苯甲苯90000噸精餾塔設計說明

1、. . . . 化工原理課程設計精餾塔設計：班級：學號：指導教師：設計時間: 目 錄（一）設計任務書 （二）主要物性參數(shù)表（三）精餾塔的物料衡算（四）塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù)的求取2. 全塔效率的求取3. 實際板層數(shù)的求?。ㄎ澹┚s塔的工藝條件與有關物性數(shù)據(jù)計算1. 操作壓力計算2. 操作溫度計算3. 平均摩爾質量計算4. 液體平均密度計算5. 液體平均表面力計算6. 液體平均黏度計算（六） 精餾塔塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算2.精餾塔有效高度的計算（七） 塔板主要工藝尺寸的計算1. 溢流裝置計算2. 塔板布置（八） 篩板的流體力學驗算1. 塔板壓降2. 液面落差3. 液沫夾帶4 漏液5

2、. 液泛（九） 塔板負荷性能圖1. 漏液線2. 液沫夾帶線3. 液相負荷下限線4. 液相負荷上限線5. 液泛線 （十） 主要接管尺寸的選取 （十一） 法蘭的選取 （十二） 封頭的選?。ㄊ?設計結果匯總（十四） 精餾塔工藝流程圖（十五） 設計中主要符號說明（十六） 參考文獻（一）、設計任務書一、設計題目：分離苯甲苯精餾設計二、設計任務與操作條件1設計任務 生產(chǎn)能力（進料量）：90000噸/年 操作周期：7200小時/年 進料組成：41（質量分率，下同） 塔頂產(chǎn)品組成：96 塔底產(chǎn)品組成：12操作條件操作壓力：4 Kpa進料狀態(tài)：自選單板壓降：0.7 kPa3設備型式：篩板塔4廠址：地區(qū)（二）

3、、主要物性參數(shù)表 1苯和甲苯的物理性質 項目分子式 分子量M 沸點臨界溫度tc, 臨界壓強 Pc,KPa 苯C6H6 7811 8012885 68334 甲苯C6H5-CH3 9213 110631857 410772. 常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度，液相中苯的摩爾分數(shù)，x氣相中苯的摩爾分數(shù)，y110560000001099110025010879300711107615001121050510020810279150294100752003729884250442971330050795583505669409400619926945066791405007139011550755888

4、060079187336508258652700857854475088584408009128333850936822590095981119509808066970988802199099618001100010003飽和蒸氣壓P苯甲苯的飽和蒸氣壓可用方程求算，即式中 t_物系溫度， P_飽和蒸氣壓，Kpa ABC_Antoine常數(shù)，其值見附表：組分ABC苯603212063522024甲苯6078134394219584.苯與甲苯的液相密度溫度t，8090100110120L苯,kg/m3815803.9792.5780.3768.9L甲苯,kg/m3810800.2790.3780.

5、3770.05.液體表面力溫度t，8090100110120苯 , mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯 ,mN/m21.6920.5919.9418.4117.31 6液體粘度L溫度t，8090100110120苯，mPa.s0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mPa.s0.3110.2860.2640.2540.228 7液體汽化熱4溫度t，8090100110120苯，KJ/Kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，KJ/Kg379.9373.8367.6361.2354.68塔板分塊數(shù)表塔徑，mm8001200140160

6、01800200022002400塔板分塊34569塔板間距與塔徑關系3塔徑 D,m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2.02.4 >2.4板間距HT,mm 200300300350 350450 450600 500800 800（五）、精餾塔的物料衡算2.原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質量MA=78.11 Kg/Kmol甲苯的摩爾質量MB=92.13 Kg/KmolXf=0.450Xd=0.966Xw=0.0123.原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量0.293×78.11+（1-0.450）×92.1385.82Kg/Kmol0

7、.966×78.11+（1-0.966）×92.1378.59Kg/Kmol0.012×78.11+（1-0.012）×92.1391.16Kg/Kmol4.物料衡算原料處理量 F145.7Kmol/h總物料恒算 F=D+W = 145.7苯物料恒算 145.7×0.4500.966D+0.012W 聯(lián)立解得 D78.806Kmol/h W68.894Kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量（六）塔板數(shù)的確定1.理論板層數(shù)NT的求取苯甲苯理想物系，可采取圖解求理論板層數(shù) 由手冊（表2）查苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)繪出X-Y

