《精餾塔畢業(yè)設計》word版

1、精品文檔塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、 石油等工業(yè)中，其結(jié)構形式根本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔 用途較廣，它是逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設備。浮閥塔于50年代初期在工業(yè)上 開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應用最廣泛 的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍，對其性能研究也較充分。 浮閥塔板的結(jié)構特點是在塔板上幵有假設干大孔，每個孔上裝有一個可以上、 下浮動的閥片，浮閥的型式很多，目前國內(nèi)最常用型式的為h型和V-4型。 Fi型浮閥的結(jié)構簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛用于化工及煉 油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準JB1118-68

2、)。操作時，由閥孔上升的氣流， 經(jīng)過閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開度隨氣體負荷而變， 當氣量很小時，氣體仍能通過靜止開度的縫隙而鼓泡。我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個開展中的國家，擺在我們石油 工作者面前的任務是繁重的。煉油工業(yè)要對現(xiàn)有的煉油廠進行技術改造，繼 續(xù)堅持“自力更生，革新挖潛，全面提髙，綜合利用，大搞化工原料，趕超 世界先進水平的開展方針。要立足現(xiàn)有根底，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工 程的配套，擴大綜合生產(chǎn)能力;要革新工藝，革新技術，革新設備，把老裝置 開出新水平;要開展加氫技術，開展新型催化劑和添加劑，全面提高產(chǎn)品質(zhì)量， 增加品種;要開展綜合利用，大搞三次加工，

3、增產(chǎn)有機化工原料;要充分利用 熱能，大力降低消耗，各項經(jīng)濟技術指標要創(chuàng)出新水平;要治理“三廢，保 護環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進水平而奮斗。歡迎下載精品文檔目錄1.0精餾塔工藝計算11.1 全塔物料平衡計算11.2 確定塔的操作條件2回流罐壓力確實定2確定塔頂溫度3塔底溫度的求定4進料溫度的求定41.3回流比及理論塔板數(shù)的求定5求取相對揮發(fā)度5求最小回流比Rmin5求定最少理論塔板數(shù)Nmin71.3.4 計算實際回流比R及理論塔板數(shù)7確定實際塔板數(shù)及進料的位置81.4 熱量衡算9冷凝器91.4.2 再沸器101.4.3 全塔101.5 塔徑確實定111.5.1 液體密度111.5.2 氣體的密度1

4、21.5.3 體積流量142.5.4 初選板間距及塔徑計算151.5.5 塔板浮閥數(shù)及開孔率確實定181.5.6 溢流堰的設計及降液管的計算191.3 水力學計算21塔板總壓力211.3.2 上液層壓力降22霧沫夾帶221.3.4 浮閥塔的性能操作圖261.3.5 附屬設備的選擇30參考文獻32主要符號說明33設計心得35歡迎下載精品文檔摘要：石油是開展國民經(jīng)濟和建設的主要物質(zhì)，產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。精細化工的產(chǎn)生和開展與人們的生活和生產(chǎn)活動緊密相關。我國的有機化工原料工業(yè)起步較晚，隨著新油田的相繼開發(fā)和新煉油廠的陸續(xù)建設，與此同時，對天然氣資源的利用，也取得了長足進展。丙烯是重要的化工原料

5、，美國將生產(chǎn)量的二分之一用于制造化工產(chǎn)品，余下的大局部那么與異丁烷反響制造汽油中所需的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工產(chǎn)品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、環(huán)氧丙烷、丙酮等。當前各煉廠的氣體別離裝置大局部仍然采用精餾別離。蒸餾是 別離液體混合物的典型單元操作，其根本原理是利用 被別離的各組分的揮發(fā)度不同，即各組分在同一壓力下具有不同的 沸點將其別離的。塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構形式根本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式氣液傳質(zhì)設備。浮閥塔的優(yōu)點是：生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓強降及液面落差較小、塔的造價低。浮閥塔已成為國內(nèi)應用最

