苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计.doc

化工原理课程设计

设计题目:苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计
学生姓名: _____________
学 号: __________
专业班级: __
指导教师: __________

目 录
摘 要 1
第 1 章 绪论 2
1.1 设计流程 2
1.2 设计思路 2
第 2 章 精馏塔的工艺设计 4
2.1 产品浓度的计算 4
2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 5
2.3 物料衡算 5
2.4 精馏段和提馏段操作线方程 6
2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 6
2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 7
第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 8
3.1 物性数据计算 8
3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 10
3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 12
3.4 塔板流体力学校核 15
3.5 塔板符合性能图 17
第 4 章 热量衡算 21
4.1 热量衡算示意图 21
4.2 热量衡算 21
第 5 章 塔附属设备的计算 25
5.1 筒体与封头 25
5.2 除沫器 25
5.3 裙座 25
5.4 塔总体高度的设计 25
5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 26
5.6 进料管的设计 27
5.7 泵的选型 27
5.8 贮罐的计算 28
第 6 章 结论 29
6.1 结论 29
6.2 主要数据结果总汇 29
结 束 语 30
参考文献 31
附录1主要符号说明 32
附录2 程序框图 34
附录3 精馏塔工艺条件图 35
附录4 生产工艺流程图 36
教 师 评 语 37

第 1 章 绪论
1.1 设计流程
本设计任务为分离苯——甲苯混合物。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。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
设计流程框图如下：

精馏塔主要工艺尺寸的设计
精馏塔的工艺设计

热量衡算

塔的附属设备及主要附件的选型

绘制工艺流程图和工艺条件图

任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。
5
4
3
2
F
1
W
D
F
2
F
F

1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器
1.2 设计思路
本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。
要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。
1.2.1加料方式
本设计的加料方式为泡点进料。
1.2.2加热方式
本设计的加热方式为塔底间接加热。
1.2.3回流比的选择
选择操作回流比为最小回流比的1.2倍。
1.2.4塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择
冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。
1.2.5设计流程图
第 2 章 精馏塔的工艺设计
2.1 产品浓度的计算
M苯=78.11 ， M甲苯=92.14
摩尔分数
XF=
XD=
XW=
摩尔质量

2.2 平均相对挥发度的计算
温度计算
表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1]
温度
/0C
苯/%(mol分率)
温度
/0C
苯/%(mol分率)
温度
/0C
苯/%(mol分率)

液相
气相

液相
气相

液相
气相
110.6
0
0
95.2
39.7
61.8
84.4
80.3
91.4
106.1
8.8
21.2
92.1
48.9
71.0
82.3
90.3
95.7
102.2
20.0
37.0
89.4
59.2
78.9
81.2
95.0
97.9
98.6
30.0
50.0
86.8
70.0
85.3
80.2
100.0
100.0
用内插法求得、、

:
:
:
故由上塔顶温度
气相组成
进料温度
气相组成
塔底温度
气相组成
由上温度和气相组成来计算相对挥发度

则精馏段平均相对挥发度
提馏段平均相对挥发度

2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定
2.2.1 最小回流比的计算
由Antonie方程 ，
——温度T时的饱和蒸汽压
T——温度，K
A,B,C——Antonie常数
表2.2 [1]

A
B
C

苯
6.3035
1211.033
220.79
甲苯
6.07954
1344.8
219.482
则 ：

故
最小回流比即为

2.2.2 适宜回流比的确定
设计中令回流比
2.3 物料衡算
F : 进料量（Kmol/s） =0.440 原料组成（摩尔分数，下同）
D ：塔顶产品流量（Kmol/s） =0.992 塔顶组成
W ：塔底残夜流量（Kmol/s） =0.012塔底组成
进料量 ：

