《乙烯-乙烷體系對(duì)篩板塔底精餾塔的設(shè)計(jì)（處理量：100回流比系數(shù)：1.5）》由會(huì)員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《乙烯-乙烷體系對(duì)篩板塔底精餾塔的設(shè)計(jì)（處理量：100回流比系數(shù)：1.5）（39頁珍藏版）》請(qǐng)?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。
1、化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)教師：董宏光 韓志忠學(xué)生姓名: 鄒踐晗班級(jí)：化機(jī)0202時(shí)間：2005年7月5日目 錄第1章 概述1第2章 流程簡介3第3章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)5第4章 再沸器的設(shè)計(jì)19第5章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)26第6章 管路設(shè)計(jì)34第7章 控制方案35附錄一 主要符號(hào)說明51附錄二 參考文獻(xiàn)54第一章 概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。11精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物
2、中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。12再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn)：1. 循環(huán)推動(dòng)力：釜液和換熱器傳熱管氣液混
3、合物的密度差。 2. 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。3. 殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。4. 塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。13冷凝器 （設(shè)計(jì)從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第二章 方案流程簡介21精餾裝置流程 精餾就是通過多級(jí)蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如下：原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液
4、建立起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。22工藝流程221物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸 精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。22 2必要的檢測手段 為了方便解決操作中的問題，需在流程中的
5、適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。223 調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。1) 設(shè)備選用 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2) 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 100kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD99塔底產(chǎn)品: xw1第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)31設(shè)計(jì)條件311工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量xf65（摩爾百分?jǐn)?shù)）塔頂丙稀含量 xD99，釜
6、液丙稀含量 xw1，總板效率為0.6。312操作條件：1）塔頂操作壓力：P=2.5MPa（表壓）2）加熱劑及加熱方法：加熱劑熱水 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5313塔板形式：篩板314處理量：F=100kmol/h315安裝地點(diǎn)：大連316塔板設(shè)計(jì)位置：塔底32物料衡算及熱量衡算321物料衡算D + D + W= F DXd + WXw= FXf D=65.3061kmol/h ; W=34.3969kmol/h 塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =RD; V =(R+1)D;2）提餾段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 322
7、 熱量衡算再沸器熱流量：QR=Vr 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR= QR/rR 冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)33塔板數(shù)的計(jì)算利用excel表格進(jìn)行迭代，計(jì)算理論塔板數(shù)計(jì)回流比等參數(shù)，計(jì)算結(jié)果見附錄。3.3.1試差法計(jì)算過程假設(shè)塔頂溫度Tto=256K 經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度Tt=256.4K塔頂壓力Pt=2500+101.3=2601.325KPa 代入公式 計(jì)算并換算得PAo=2612.46KPa ; PBo=1527.1KPa又 得： KA=1.004281 ; KB=0.587047BAKK=a1/1.61.47223.3.2最小
8、回流比計(jì)算：泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 q線：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得xe=0.65;ye=0.7322 =3.1439R=1.7Rmin=4.715853.3.3 逐板計(jì)算過程：ynynxn)1(-=aay1=xD=0.99直至xi xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板進(jìn)入提餾段：ynynxn)1(-=aa =1.09298 xn-0.0008503直至xn xW 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）迭代結(jié)果：進(jìn)料板Nf=i/0.6+1=43, 實(shí)際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6+1=70則塔底壓力Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa塔底溫度Tb=278.42=1.435825誤差值為2.6