6、廣泛的塔型。我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個開展中的國家，擺在我們石油工作者面前的任務是繁重的。因此必須堅持獨立自主、自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進水平。關鍵詞：塔板 浮閥 丙烯 開空率 霧沫夾帶歡迎下載精品文檔1.0精餾塔工藝計算1.1 全塔物料平衡計算根據(jù)進料量F=170Kmol/h，進料組成XF=0.5582 (為丙烯摩爾分率及 兩輕重關鍵組分的摩爾分率在塔頂塔底中分配情況，既Xd=0.83，Xw=0.10列 方程組 F = D + W FXf=DXd + WXw 170=D + W 1700.55=0.83D+0.10W解得 d=106.704

7、1 kmol/h w=63.2959 kmol/h式中：XF丙烯的進料組成。XD塔頂產(chǎn)品中丙烯的組成。Xw塔底產(chǎn)品中的丙烯組成。D、W 塔頂、塔底產(chǎn)品流量。而 進料摩爾流量=摩爾百分數(shù)進料量。 餾出液的摩爾流量=摩爾百分數(shù)餾出液流量。 釜液摩爾流量=摩爾百分數(shù)釜液流量。例如： 甲烷進料摩爾流量=0.05% 170=0.085Kmol/h 甲烷進料質(zhì)量流量=0.0816=1.360Kmol/h 甲烷餾出液摩爾百分數(shù)=0.085/106.7041=0.0796% 其它各組分依此類推。 對全塔的物料平衡進行計算，其結(jié)果列于下表。表-1精餾塔物料衡算結(jié)果匯總表進料塔頂餾出液塔釜殘液組分摩爾分數(shù)%質(zhì)量分

8、數(shù)%摩爾流量Kmol/h質(zhì)量流量Kg/h摩爾分數(shù)%質(zhì)量分數(shù)%摩爾流量Kmol/h質(zhì)量流量Kg/h摩爾分數(shù)%質(zhì)量分數(shù)%摩爾流量Kmol/h質(zhì)量流量Kg/h丙烯70.3372162.997199.7399.499.1171.5347184.750.5910.540.3714.85丙烷25.726.559.582649.900.60.91.03565.2598.2940.162584.65正丁烷3.961.59.15149.991.195.460.74150.13合計100100231.759999.62100100172.569725010010062.272749.63由表一1計算數(shù)據(jù)可知本塔物

9、料是平衡的。1.2 確定塔的操作條件1.2.1回流罐壓力確實定由回流液溫度為t=40C,根據(jù)泡點方程Yi=kixi，利用試差法來確定回流罐的壓力。在t=40C時，設P回=1.7MPa由?石油煉制設計數(shù)據(jù) 圖表集?下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得h值及計算數(shù)據(jù)列于 下表。表-2試差法確定回流罐壓力數(shù)據(jù)表回流液組成t=40 設P回 =1700KPaKi Yi=kixi丙烯0.99410.994丙烷0.006520.90.005868合計10.9998所以假設的P 回值即為所求壓力值。由工藝條件知 P 頂=P 回101.325=1801.325kPao 1.2.3確定塔頂溫度因為P頂

10、=1.7MPa，利用露點方程全Xi =Yi/Ki ，應用試差法確定塔頂溫度。設塔頂溫度t頂=42.5C。由?石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集?下冊 482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值及計算數(shù)據(jù)列于下表。表-3試差法確定塔頂溫度數(shù)據(jù)表組成 密度回流液組成t=40 設P回 =1700KPaKi Yi=kixi丙烯0.9941.060.99940.994丙烷0.006520.960.0058680.00652合計10.99981.00052從表-3中最終所得數(shù)據(jù)Xi =Yi/Ki=1.00052所假定的溫度t 頂=40C即為所求定的塔頂溫度。歡迎下載精品文檔歡迎下載精品文檔 塔底溫度的求定根據(jù)