物料衡算式为 ：
因R=1.30

表2.3物料衡算结果表1
物料
流量（kmol/s）
组成
进料F

苯 0.44
甲苯 0.56
塔顶产品D

苯 0.992
甲苯 0.008
塔底残夜W

苯 0.012
甲苯 0.988
表2.4 物料衡算结果表2
物料
物流（kmol/s）
精馏段上升蒸汽量
14.19
提馏段上升蒸汽量
14.19
精馏段下降液体量
8.018
提馏段下降液体量
18.48
2.4 精馏段和提馏段操作线方程
精馏段操作线方程 ：
（1）
提馏段操作线方程 ：
（2）
2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）
因，得出相平衡方程或（3）
又因为塔顶有全凝器，所以代入相平衡方程得代入（1）式得再代入（3）式得 反复计算得

将代入（2）式得代入（3）得 反复计算得

总理论板数为20块（包括再沸器），第10块板加料，精馏段需9块板，提馏段需11块。

2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置
板效率用奥康奈尔公式 计算
塔顶与塔釜平均温度为
t=95.575时，由《化学化工物性数据手册》查得
则
故
即全塔效率
则精馏段实际板数
提馏段实际板数
故实际板数为，实际加料位置为第18块塔板。

第 3 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 操作压强的计算
塔顶操作压力
取每层塔板压降为
进料板压力
塔底压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
3.1.2 操作温度的计算
因
则精馏段平均温度
提馏段平均温度
3.1.3 平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由相平衡方程得，则

进料板平均摩尔质量计算

塔底平均摩尔质量计算

精馏段平均摩尔质量计算

提馏段平均摩尔质量计算

3.1.4 液体平均粘度的计算
液体平均粘度依计算
时，查得

进料板液体平均粘度的计算
时，查得

塔底液体粘度计算
时，查得

精馏段液相平均粘度为：
提馏段液相平均粘度为：
3.1.5 平均密度的计算
（1）气相平均密度的计算
由理想气体状态方程计算，即
精馏段
提馏段
（2）液相平均密度的计算
液相平均密度依
又
时，查得

进料板，由加料板液相组成，
则
时，查得

时，查得

故精馏段平均液相密度为
提馏段平均液相密度为
3.1.6 液相平均表面张力的计算
有公式计算
塔顶液相平均表面张力计算
时，查得

进料板液相平均表面张力计算
时，查得

塔底液相平均表面张力
时，查得

精馏段平均表面张力为
提馏段平均表面张力为
3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1 塔径的计算
气液相体积流量为
精馏段：
提馏段：
则，精馏段由,C可由：

则 ,

图3-1.史密斯关联图[1]

查史密斯关联图得,

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为
实际空塔气速为
同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为：

取板间距板上液层高度,则
，查史密斯关联图得

取安全系数为0.7，则

按标准塔径圆整后
塔截面积为
实际空塔气速为：
3.2.2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
提馏段有效高度为
故精馏塔的有效高度为:
3.3 塔板主要工艺尺寸的计算
3.3.1 溢流装置计算
选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：
(1)堰长
取
(2)溢流堰高度
精馏段：由,选用平直堰，堰上液层高度
近似取E=1，则
取板上层清液高度,则：

提馏段：
取
(3)弓形降液管高度和截面积
精馏段：由，

图3-2.弓形降液管的宽度和面积[5]

查弓形降液管的参数图得：

验算液体在降液管中停留时间，即：
故降液管设计合理
提馏段：因
则，故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度
取降液管底隙的流速，则
精馏段：
提馏段：
故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度
3.3.2 塔板布置
本设计塔径
取阀孔动能因子,则
精馏段孔速
取每层塔板上浮阀数目为：

取边缘区宽度,破沫区宽度
计算塔板上的鼓泡区面积，即：

同理提馏段孔速
每层塔板上的浮阀数目为：

取边缘区宽度为，破沫区宽度
因故塔板上的鼓泡区面积
取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数功能因数,则：
精馏段:
塔板开孔率为：
提馏段:
塔板开孔率为：
3.4 塔板流体力学校核
3.4.1 干板阻力
气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据计算塔板压降
精馏段：
因，故：

