(kg.)提馏段：丙酮：kJ/(kg.)水：kJ/(kg.)已知：=0.275 =0.9383 =0.0031塔顶流出液的比热容：kJ/(kg.)塔釜流出液的比热容：kJ/(kg.)为了简化计算，现在以进料焓，即61.275时的焓值为基准 对全塔进行热量衡算： 所以由于塔釜热损失为，则所以式中：加热器理想热负荷，kJ/s 加热器实际热负荷，kJ/s 塔顶馏出液带出热量，kJ/s 塔釜馏出液带出热量，kJ/s加热蒸气消耗量为：查得(133.3.300kpa)4.2公用工程的用量4.2.1冷却水消耗量 式中：冷却水消耗质量,kg/h 冷却介质在平均温度下的比热容,kJ

24、/(kg.) 、冷却介质在冷凝器进出口的温度,由于地区温度影响，选择升温10，即 此温度下水的比热容kJ/(kg.)带如数据得出： 4.2.2加热蒸气消耗量热量衡算结果表见表4-1表4-1 热量衡算结果符号数值633.4814.7440-7.53594.557833.890.38 第五章 塔的辅助设备的设计计算5.1冷凝器和再沸器的计算与选型5.1.1冷凝器的计算与选型本设计中冷凝器选用列管式换热器。有机物水蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般为5001500kcal/(.),本设计取 对于逆流操作：:57.117(饱和气)57.117（饱和液） ：2535 所以 已知：可求得冷凝器面积：m2

25、选择的标准的换热器参数见表5-1表5-1 标准换热器性能参数4公称直径/mm管程数管数管长/mm换热器面积/m2公称压力/MPa5001275200031.21.6 5.1.2再沸器的设计选型 本设计选用U形管加热器，蒸气选择133.3饱和水蒸气，传热系数K=1000Kcal/(.h.)=418.kJ/(.h.). 为再沸器热体入口温度 为回流汽化上升蒸气时的温度 为加热蒸气的温度 为加热蒸气冷凝为液体的温度 已知：可求得冷凝器面积：选择的标准的换热器参数见表5-2表5-2标准换热器性能参数4公称直径/mm管程数管数管长/mm换热器面积/m2公称压力/MPa325288450023.16.40

26、5.2泵的设计选型5.2.1塔总高度计算5塔顶封头本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=800mm，查得由曲面高度，直边高度，内表面积，容积，则封头高度： 塔顶空间设计中取塔顶间距，选取塔顶空间为1.2m塔底空间塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边距离，取釜液停留时间为，则塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m，则 封头容积进料板处间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距HF=800mm裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整后： 考虑到再沸器，取裙座高2m。塔体总高度： 5.2.2进料管线管径进料流量为，气温度由25升至61

27、.275后进入精馏塔。选择原料流速管线直径：根据管材规范，应选择56×3.5的管材，其内径为0.049 则实际流速：5.2.3原料泵的选择 设料液面至加料孔12m,90°标准弯头两个，180°回弯头一个，球心阀（全开）1个则有关部件的阻力系数分别为：进口突然收缩： =0.590°标准弯头： =0.75180°回弯头： =1.5球心阀（全开）： =6.4 则总的局部阻力系数为： =0.75×2+6.4+0.5+1.5=9.9已知： 取管壁粗糙度 查得=0.0275 则：在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为： 所选泵的额定流量和扬程应略大

28、于系统所需的，据此选IS型单级单吸离心泵具体性能见表5-3。表5-3 IS型单级单吸离心泵性能参数4型号流量（m3/h）扬程m电机功率KW质量（泵/底座）/kg转速r/min结构IS50-32-12512.5202.032/462900单级单吸离心泵 5.3回流罐的设计6设凝液在回流罐中停留的时间为10min,罐的填充系数取0.7，则该罐的容积V计算如下：圆整后塔釜馏出液的速度一般可取0.51.0m/s.本设计取0.6m/s 式中：W-塔釜馏出液的质量流量kg/s -塔釜液相对密度 所以 根据管材规范，应选择45×3.5的管材，其内径为0.038 结论筛板塔设计计算结果序号项目计算数