11、工藝條件全塔總壓降為0.5x101.33KPa，那么塔底壓力P底=P 回+0.10133=1.7+0.10133=1.801335MPa,再根據(jù)泡點方程全 Yi = KiXi ,應用試差法確定塔底溫度，設塔底溫度為t=50C。由?石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集? 下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值及計算數(shù)值列于表-4。表-4試差法確定塔底溫度數(shù)據(jù)表F1型重閥P=1851.95 Kpa 設t=50組分釜殘液Ki Yi=kixi丙烯0.0059111.110.00656丙烷0.982191.010.9920丁烷0.011890.350.004165合計0.9999911.00272由表

12、-4中數(shù)據(jù)可知最終求得h=l.00272,所以假設之t底= 50C即為所求的塔底溫度。 進料溫度的求定根據(jù)有關資料進料壓力可近似用塔頂及塔底壓力的算術平均值表示， 即：P進料=(P頂+P底/2= (1.801325+1.7) /2=1.7506625MPa,根據(jù)工藝條件進料熱狀態(tài)為泡點進料，因此利用泡點方程Yi=kixi，仍采用試差法求定進料溫度。設進料溫度為t=47C，由?石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集?下冊482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得ki值，并將Xi、KiXi值一并列入下表。試差法確定進料溫度數(shù)據(jù)表進料組成P=1826.625KPa設t=47CKi Yi=kixi丙烯0.70331

13、.060.7455丙烷0.25710.930.2391丁烷0.03960.330.0131合計10.9977由表-5中數(shù)據(jù)求得最后0.99771所以假設進料溫度t=47C即為所求值。 1.3回流比及理論塔板數(shù)的求定 1.3.1求取相對揮發(fā)度根據(jù)塔頂、塔底的溫度和壓力，由?石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集?下冊 482頁，圖12-1-1烴類相平衡常數(shù)圖查得各組分的相平衡常數(shù)，然后以重關 鍵組分丙烷為基準，求出各組分的相對揮發(fā)度i=ki/kj計算結(jié)果列于下表。 表-6相對揮發(fā)度計算結(jié)果匯總表組分塔頂Ki塔釜KiKi=ij丙烯11.111.05363.0103丙烷0.91.010.95812.73743丁烷0

14、0.350.351.05361.3.2求最小回流比Rmin根據(jù)恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下：，其中ij為i組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度，為的根，且其值介于輕重關鍵組分的相對揮發(fā)度之間，由于本設計所選取的輕重關鍵組分為兩個相鄰的組分，因此僅有一個值。下面就運用試差法求取，再求出Rmin的值，計算結(jié)果得出=2.8056因為是泡點進料，所以q=l，即。 =1-q=0 當=2.8056 =即可以滿足工藝要求，因此值可以作為計算值使用。Rmin=-1= R=13.376x1.09=14.586求定最少理論塔板數(shù)Nmin最少理論塔板數(shù)Nmin利用芬斯克方程求取，因為塔頂采用全凝器，

15、芬斯克 方程式表示如下： 其中L表示輕關鍵組分，W表示重關鍵組分=102.87LW表示輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度，取塔頂塔底的幾何平均值，即LW= ：塔頂條件下輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度：塔底條件下輕關鍵組分對重關鍵組分的相對揮發(fā)度。歡迎下載精品文檔1.3.4 計算實際回流比R及理論塔板數(shù)根據(jù)經(jīng)驗公式R= (1.12.0) Rmin來選擇R，首先在1.12.0之間選取 假設干個不同的R值，然后根據(jù)R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利蘭圖或 李德公式求NT值，為了防止由吉利蘭圖讀數(shù)據(jù)引起的誤差，采用李德公式求NTY=0.545827-0.591422x+0.00274/X式