8、圖,見下圖。00.20.40.60.811.200.20.40.60.811.2系列1系列2系列3 求最小回流比與操作回流比采用圖解法求最小回流比。在上圖中對角線線上，自點e（0.256，0.256）作垂線ef即為進料線（q線）,該線與平衡線交點坐標為yq =0.63xq =0.41故最小回流比為:Rmin=1.53可取操作回流比為R=1.8 Rmin =1.8×1.53=2.75 求精餾的氣、液相負荷L=RD2.75×60.78167.145Kmol/hV=(R+1)D(2.75+1)×60.78227.925Kmol/hL´L+F167.145+14

9、5.7=312.845Kmol/hV´V227.925Kmol/h 求操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程實際板層數(shù)的求取又根據(jù)可解得=2.405 = 0.966 0.922y2 = 0.733×0.922+0.258= 0.934x2=0.855y3= 0.733×0.855+0.258= 0.885x3 =0.762同理可求 y4= 0.817x4=0.650y5= 0.735 x5=0.530y6= 0.651x6=0.437y7= 0.578 x7=0.364因為 x7< xf精餾段理論板層數(shù) 6x6 =0.437y6=0.595 同理可求y7

10、=0.516 x7=0.359y 8= 0.488 x8= 0.284y 9= 0.385 x9= 0.207y10= 0.279 x10= 0.139y11= 0.185 x11= 0.095y12= 0.125 x12= 0.056y13= 0.072 x13= 0.031y14= 0.038 x14= 0.016y15= 0.017 x15= 0.0072所以n=9提餾段理論板層數(shù) 92.全塔效率ET的求取 ET=0.17-0.616lgµ甲苯根據(jù)塔頂塔底液相組成查圖表6，得塔平均溫度為95.15，該溫度下進液相平均粘度為：µm =0.450µ苯+(1-0.

11、450) µ甲苯=0.269MPa·s 故 ET523.實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù) N精6/0.5212提餾段實際板層數(shù) N=9/0.52-1=18（七）. 精餾塔的工藝條件與有關物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進行計算1.操作壓力計算（每塊塔板壓降P0.7Kpa）塔頂操作壓力PD=101.3+4=105.3KPa進料板壓力PF=108.3KPa總壓降為P總=24P=24×0.7=16.8 KPa精餾段平均壓力Pm=104.8 KPa2.操作溫度計算（試差法）泡點方程：安托尼方程： 求塔頂溫度tD其中P=105.3KPa由xD=y1=0.966查平衡曲線得x1=0.

12、916設tD=82.4lgPA= PA=111.17KPa lgPB= PB=42.46KPa 兩x值近似相等，故可認為塔頂溫度tD為82.10 求進料板溫度tF其中P=112.3KPa查平衡曲線得xF=0.388設tF=97.97即進料板溫度tF為97.97同理可得=104.4精餾段平均溫度t=(82.10+97.97)/2=90.035提餾段平均溫度t=(97.97+104.4)/2=101.1853.平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.966，查平衡曲線，得x1=0.924MVDm0.966×78.11+(1-0.966)×92.1378.59Kg

13、/KmolMLDm0.916×78.11+(1-0.916)×92.1379.29Kg/Kmol進料板平均摩爾質量計算由理論板，得yF=0.492查平衡曲線，得xF=0.450MVFm=0.492×78.11+（1-0.492）92.13=85.3 Kg/KmolMLFm=0.450×78.11+(1-0.450)92.13=85.8 Kg/Kmol精餾段平均摩爾質量MVm=(78.6+85.3)/2=81.95Kg/KmolMLm=(78.2+85.8)/2=82.0Kg/Kmol4.平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算,即vm=PmM

14、vm/RTm=(104.2×81.95)/8.314×(90.035+273.15)=2.84Kg/m3 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即1/Lm=ai/i1塔頂液相平均密度計算由tD=82.4查得A=812.7Kg/m3B=807.9 Kg/m3 LDM=1/ (0.96/821.7+0.04/807.9)=811.3 Kg/m32進料板液相平均密度計算由tF=97.97進料板液相的質量分率A=0.26LFM=792.81Kg/m3精餾段液相平均密度為Lm =802.05 Kg/m35.液體平均表面力計算液相平均表面力依下式計算，即Lm=xii 塔頂液相平均

15、表面力的計算： 由tD=82.10, 查表5得：LDm=0.966×21.02+0.034×21.47=21.04 mN/m 進料板液相平均表面力的計算：由tF=97.97 ,查表5得：LFm= 0.293×19.1+0.707×20.07=19.79 mN/m精餾段液相平均表面力為Lm=(21.04+19.79)/2=20.415 mN/m6.液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即lgLm=xilgi 塔頂液相平均粘度的計算由tD=82.10，查表6得：lgLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.30) 解得：LDm=0.30