9、147%6mm取堰高h(yuǎn)w=0.05m,底隙hb=0.03m液體流經(jīng)底隙的流速：u =0.264m/s 0.5m/s 符合要求3.6 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度=3mm進(jìn)出口安全寬度bs=bs=100mm邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad/AT=0.12,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖6.10.24可得：bd/D=0.18所以降液管寬度：bd =0.18D=0.261m =0.364mr= =0.675m有效傳質(zhì)面積： = 0.93 m2 取篩孔直徑：do=6mm,取孔中心距：t=4.26do= 25mm開孔率： = =0.06篩孔面積： = 0.0465m2 篩孔氣速： =2.46m/
10、s篩孔個(gè)數(shù)： =16453.7塔板流動(dòng)性能校核3.7.1液沫夾帶量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.192m質(zhì)量夾帶率ev ： =0.003372kg液/kgev5s 滿足要求 3.7.5嚴(yán)重漏液校核 =0.015m = 1.619 k=1.641.5-2.0滿足穩(wěn)定性要求 3.8負(fù)荷性能圖3.8.1過量液沫夾帶線規(guī)定：ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體） 為限制條件得： = 4470-111.83qVLh2/3 由上述關(guān)系可作得線3.8.2液相上限線 整理出：qVLh=3.07lw=3.224 與y軸平行 由上述關(guān)系可作得線3.8.3嚴(yán)重漏液線 = 3600 = 417.12
11、由上述關(guān)系可作得線3.8.4液相上限線令 =5s 得： =53.28由上述關(guān)系可作得線3.8.5漿液管液泛線Hd=HT+hW 帶入數(shù)據(jù)整理后得： 上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點(diǎn)為：qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s負(fù)荷性能圖： 可見，線的位置偏上，所以它對(duì)操作的影響很小。放大后的負(fù)荷性能圖：設(shè)計(jì)點(diǎn)位于四條線包圍的區(qū)間中間稍偏下，操作彈性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本滿足要求（程序見附件二）第四章 再沸器的設(shè)計(jì)4.1 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件 4.1.1選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：2.60135MPa 壓力降：Nph
12、f=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底壓力=1.7213+0.0604=1.7817MPa4.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度（）705.5壓力（MPa絕壓）0.10132.619蒸發(fā)量：Db= q,mVs =3.43007kg/s1 物性數(shù)據(jù)1） 殼程凝液在溫度（70）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2334kJ/kg熱導(dǎo)率：c =0.668w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32） 管程流體在（5.5 2.62MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=278.12kJ/kg液相熱導(dǎo)率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：
13、b =0.0566mPa*s液相密度：b =440kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面張力：b2.7mN/m氣相粘度：v =0.0005mPa*s氣相密度：v =30kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 4.2估算設(shè)備尺寸 熱流量： = 957400w 傳熱溫差： =64.5 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =17.5 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長L=2.5m 則傳熱管數(shù)： =59 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=8.45 管心距
14、：t=0.048m 則 殼徑： =0.45m L/ =5.56 取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.18m 管程出口直徑：Do=0.3m 4.3傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)K假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.18則循環(huán)氣量： =19.06kg/s1) 計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-22.5=33mm =0.05 = 381.2kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 222254.417 普朗特?cái)?shù)： =2.14 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1624w/( m2 K) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算o 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： =0.41kg/s 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)
15、量流量： =0.05kg/(m s) = 521.61 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 7849.73w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=0.00021 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.000052m2 K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù)K dm=(di+do)/2= 0.0355m = 766.41w/( m2 K) 4.3.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws = 140000kg/( m2 h) Lockhut-martinel參數(shù)： =4.2 則1/Xtt=0.24得：E=0.