16、中、 =1.1048=0.528 求出幾個不同的Nt值，因R增大時，所需NT值應隨之減少，當R增 加至某一值，NT減少的趨勢變得很緩慢時，此時的R值即為所求的R值。當R=13.376時，再增大R值相應的理論板數(shù)NT下 降的較少，所以取回流比R=13.26，相應的理論板數(shù)為248塊。確定實際塔板數(shù)及進料的位置 1計算全塔平均板效ET利用奧康奈爾關聯(lián)式計算Et，其表達式是Et=0.49 (LwL) -0.245,其中 =2.871L為時進料的液相平均粘度,并且由?石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集?下冊419頁，圖11-1-5烴類液體粘度圖、常壓及中壓查得t=65C時進料中個組分的粘度Li最終求得L。那么 E

17、t=0.49(LmL) -0.245 100 %=0.49(20.058) -0.245=95 % 1計算實際塔板數(shù)因為 Et=Nt/N，N=Nt/Et=58/0.95=61 塊，不包括再沸器。 m+n=N=146解得m=88,n=58Nnp= = Nnp+1既得進料位置為61+1=62 1.4 熱量衡算 1.4.1冷凝器QP=VHVD-(LHLL+DHLD)V=L+DR=L/D 得下式：QP =(R+1)(HVD- HLD) D =(14.586+1) (747.68-383.47) 172.57 =979606.9KJ/h由石油化工圖表手冊得HVi=(0.994179+0.00586811

18、0) 4.187=747.68KJ/kmol =(0.99492+0.00623) 4.187 =383.47KJ/kmol 1.4.2 再沸器Qw=VHVW+WHLW-LHLWV=VR=L/D V=V=(q-1)F=VL=V+W 得下式：QW =V(HVW-HLD)=(R+1)(HVW-HLW)D =14.586+1480.39-119.39172.57 =970979.01KJ/h =(0.00656181+0.992114+0.00416110) 4.187 =480.39KJ/Kmol =(0.0065696+0.99228+0.0041626) 4.187 =119.39KJ/Kmo

19、l1.4.3 全塔 =(940.7033+260.2571+0.0396108) 41.187 =322.70KJ/Kmol QW+FHF=DHLD+WHLW+Qp+Q損左邊=970979.01+231.753322.70=1074808.7KJ/h右邊=172.57383.47+62.27119.39+979606.9=1053216.73KJ/h + Q損得：Q損=2x104KJ/h 左邊右邊，即能量守恒 1.5 塔徑確實定 1.5.1 液體密度 查?石油化工圖表手冊烷烴液體比重圖?得組分 密度塔頂溫度進料溫度塔釜溫度丙烯0.4730.4650.4576丙烷0.4670.4500.4483

20、丁烷0.5450.5435注：表中各組分的密度單位為Kg/m3 為液體的平均密度 塔頂：0.991m3進料：塔底： 1.5.2 氣體的密度 1.5.2.1 查?石油化工圖表手冊?丙烯、丙烷、丁烷機構化數(shù)據(jù)得塔頂參數(shù)，如下表所示組分摩爾分數(shù)臨界溫度臨界壓力x106X106W丙烯0.994364.64.61362.414.5841.760.1477丙烷0.00586369.674.262.170.0250.2470.1454丁烷425.013.7970.1928合計0.99981159.2812.66364.584.6042.0070.4589 =0.994+440.005868=42.0172

21、=1.5.2.2查?石油化工圖表手冊?丙烯、丙烷、丁烷機構化數(shù)據(jù)得塔釜參數(shù)，如下表所示組分摩爾分數(shù)臨界溫度臨界壓力x106X106W丙烯0.00656364.64.612.390.030.290.1477丙烷0.9920369.674.25366.714.21643.80.1454丁烷0.00416425.013.7971.7710.0160.180.1928合計1.002721159.2812.66370.874.26244.270.4589 = = = = =1.5.3 體積流量q=1v=v=(R+1)D =14.586+1x7250=112998.5Kg/hL=RD =14.586x72