16、mPa.s 進料板液相平均粘度的計算 由tF=97.97 查表6得：lgLFm=0.293lg(0.259)+0.707lg(0.268) 解得：LFm=0.265mPa.s精餾段液相平均粘度為LFm=（0.3+0.265）=0.282 mPa.s（八）精餾塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算 精餾塔的氣、液相體積流率為： VS=VMVm/3600Vm=(186.14×81.95)/(3600×2.84)=1.49 m3/sLS=LMLm/3600Lm=(144.31×83.1)/(3600×802.05)=0.00415m3/s由 可知式中C= C20(

17、L/20)0.2計算，其中的C20由圖中所查取其中橫坐標為： (Ls/Vs)*(Pl/Pv)0.5=0.0638取板間距HT=0.45m , 板上液層高度hL=0.06m,則HThL=0.450.06=0.39m史密斯關聯(lián)圖由上圖可查得：C20=0.063 C=C20(L/20)0.2= 0.063(20.415/20)0.2=0.064umax=0.064×(802.052.84)/2.841/2=1.07m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.7×1.07=0.749 m/sD=(4Vs/u)1/2=(4×1.49)/(3.14×

18、;0.749)1/2=1.592m按標準塔徑圓整后為： D=1.6m 塔截面積為：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）×1.62=2.01m2實際空塔氣速為：u= Vs/AT =1.49/2.01=0.74m/s2. 塔高的計算=(30-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=20.8m式中-塔高，m；n實際塔板數(shù)-人孔數(shù)（按八層塔板設一人孔，需三個人孔）-設人孔處的板間距，m（人孔直徑一般為450-600，取600mm）-塔頂空間高度，m（通常取為1.5-2.0，取2.0）-塔底空間高度，m（經(jīng)驗值，取2m）-封頭高度，m（經(jīng)驗值，取0.5m）-裙座高度，

19、m（經(jīng)驗值，取3m）(九). 塔板主要工藝尺寸的計算 1溢流裝置的計算因為塔徑D=1.60m 可以選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：因塔徑D1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。對精餾段各項計算如下：a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.66D=0.66×1.6=0.66mb)出口堰高由，查手冊，知E=1.042,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查手冊得，計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）符合（）e)受液盤采用凹形受液盤

20、，不設進堰口，深度為50mm對提溜段：a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.8D=0.8×1.0=0.8mb)出口堰高：由，查手冊得E=1.02,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查手冊得，故，計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）依公式：符合（）(2) 塔板布置塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當D1.5m時，Ws=6075mmb)依公式：計算開空區(qū)

21、面積得：，c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)：個，則（在515圍）則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為對提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當D1.5m時，Ws=6075mmb)依公式計算開空區(qū)面積c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個，則（在515圍）則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為（十）篩板的流體力學驗算塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數(shù)進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能圖

22、。(1)氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨葘s段：a)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78 由式b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?，由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.57，依式c)克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗焦蕜t單板壓強：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式=6.32m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度依式，而H=0.0724+0.0342+0.0

23、0183=0.1084m取，則故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑與各項工藝尺寸是適合的。對提溜段：a)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?，由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.58，依式c)克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗?，故則單板壓強：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛

24、的發(fā)生，應使降液管中清液層高度依式，而H=0.1139m取，則故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑與各項工藝尺寸是適合的。9塔板負荷性能圖對精餾段：漏液線由在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表。Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.33670.37120.42930.4419由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2) 液沫夾帶線以0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下：由聯(lián)立以上幾式，整理得在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表。Ls /(m3/s) 0.00

25、50.0120.030.035Vs /(m3/s)1.5561.2660.7120.581由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負荷標準。由公式得據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。(4)液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線0.0474。(5) 液泛線令由聯(lián)立得忽略ho，將how與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系式代人上式，并整理得式中：將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表。Ls /(m3/s) 0.0

26、050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.2461.1180.8220.733由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。00.511.522.5300.0050.010.015系列2系列3系列4系列5系列1圖2 精餾段篩板負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得Vs,max=1.4 m3/s Vs,min=0.3 m3/s故操作彈性為Vs,max / Vs,min=5.19所設計篩板的主要結果匯總于表。對提餾段（1） 漏液線由得在操作圍，任取幾個Ls值

27、，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表。Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.04280.04380.04550.0459由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2) 液沫夾帶線以0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下：由在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20。Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)1.1430.93130.52820.4328由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負荷標準。由式得據(jù)此可作出與氣