29、据序号项目计算数据精馏段提馏段精馏段提馏段1气相流量Vs，（m3/s）0.51210.531114筛孔数目1217（总)2液相流量Ls(m3/s)0.000270.001415孔中心距,m0.0153塔径,m0.8 16开孔率,%10.14板间距,m 0.4517空塔气速,m/s1.021.065溢流形式单溢流18筛孔气速,m/s21.3922.196降液管形式弓形19稳定系数2.22.187堰长,m0.4820单板压降,kpa0.5830.648堰高,m0.0440.03621负荷上限液泛控制9板上液层高度,m0.0522负荷下限漏液控制10堰上液层高度,m0.0060.01423液沫夹带e

30、V(kg液/kg气)0.0280.0075311降液管底隙高度,m0.0070.0324汽相负荷上限，m3/s1.320.9612开孔区面积,m20.23725汽相负荷下限m3/s0.160.2213筛孔直径,m0.00526操作弹性8.254.364 结束语通过了将近一个月的努力，终于将本次课程设计完成，前两周一直在改手稿，然后输入电子版并绘制CAD和手画带控制点的流程图，此次课程设计本人收获良多，首先在面对困难与挫折面前，我学会了勇敢面对而不是逃避，在面对一次次修改手稿的时候我选择了继续坚持;其次，我可以和更熟练的将所学的知识应用在课程设计里，初步了解到了化工在工厂应用的一些基本知识;最后

31、，我更好的掌握了Aspen、CAD、Word及Excel等软件的功能。总而言之，在本次课程设计中我收获了很多，老师也交给了我很多东西，有大方面的问题也有细节性问题，我非常喜欢我们的老师，她非常有责任人心，每次我问问题的时候她总会不厌其烦的回答我，不管时间多晚她都会回答我的问题，在这里我要谢谢我的指导老师刘老师，如果没有老师的指导就没有我现在的成果。参考文献1王国胜.化工原理课程设计M.大连：大连理工大学出版社，2006.2卢焕章.石油化工基础数据手册M.北京：化学工业出版社，1982.3刘光启，马连湘，刘杰.化工物性算图手册M. 北京：化学工业出版社，2002.4柴诚敬，张国亮，夏清，等.化工

32、原理(第二版)上册M.北京：高等教育出版社，2013.5王卫东，等.化工原理课程设计M.北京：化学工业出版社，2013.6匡国柱，史启才.化工单元过程及设备课程设计M.北京：化学工业出版社，2002. 主要符号说明符号说明符号说明x液相组分中摩尔分率hOW堰上液层高度y气相组分中摩尔分率Wd弓形降液管宽度F进料液体量Af弓形降液管截面积D塔顶液体量降液停留时间W塔釜液体量ho降液管底隙高度t温度Wc塔板边缘区宽度相对挥发度Ws塔板上入口安定区宽度R回流比Aa开孔区面积粘度碳钢板厚度ET板效率do孔径NP实际板数to孔中心距密度n筛孔数目L液体密度uo筛孔气速v气体密度开孔率M摩尔质量hc干板阻

33、力Mv气相摩尔质量hl液层阻力ML液相摩尔质量h液体表面张力阻力P压力Fo气相动能因子表面张力充气系数V体积液面落差 L1精馏段液相质量流量I焓 L2提馏段液相质量流量Hv蒸发潜热 V1精馏段气相质量流量Tr对比温度 V2提馏段气相质量流量Cp比热容 Ls1 精馏段液相体积流量Qc冷凝器热负荷 Ls2提馏段液相体积流量QB加热器热负荷Vs1精馏段气相体积流量Wc冷却水消耗量Vs2提馏段气相体积流量Wh加热蒸气消耗量HT板间距H1塔顶封头hL板上液层高度Ha塔顶空间D1塔径HB塔底空间AT 塔截面积HF进料板处间距lw堰长 H塔总高度hw堰高 Re雷诺数 附录1附表1 常压下丙酮-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1丙酮/%(摩尔分率)温度/丙酮/%(摩尔分率)温度/丙酮/%(摩尔分率)温度/液相气相液相气相液相气相00100.0 0.20 0.815 62.1 0.80 0.898 58.2 0.01 0.253 92.7 0.30 0.830 61.0 0.9