22、50=108.5Kg/hL=V+W=(R+1)D+W =112998.5+105748.5=115748.13 Kg/hR、D、W代質(zhì)量流率得V、v L 、L轉(zhuǎn)換成體積流量，并得兩端流速2.5.4 初選板間距及塔徑計算查?化工數(shù)據(jù)手冊?丙烯、丙烷、丁烷液體外表張力，如下表所示組分42.550丙烯5.053.939丙烷5.0394.173丁烷9.195由 ，mN/m 可得精餾段：提餾段：精餾段塔徑確實定在史密斯關聯(lián)圖中查橫坐標取板間距HT=0.45m；取板上液層高度hL=0.07m那么圖中參數(shù)值 HT-hL=0.45-0.007=0.38m由此在史密斯關聯(lián)圖上讀取C20為0.085HT-hlCU

23、maxUVS=DD泛點氣速：取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速塔徑按標準圓整為D=3m塔截面積：實際的空塔氣速： 0 =0.1344m/s提餾段塔徑確實定 同理：取板間距HT=0.45m；取板上液層高度hL=0.07m那么圖中參數(shù)值 HT-hL=0.45-0.007=0.38m由此在史密斯關聯(lián)圖上讀取C20為0.087泛點氣速：取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速塔徑按標準圓整為D=3m塔截面積：實際的空塔氣速： 2.2時，一般采用雙溢流，采用三角排列。1.5.5 塔板浮閥數(shù)及開孔率確實定圓孔氣速：氣體通過圓孔時，動能因數(shù)一般為912。：圓孔氣速。：氣體密度。取=10那么=/精餾段：提餾段：塔板浮閥

24、數(shù)及開孔率確實定：圓孔氣速。：圓孔直徑，=0.039m精餾段：=提餾段：那么 取邊緣區(qū)密度=0.06m塔上的鼓泡區(qū)寬度=0.10m塔上的鼓泡區(qū)面積：精餾段：提餾段：塔板截面積：開孔率：精餾段：提餾段：1.5.6 溢流堰的設計及降液管的計算選雙溢流，塔板為單、雙溢流；溢流堰為弓形，降液管我弓形。1.5.6.1 計算停留時間:降液管截面積：塔板間距L：液體流量查表有 =0.45m=0.0721x7.065=0.51=0.0721x7.065=0.51= 降液管流速一般0.1 m/s精餾段：提餾段：1.5.6.2降液管底隙高度確實定精餾段：提餾段：1.5.6.3 溢流堰上液層高度采用平直堰精餾段：=

25、0.071m提餾段：m常減、加壓塔中堰高一般取40-50mm，取=45mm精餾段：提餾段：1.3 水力學計算1.3.1塔板總壓力干板壓力降計算氣孔閥全開前精餾段：提餾段：兩者取較大值，那么=0.031m氣孔閥全開后精餾段：提餾段：兩者取較大值，那么=1.3.2 上液層壓力降精餾段：提餾段：忽略外表張力的壓力降，即精餾段：提餾段: 1.3.3霧沫夾帶泛點率= 或泛點率= 式中：Vs、Ls分別為氣、液負荷m3/s; 、分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3; 為板上液體流經(jīng)長度m，對單溢流塔板Zt=D-2Ws=2.2-2X 0.44=1.32m; Ab為板 上液體流經(jīng)面積m2,對單溢流塔板 Ab=AT-2

26、Af=3.7994-2X0.5509=2.69762m2; CF 為泛點負荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度及板距HT查得，Ab、AT (塔截面積)、Af (降 液管截面積)。由?化工原理?下冊167頁，表3-4取K=1.0，在根據(jù)A =60.92、HT=0.6, 由?化工原理?下冊176頁，圖3-16查得泛點負荷系數(shù)Cf=0.118。精餾段：泛點率一： 泛點率二：歡迎下載精品文檔提餾段：泛點率一：泛點率二：對于D0.9m的大塔，泛點率都應小于80%，實際求得的泛點率均小于 80%,符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eV0. lkg (液/kg (氣。1.3.3.1 霧沫夾帶量丙烯0.00870.0089丙烷

