化工原理課程設(shè)計---連續(xù)精餾板式塔內(nèi)分離苯—甲苯混合物

1、<p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　前言2</b></p><p>　　1.1 設(shè)計任務(wù)3</p><p>　　1.2 設(shè)計方案的確定4</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝計算5</p><p>　　2.1精餾塔的物料衡算5

2、</p><p>　　2.1.1已知參數(shù)列表5</p><p>　　2.1.2原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率5</p><p>　　2.1.3原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量5</p><p>　　2.2 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算6</p><p>　　2.2.1 操作溫度的計算6</

3、p><p>　　2.2.2塔板數(shù)的確定7</p><p>　　2.2.3 操作壓力的計算9</p><p>　　第三章 精餾塔的塔體工藝尺寸計算9</p><p>　　3.1氣體流量的計算9</p><p>　　3.2平均摩爾質(zhì)量計算9</p><p>　　3.2.1 平均摩爾質(zhì)量9&l

4、t;/p><p>　　3.2.2 精餾段的平均摩爾質(zhì)量10</p><p>　　3.2.3 提鎦段的平均摩爾質(zhì)量10</p><p>　　3.3 平均密度的計算10</p><p>　　3.3.1氣相平均密度的計算10</p><p>　　3.3.2 液相平均密度的計算11</p><p&g

5、t;　　3.4 液相平均表面張力的計算12</p><p>　　3.5 式中的C計算12</p><p>　　3.5.1精餾段的液相體積流率12</p><p>　　3.6精餾塔有效高度的計算13</p><p>　　第四章 塔板主要工藝尺寸的計算14</p><p>　　4.1 塔板尺寸確定14<

6、/p><p>　　4.1.1 堰長lw14</p><p>　　4.1.2 溢流堰14</p><p>　　4.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af14</p><p>　　4.1.4 降液管底隙度h014</p><p>　　4.2 塔板布置15</p><p>　　4.2.1塔板的分

7、塊15</p><p>　　4.2.2邊緣區(qū)計算15</p><p>　　4.2.3開孔區(qū)面積計算15</p><p>　　4.2.4浮閥個數(shù)及排列15</p><p>　　第五章 塔板流體力學(xué)校核16</p><p>　　5.1液沫夾帶量的校核16</p><p>　　5.2干板阻

8、力hf計算17</p><p>　　5.2.1臨界孔速17</p><p>　　5.2.2穿過液層壓降17</p><p>　　5.2.3液體表面張力造成的阻力17</p><p>　　5.3液面落差17</p><p>　　5.4降液管液泛校核17</p><p>　　5.5嚴重漏

9、液線校核18</p><p>　　5.6 塔板負荷性能圖18</p><p>　　5.6.1漏液線18</p><p>　　5.6.2液沫夾帶線的關(guān)系18</p><p>　　5.6.3液相下限線關(guān)系19</p><p>　　5.6.4 液相上限線關(guān)系19</p><p>　　5.6

10、.5降液管液泛線關(guān)系19</p><p>　　5.6.6負荷性能圖20</p><p>　　5.8主要接管尺寸的選擇21</p><p>　　5.8.1進料管21</p><p>　　5.8.2回流管21</p><p>　　5.8.3釜底出料管22</p><p>　　5.8.4塔

11、頂蒸汽管22</p><p>　　第六章 精餾塔設(shè)備的計算22</p><p>　　6.1 塔體壁厚及封頭的計算22</p><p>　　6.2結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備23</p><p>　　6.2.1塔頂與塔底的空間23</p><p>　　6.2.2人孔23</p><p>　　6.2.

12、3有效高度的計算23</p><p>　　6.3精餾塔的輔助設(shè)備23</p><p>　　6.3.1再沸器熱量衡算23</p><p>　　6.3.2冷凝器熱量衡算24</p><p>　　6.4泵的選型24</p><p><b>　　總結(jié)24</b></p><

13、p><b>　　參考文獻25</b></p><p><b>　　本章符號說明25</b></p><p><b>　　致謝26</b></p><p>　　前言　　浮閥塔中以盤式浮閥應(yīng)用最為普遍。盤式浮閥塔板結(jié)構(gòu)，是在帶降液裝置的塔板上開有許多升氣孔，每個孔的上方裝有可浮動的盤式閥片。

14、當(dāng)上升蒸汽量變化時，閥片隨之升降，使閥片的開度不同，所以塔的工作彈性較大?！　∷?nèi)的溶液以兩種物質(zhì)狀態(tài)運動著，氣態(tài)穿過塔板升氣孔上升，液態(tài)橫過塔板進入降液管流至下層塔板上，氣液兩相在每層塔板上接觸，進行傳熱傳質(zhì)，使得苯由液態(tài)→氣態(tài)→液態(tài)，逐層上升，最后在塔頂部得到濃縮的苯。強化這一過程，塔的效率提高。氣液兩相接觸有一界面，界面越大即傳熱傳質(zhì)過程便得到增強，效率也會提高。曾使用篩板塔、泡罩塔，氣體在液體中幾乎是垂直上升，鼓泡而出。浮閥塔