16、3 在Xe=0.18 X3Xe=0.054的情況下 =0.61 得=1 泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.65 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =13829w/( m2 K)對(duì)流沸騰因子 = 1.715兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 2785.16w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = 11774w/( m2 K) = 1414 w/( m2 K) 4.3.3顯熱段及蒸發(fā)段長度 = 0.017LBC = 0.0174L= 0.0435mLCD =L- LBC = 2.4565m4.3.4傳熱系數(shù) = 1203 m2 實(shí)際需要傳熱面積： = 12.3m24.3.5傳熱面積裕度： = 0.4320.3所
17、以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4循環(huán)流量校核4.4.1循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力：1）當(dāng)X=Xe/3= 0.06時(shí)=5 兩相流的液相分率： = 0.44 兩相流平均密度： = 210.4kg/m3 2）當(dāng)X=Xe=0.18 = 1.64兩相流的液相分率： = 0.27兩相流平均密度： = 140.7kg/m3根據(jù)課程設(shè)計(jì)表319 得：L=0.9m, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力： = 4288.6pa 4.4.2循環(huán)阻力Pf： 管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： = 749kg/(m2s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)： = 2846681進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)： =0.015 進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度： =
18、21.26m管程進(jìn)出口阻力: =1129Pa傳熱管顯熱段阻力P2 =377.7kg/(m 2s) =220213.8 =0.02 = 4.18Pa 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv3 =45.324kg/(m2s) =2991384 =0.015 =38.23Pab. 液相流動(dòng)阻力PL3GL=G-Gv=332.38kg/(m2s) = 193988 = 0.02 = 187Pa = 1462.5Pa 管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4 動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù): = 2.14 = 693.8管程出口段阻力P5 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv5 = 269.6kg/(m2s) = 48.53kg/(m2
19、s) 管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和： = 35.04m = 29116800 = 0.0134 = 61.4b. 液相流動(dòng)阻力PL5 =221.07kg/(m2s) = 1171749.12 = 0.016 = 103.8Pa = 905.8Pa 所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 4195.28 Pa又因PD=4288.6Pa 所以 第五章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)5.1 輔助容器的設(shè)計(jì) 容器填充系數(shù)取：k=0.75.1.1進(jìn)料罐（常溫貯料） 20乙烯 L1 =420kg/m3 乙烷 L2 =470kg/m3 壓力取2.62MPa 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 Xf=
20、65% Wf=63.41% 則 =437kg/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=2870kg/h 取 停留時(shí)間：x為4天，即x=96h 進(jìn)料罐容積： 900.68m3 圓整后 取V=901m3 5.1.2回流罐（-16.5）質(zhì)量流量qmLh=3600RqmDs =12496.45kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 10.62m3取V=10.63 m35.1.3塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =1828.57 kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為72h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 447.8 m3取V=447.8 m35.
21、1.4釜液罐取停留時(shí)間為5天，即x=120h質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =1040.8 kg/h 則釜液罐的容積 379.6 m3取V=379.6 m35.2 傳熱設(shè)備5.2.1 進(jìn)料預(yù)熱器 用90水為熱源，出口約為70走殼程 料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液體焓變：H=401kj/kg 傳熱速率：Q= qmfsH=2989.08401/3600=332.99kw 殼程水焓變：H=125.6kj/kg 殼程水流率：q=9050kg/h 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650w/(m2K) 則傳熱面積： 圓整后取A=12
22、m2 5.2.2塔頂冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30。走殼程。管程溫度為43管程流率：qmVs=6.9639kg/s取潛熱r=302.54kj/kg傳熱速率：Q= qmVsr=2106.86kw殼程取焓變：H=125.5kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=60435.82kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=152m25.2.3塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潛熱：r=280kJ/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=150.192kw殼程焓變：H=8
23、4.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=6437.14kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=16 m25.2.4釜液冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s丙烷液體焓變：H =282kj/kg傳熱速率：Q= qmVsH =82.88kw殼程取焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=3552kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=8 m25.3 泵的設(shè)計(jì)5.3.1進(jìn)料泵(兩臺(tái)，一用一備)取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/