提馏段：
因，故：

3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力
由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度，所以
则，精馏段
换算成单板压强降
提馏段
换算成单板压降
3.4.3 淹塔（液泛）
为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，
单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：
精馏段：
提馏段：
液体通过降液管的压头损失：
精馏段：
提馏段：
板上液层高度：精馏段，则

提馏段，则：

取已选定
则，精馏段
,所以符合防止淹塔的要求
提馏段
,所以符合防止淹塔的要求。
3.4.4 物沫夹带
由公式：泛点率=
板上液体流经长度：
板上液流面积：

图3-3 泛点负荷因数[1]

则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得，带入公式有：
泛点率
提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得
泛点率

物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%，所以物沫夹带满足要求。
3.5 塔板符合性能图
3.5.1 物沫夹带线
泛点率=据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%计算：
精馏段
整理得：
由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个：
表3-1物沫夹带曲线表1

0
0.01

0.068
0.012
提馏段
整理得：
在操作范围内取两个:
表3-2物沫夹带曲线表2

0
0.01

0.062
0.010
3.5.2 液泛线
由此确定液泛线，忽略式中

精馏段
整理得
提馏段
整理得
在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值
表3-3液泛线
精馏段
提馏段

0
0.143
0
0.134
0.0002
0.138
0.0002
0.130
0.0005
0.126
0.0005
0.126
0.0008
0.105
0.0008
0.121

3.5.3 液相负荷上限
液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s
液体降液管内停留时间-5s
以=5s为液体在降液管中停留时间的下限,则
=
3.5.4 漏液线
对于型重阀,依=5作为规定气体最小符合的标准，则
精馏段
提馏段
3.5.5 也想负荷下限线
取堰上液层高度=0.006m，作为液相负荷下限条件，依=0.006，计算出的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线：
取E=1.0,则

由以上1-5作出塔板负荷性能图

图3-4精馏段塔板负荷性能图

图3-5提留段塔板负荷性能图
由塔板负荷性能图可看出
(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。
(2) 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。
(3) 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限（=0.068（0.0625）/s，气相负荷下限=0.032（0.030）/s ，所以精馏段操作弹性为，提馏段操作弹性为

第 4 章 热量衡算
4.1 热量衡算示意图

4.2 热量衡算
4.2.1 加热介质的选择
选择饱和水蒸气，温度133.3，工程大气压为300KPa
原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。
4.2.2 冷却剂的选择
本设计建厂选在吉林，平均气温为25，故选用25的冷却水，温升10，即冷却水的出口温度为35。
4.2.3 热量衡算
（1）冷凝器的热负荷
蒸发潜化热的计算：
蒸发潜化热与温度的关系：
式中——蒸发潜热
——对比温度
表4.1 沸点下蒸发潜热列表[6]
物质
沸点/
蒸发潜热

苯
80.01
393.9
562.10
甲苯
110.63
363
591.72
由表2.1使用内插法，计算出

由上知,故由Pitzer偏心因子法

式中——偏心因子
——对比温度
故：式中——塔顶上升蒸汽的焓
——塔顶溜出液的焓
又
式中——塔顶液体质量分数
R=1.78

(2）冷却水消耗量

式中——冷却水消耗量，kg/s
——冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg)
——冷却戒指在冷凝器进出口的温度，
故
此温度下冷却水的比热容，所以：

（3）加热器热负荷及全塔热量衡算
表4.2 苯、甲苯液态比热容[6]
温度
苯
甲苯
0
1.507
1.630
20
1.716
1.681
40
1.767
1.757
60
1.828
1.834
80
1.881
1.902
100
1.953
1.970
120
2.047
2.073