28、體流量無關的垂直液相負荷下限線3。（4）液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線4。(5) 液泛線令由聯(lián)立得忽略ho，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系式代人上式，并整理得將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表。Ls /(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs /(m3/s)0.93560.8090.5100.406由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，具體如精餾段一樣，比較倆個負荷性能圖可知取精餾段的負荷性能圖。在負荷性能圖上，作

29、出操作點P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得Vs,max=0.92 m3/s Vs,min=0.23 m3/s故操作彈性為Vs,max / Vs,min=410.各接管尺寸的確定（1）進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管流速：（2）釜殘液出料管釜殘液的體積流量： 取適宜的輸送速度，則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管流速：（3）回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管流速：（

30、4）塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管流速： （5）蒸汽進口管通入塔的水蒸氣體積流量：取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取螺旋電焊鋼管，規(guī)格： 實際管流速：（十三）法蘭的選取1. 進料管因為進料管尺寸為108mm×4mm，查手冊5選取法蘭Pg6Dg100HG5006-582.回流管因為回流管尺寸為159mm×4.5mm,查手冊選取法蘭Pg6Dg150HG5006-583.釜液出口管因為釜液出口管徑194mm×14mm,查手冊選取法蘭Pg6Dg175HG5006-584.塔頂蒸汽管因為塔頂蒸汽管尺寸為

31、377mm×9mm,查手冊選取法蘭Pg6Dg400HG5006-58有關法蘭數(shù)據(jù)如下表：Dg=6公斤厘米2Dg法 蘭螺 栓DD1D2f b DmS1r d 數(shù)量直徑1002051701483161502602252023 20180155188M16175290225232322209176188M164005354954654284422182316M20（十四）封頭選取因=8mm ,公稱直徑D=1600mm查化工設備設計手冊5,取封頭 Dg1600×3mm，其中曲面高度 H1=400mm , 直邊高度H2=40mm所以，總塔高=H有效

32、+2H封頭+2=10.7+2×(0.4+0.04)+2×0.008=11.6m（十五）設計結果匯總項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強PmkPa97.2105.1各段平均溫度tm88.899.8氣相流量VSm3/s1.972.13液相流量LSm3/s0.00470.0098實際塔板數(shù)N塊1218板間距HTm0.30.3塔的有效高度Zm5.44.2塔徑Dm1.01.0空塔氣速um/s0.9880.866塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長堰高lwm0.660.80hwm0.0450.0385溢流堰寬度管底與受業(yè)盤距離Wdm0.1240.158hom0.028

33、0.0245板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個25632319開孔面積m20.050.045篩孔氣速uom/s15412.89塔板壓降hPkPa0.5710.551液體在降液管中停留時間s5.45.1降液管清液層高度Hdm0.10840.1139霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.015640.01079負荷上限霧沫夾帶控制液泛控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷VS·maxm3/s1.4092氣相最小負荷VS·minm3/s0.270.23操作彈性5.194附錄（符號說明） 塔板開孔面積， 漏液點氣速，m/s 降

34、液管面積， 溢流堰高度，m 篩孔面積， V 塔上升蒸汽流量，kmol/h 塔截面積， 塔上升蒸汽流量，C 計算時的負荷系數(shù)，無因次 W 釜殘液流量，kmol/h 流量系數(shù)，無因次 無效區(qū)寬度，mD 塔徑流出液流量，kmol/h 弓形降液管寬度，mD 塔徑，m 安定區(qū)寬度，m 篩孔直徑，m x 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)E 液流收縮系數(shù)，無因次 y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù) 全塔效率，無因次 Z 塔有效高度，m 霧沫夾帶量，kg液/kg氣 理論塔板數(shù)n 篩孔數(shù) 降液管底隙高度，m 堰上液層高度，m 篩孔氣速，m/s 與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨龋琺 F 進料流量，kmol/h 溢流堰高度，m H 板間距，m；塔高，mK 篩板的穩(wěn)定系數(shù)，無因次 g 重力加速度，m/L 塔下降液體的流量，kmol/h S 直接蒸汽量，kmol/h 塔下降液體的流量，kmol/h t 篩孔中心距，mm 溢流堰長度，m 板上鼓泡層高度，m 與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m 板上液層高度，mP 操作壓強，k 實際塔板數(shù)P 壓強降，k R 回流比 板上液層充氣系數(shù)，無因次 u 空塔氣速，m/s 氣相動能因數(shù)，m/s q 進料熱狀態(tài)參數(shù) 與氣流穿過板上液層的壓降相當