24、m3 qVfs = qmfs / =0.0018 m3/s 取d=70mm液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.003查得：=0.026取管路長度：l=100m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh = 6.9m3/h選取泵的型號(hào)： AY 揚(yáng)程：3065m 流量：2.560m3 /s5.3.2回流泵（兩臺(tái)，一開一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0064 m3/s 液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.00156查得：=0.032取管路長度：l=100m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則q
25、VLh =23.16m3/h選取泵的型號(hào)：DSJH 揚(yáng)程：38280m 流量：951740m3 /s5.3.3釜液泵（兩臺(tái)，一開一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00066m/s 液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.0043查得：=0.05取管路長度：l=40m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh =2.393m3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時(shí)不使用，但非正常工作或停止工作時(shí)，需要使用。選取泵的型號(hào)：GI 揚(yáng)程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速：u=0.5m/
26、s則取管子規(guī)格685。其它各處管線類似求得如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.5703頂蒸氣管1532510頂產(chǎn)品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5儀表接管/252.5塔底蒸氣回流管151594第七章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個(gè)方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。 將本設(shè)計(jì)的控制方案列于下表序號(hào)位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h 乙烷、乙烯L=4372FIC-02回流定量
27、控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔壓控制03MPa乙烯V=234HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4406TIC-01釜溫控制46乙烷L=440附錄一 主要符號(hào)說明符號(hào)意義與單位符號(hào)意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2e單位時(shí)間夾帶的液沫量 kg/hAa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2ev單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Ad降液管截面積 m2Fa氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔總截面積 m2Nt理論塔板數(shù)AT塔截面積 m2Np實(shí)際塔板數(shù)b液體橫過塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度mn篩孔個(gè)數(shù)bc塔板上邊緣寬度 mp系統(tǒng)總壓力 kP
28、a組分分壓 kPabd降液管寬度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定區(qū)寬度 m熱負(fù)荷 w(kw)bs塔板上出口安定區(qū)寬度 mqnD餾出液摩爾流量 kmol/hC計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子qnF進(jìn)料摩爾流量 kmol/hC20液體表面張力20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子 qm質(zhì)量流量 kmol/hCo孔流系數(shù)qnL液相摩爾流量 kmol/hD塔徑 mqnv氣相摩爾流量 kmol/hdo篩孔直徑 mqnW釜液摩爾流量 kmol/hET塔板效率液流收縮系數(shù)qVLh液相體積流量 m3 /hqVLs液相體積流量 m3 /sh克服液體表面張力的阻力 mqVVh氣相體積流量 m3 /hhow堰上方液頭高度
29、 mqVVs氣相體積流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常數(shù)r摩爾汽化潛熱 kj/kmolk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)T熱力學(xué)溫度 Klw堰長 mt攝氏溫度 M摩爾質(zhì)量 kg/kmolFLV兩相流動(dòng)參數(shù)密度 kg/m3 f汽化分?jǐn)?shù)液體表面張力 mN/mHd氣相摩爾焓 kj/kmol時(shí)間 sHd降液管內(nèi)清液層高度 m降液管中泡沫層的相對(duì)密度 Hf降液管內(nèi)泡沫層高度 m篩板的開孔率HT塔板間距 m1餾出液中易揮發(fā)組分的回收率hb降液管底隙 m2釜液中難揮發(fā)組分的回收率hd液體流過降液管底隙的阻力m液沫夾帶分?jǐn)?shù)，篩孔中心距mhf塔板阻力（以清液層高度表示 m）u設(shè)計(jì)或操作氣速 m/sht塔板上的液層阻
30、力（以清液層高度表示 ）mua通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/sho干板阻力 （以清液層高度表示）muf液泛氣速 m/sho嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力muo篩孔氣速 m/suo嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的篩孔氣速 m/szf進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)x液相摩爾分?jǐn)?shù)相對(duì)揮發(fā)度y氣相摩爾分?jǐn)?shù)塔板上液層的充氣系數(shù)Z塔高 m下標(biāo)A.B組分名稱min最小c冷缺水max最大D餾出液n塔板序號(hào)e平衡opt適宜F進(jìn)料q精,提餾段交點(diǎn)h小時(shí)R再沸器i組分名稱s秒j組分名稱V氣相l(xiāng)液相w釜液提餾段飽和附錄二 參考文獻(xiàn)：1.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)，匡國柱、史啟才主編2.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)劉光啟，劉杰主編3.化工物性算圖手冊(cè)，劉光啟、馬連緗、劉杰主編4.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)，盧煥章5.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)，（續(xù)篇），馬沛生年。6.石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè)，王松漢 7.化工原理（上冊(cè) 下冊(cè)）
乙烯-乙烷體系對(duì)篩板塔底精餾塔的設(shè)計(jì)（處理量：100回流比系數(shù)：1.5）