表4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物的比热容
物质
塔顶
塔釜
进料
精馏段
提馏段
苯
1.885
1.999
1.934
1.909
1.964
甲苯
1.906
2.021
1.952
1.929
1.982
由表4.3 ，精馏段 ：
苯：
甲苯：
提馏段：
苯：
甲苯：
塔顶流出液的比热容：

塔釜溜出液的比热容：

以进料焓，即时的焓值为基准：

对全塔进行热量衡算：

塔釜热损失为10%，则
故
式中——加热器理想热负荷
——加热器实际热负荷
——塔顶溜出液带出热量
——塔底溜出液带出热量
加热蒸汽消耗量：
查得
故
表4.4 热量衡算结果表
符号

数值
44.91
1.06
0
-0.015
0.024
49.91
0.023

第 5 章 塔附属设备的计算
5.1 筒体与封头
筒体
壁厚选4mm，所选材质为。
封头 选取椭圆形封头，由公称直径300mm，查得曲面高度，直边高度，故选用封头
5.2 除沫器
空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。
这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。
设计气速选取：,系数

除沫器直径：
故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝
5.3 裙座
塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为300mm,取裙座壁厚16mm，则基础环内径：

基础环外径：
圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去。
5.4 手孔
由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应便于人的手臂可以伸入塔内，一般每隔4—5m才设一个手孔，本塔中共34块板，须设5个手孔，每个孔直径为100mm。
5.5 塔总体高度的设计
5.4.1塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。
5.4.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。
5.4.3 塔总体高度

5.6 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算
5.5.1 冷却器
选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。
取冷凝器传热系数：，又吉林地区平均温度25，10
对于逆流：
T 81.0682.25
t 2535

故冷凝器冷凝面积：

表5.1 选取的冷凝器参数表[7]
公称直径/mm
管程数
管数
管长/mm
换热面积/
公称压力/
159
1
13
2000

25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8
标准图号：JB1145-71-2-38 设备型号G273I-25-5
5.5.2 加热器
选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3饱和水蒸气，传热系数：

由热量衡算知
换热面积
表5.2 所选加热器参数表[7]
公称直径/mm
管程数
管数
管长/mm
换热面积/
公称压力/
159
1
13
2000

25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8
标准图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273Ⅱ-25-4
5.7 进料管的设计
本次加料选择高位槽加料，所以可取0.4-0.8m/s。本次取。
，查化学化工物性数据手册得

则

式中——进料液质量流量，kg/s
——进料条件下的液体密度，，圆整后
表5.3 所选进料管参数表[8]
内管
外管
半径R

内管重/(kg/m)

75
120
150
1.63
注：摘自《浮阀塔》P197表5-3
5.8 泵的选型
为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式：

式中：Z——两截面处位头差
——两截面处静压头差
——两截面处动压头差
——直管阻力
——管件、阀门局部阻力
——流体流经设备的阻力
对进料管可取1.5-2.5m/s
取，

提升压头
设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个弯头，，

在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算：

表8-3泵的参数表[7]
流量/
扬程/H/m
转数/r/min
叶轮直径/mm
允许吸上真空度/m
效率/%
6.0
15.7
3400
125
7.5
53
设备型号：

5.9 贮罐的计算
以回流罐为例，回流罐通过的物流量
设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数为0.7，则该罐的容积V计算如下

故回流罐容积可取V=0.3
第 6 章 结论
6.1 结论
我们的课程设计任务：苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计在历时进5个星期后，终于完成了。这次对苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，我们了解任务设计的基本内容，掌握了它的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力，更重要的是树立正确的设计思想，加强了 个人的独立完成任务的能力。
根据4个多星期的数据计算处理，得出了一些主要的基本数据，由所选参数在进行校核可知： 冷却水消耗量Wc=Kg/h ，塔顶馏出液带出热量=-2617.96KJ/h ，塔底馏出液带出热量=5188.40KJ/h ，加热蒸汽消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为G159I-25-2，塔底再沸器的型号为G273II-25-3。
本次设计计算结果均符合设计要求，故本次设计是合理的。
6.2 主要数据结果总汇
表6.1 设计浮阀塔板的主要结果汇总表
项目
符号
单位
计 算 数 据
精馏段
提馏段
塔径