27、0.00820.0083丁烯0.00750.0076塔頂：塔釜：列表如下：氣體粘度/泊x10-3Kg/m2x107T18.78.87T28.298.45即 塔頂：塔釜：1.3.3.2 鼓泡區(qū)面積 取泡沫區(qū)寬度 邊緣區(qū) 1.3.3.3 霧沫夾帶量 取 精餾段：0提餾段：2.3.3.4 淹塔情況假設塔不設內(nèi)堰 公式 無進口堰 經(jīng)驗證 6mm) E=1 8由1由8式分別做出塔板負荷性能圖上的五條線，做附圖；塔板負荷性能圖可看出任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點P設計點處在適宜操作區(qū)的適中位置。精餾段：提餾段：塔板氣相負荷上限由霧沫夾帶控制操作下限為漏液控制。按固定液氣比，附圖查出塔板氣相負荷：上限:下限:

28、 精餾段操作彈性：提餾段操作彈性：1.3.4.6 塔高1.3.5 附屬設備的選擇1.3.5.1 全凝器的選擇 設冷卻水入口溫度20，出口溫度為30。查表： 20水熱焓為83.47 30水熱焓為125.60 代數(shù)得： 1.3.5.2 再沸器 K=1000 出料溫度T2T1 選擇100沸水 =100-T2 1.3.5.3 塔體接管及材料確實定塔頂蒸汽管 取 m/s 查得: 選公稱直徑 Dg=450mm 外徑=480mm 壁厚=8mm內(nèi)流管 一般液體 取 m/s 查得: 選公稱直徑 Dg=250mm 外徑=273mm 壁厚=6mm歡迎下載精品文檔參考文獻?塔的工藝計算?，石油化工工業(yè)部石油化工規(guī)劃設

29、計院編寫，1981年，石油工業(yè)出版社出版。姚玉英主編，?化工原理?上、下冊，天津大學化工原理教研室編，1995年8版，天津 科學技術出版社出版。?化學工程手冊?第13篇，氣液傳質(zhì)設備，?化學工程手冊?編輯委員會編寫，1984年, 化學工業(yè)出版社出版。?石油煉制設計數(shù)據(jù)圖表集?上、下冊，1978年，上?；W院煉油教研室編。蘇E.H朱達柯夫等著，黃文瀛譯，?石油加工主要過程和設備的計算?，1984年12月， 石油工業(yè)出版社出版。張錫鵬主編，?煉油工藝學?，1986年3月，石油工業(yè)出版社出版。程侶柏、胡家振、姚蒙正、高昆玉編譯，?精細化工產(chǎn)品的合成及應用?，1992年5月， 大連理工大學出版社出版

30、。?石油煉制?上冊，華東石油學院煉油工程教研室編，1979年9月，石油工業(yè)出版社出版。?物理化學?，天津大學物理化學教研室編，1985年5月，高等教育出版社出版。 侯祥麟主編，?中國煉油技術?，1991年2月，中國石化出版社出版。歡迎下載精品文檔歡迎下載精品文檔主要符號說明 -分別為丙烯、丙烷、丁烷的摩爾分數(shù) - 分別為丙烯、丙烷、丁烷的質(zhì)量分數(shù) -分別為丙烯、丙烷、丁烷的相對分子質(zhì)量F、D、W -分別為原料液、塔頂產(chǎn)品(餾出液)和塌地產(chǎn)品殘液的流量，kg/h(kmol/h)-相對揮發(fā)度-進料的摩爾分數(shù)-方程的解(介于1、2之間)q-液相分率-塔頂塔釜平均溫度下的相對揮發(fā)度UL-塔頂塔釜平均溫度下的黏度值ULi-液相任意組分粘度值Qp-冷凝器熱負荷 ，KJ/hHVD-塔頂上升蒸汽的焓HLD-塔頂餾出液的焓HVi-氣相純組分的焓HLi-液相純組分的焓H-混合熱Af-降液管截面積,m2-停留時間,suL-降液管中液體流速u0-液體通過降液管底隙時流速LW-堰長,mE-液體收縮系數(shù)hL-上液層高度,mhW-堰高,mh0w-堰