m
0.3
0.3
板间距

m
0.45
0.45
空塔气速
u
m/s
0.648
0.618
堰长

m
0.24
0.24
堰高

m
0.056
0.0528
板上清液层高度

m
0.06
0.06
降液管底隙高

m
0.0055
0.014
浮阀数

9
9
阀孔气速

m/s
7.15
6.74
浮阀动能因子

7.19
7.27
临界阀孔气速

m/s
6.0
5.58
孔心距
t
m
0.075
0.075
单板压降

Pa
621.31
616.15
降液管内液层高度

m
0.1398
0.1407
泛点率
F
%
54.73
58.11
气相负荷上限

0.068
0.0625
气相负荷下限

0.032
0.030
操作弹性

1.48
1.42
塔板类型
单溢流弓形降液管

结束语
化工原理课程设计是化工原理教学中的一个环节，它要求对化工原理课程的各个方面都比较熟悉，特别是计算部分对化工原理课程掌握的要求度更高，并且对设备的选型及设计要有一定的了解，对化工绘图能力要有一定的要求。通过这段期间的课程设计，我对化工原理设计有了进一步的认识，而且对化工原理精馏这一个章节的知识更加熟悉，可以说是进一步的巩固了。
此外，课程设计是对以往学过的知识加以检验，它能够培养我们理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更使我们深入的理解和认识了化工生产过程，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。
设计过程中还培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了我所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加深刻地认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用。
在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃，但我知道那只是暂时的。在老师和同学们的帮助下，我克服了种种困难课程设计圆满完成了。我更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。
在此，特别感谢潘万贵老师，您的指导使得我的设计工作得以圆满完成。此外，在设计过程中还得到了许多同学的热心帮助，一并给以衷心的感谢！

31
附录1主要符号说明
符号
意义
计量单位
M
摩尔质量
kg/kmol
F
进料率
kmol/s
D
塔顶采出率
kmol/s
W
塔底采出率
kmol/s
q
进料热状况

x
液相摩尔分率

y
气相摩尔分率

R
回流比

L
液相负荷
kmol/s
V
气相负荷
kmol/s
NT
理论塔板数
-
Np
实际塔板数
-
P
操作压力
Pa
t
温度
℃
ρ
密度
kg/m3
σ
表面张力
mN/m
μ
粘度
mPa·s
VS
气相体积流率
m3/s
LS
液相体积流率
m3/s
umax
最大空塔气速
m/s
HT
板间距
m
hL
板上清液高度
m
C20
负荷系数

C
负荷因子
m/s
u
空塔气速
m/s
D
塔径
m
AT
塔截面积
m2
Z
有效高度
m
lW
堰长
m
hW
溢流堰高度
m
hOW
堰上液层高度
m
Wd
降液管宽度
m
Af
截面积
m2

降液管中停留时间
s
h0
降液管底隙高度
m
Ws
边缘区宽度
m
Wc
无效区宽度
m
Aa
开孔区面积
m2
t
孔中心距
mm
n
浮阀数目
个
φ
开孔率

h
阻力
Pa
E
液流收缩系数
-
ET
塔板效率
-
K
稳定系数

Hd
降液管内液层高
m
CP
比热容
kJ/(kmol℃)
Q
热量
kJ/h

潜化热
kJ/kg

蒸汽用量
kg/h
Fo
气体的阀孔动能因子
kg0.5/(s·m0.5)
g
重力加速度
m/s2
N
塔板数目
-
hc
与干板压强降相当的液柱高度
m
下标
A，1
轻组分

B，2
重组分

D
馏出液

F
加料

m
平均值

W
釜液

L
液相

V
气相