15、的閥片使上升氣體呈水平方向噴射而出，而且采用的汽速較泡罩塔高得多，使氣體高度分散，氣泡很小，因此氣液接觸面大。在氣體負荷較大時產(chǎn)生霧沫夾帶也小，在液流量小時也不會發(fā)生不與液層接觸而垂直上升的不良現(xiàn)象，隨著氣體上升量的變化，相應(yīng)的變化浮閥的流量面積，維持著較高的速，因此氣-液始終接觸良好[1]?！　「￠y精餾塔總的原則是盡可能采用先進的技術(shù)，使生產(chǎn)達到技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則。</p>

16、<p>　　精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，利用液相混合物中各組份揮發(fā)度不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組份的分離，該規(guī)程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。本次任務(wù)設(shè)計任務(wù)書為設(shè)計一定處理量的精餾塔，用以實現(xiàn)苯-甲苯的二元理想物系的分離。本設(shè)計說明書通過物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核等一系列工作來設(shè)計一個具有可行性的合理篩板器。</p><p>　

17、　Separation of distillation is the most commonly uesd liquid mixture of a unit operation,using liquid mixture of all the different points of the volatile,volatile components from liquid to gas transfer,difficult volatile

18、 components from gas to liquid transfer,mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process.The design secification through the material

19、 balance,energy balance,technalogy,structural design and reri</p><p>　　第一章 設(shè)計任務(wù)及方案確定</p><p><b>　　1.1 設(shè)計任務(wù)</b></p><p>　　在操作壓力為4kPa（表壓）連續(xù)精餾板式塔內(nèi)分離苯—甲苯混合物。已知：原料處理量為0.3×

20、105t／a 操作周期 7200小時/每年；要求進料液組成60%（質(zhì)量分率，其下如同），塔頂餾出液組成為98%，塔底釜液的組成為2%。</p><p>　　進料熱狀況：飽和液體進料</p><p>　　回流比：R/Rmin=2</p><p>　　單板壓降：≤0.7kPa</p><p>　　1.2 設(shè)計方案的確定</p>

21、<p>　　本設(shè)計任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。此二元混合物可按理想混合物處理，采用連續(xù)精餾餾程。設(shè)計中采用飽和液體進料方式，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送如精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回餾至塔內(nèi)，其于部分產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回餾比較小，故操作回餾比取最小回餾比的1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐。其中浮閥塔低氣液負荷、操作彈性大、效率高

22、、單位體積生產(chǎn)能力大、氣液負荷可變性好等優(yōu)點且部分已形成標(biāo)準(zhǔn)系列，故選用浮閥塔為主體設(shè)備。</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝計算</p><p>　　2.1精餾塔的物料衡算</p><p>　　2.1.1已知參數(shù)列表</p><p>　　表1-1 參數(shù)列表</p><p>　　2.1.2原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)

23、品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA＝78.11 g／mol</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 MB＝92.13 g／mol </p><p>　　2.1.3原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=0.639×78.11+（1-0.639）×92.13=83.17

24、g／mol</p><p>　　MD=0.983×78.11+（1-0.983）×92.13=78.35 g／mol</p><p>　　MW=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.96 g／mol</p><p>　　原料處理量 Ｆ＝4000/7.2/85.82=50.10kmol/h</p&g

25、t;<p>　　總物料衡算與苯的物料衡算：</p><p>　　聯(lián)立解得：Ｄ＝32.13 kmol/h Ｗ＝17.97 kmol/h</p><p>　　2.2 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　2.2.1 操作溫度的計算</p><p>　　1 計算操作溫度需下列公式：</p>

26、<p>　?、侔餐心岱匠?②</p><p>　　2 查得苯、甲苯的安托尼常數(shù)：</p><p>　　3采用筆算，見其下結(jié)果</p><p>　　通過上面兩式試差求得</p><p>　　精餾段：tD=80.85℃ ，tF=99.7℃，tM=110.9℃，</p><p>　　提留段

27、：tW=93.37℃ ，tF=990.70℃，tM=92.03℃，</p><p>　　2.2.2塔板數(shù)的確定 </p><p>　　1 理論塔板層數(shù)NT的求取</p><p>　　苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求得理論板層數(shù)</p><p>　?、儆墒謨圆榈帽?甲苯物料的氣、液平衡數(shù)據(jù)，繪出x～y圖。</p><p&

28、gt;　?、谇笞钚』亓鞅燃安僮骰亓鞅?lt;/p><p>　　采用作圖法求得最小回流比。在途中對角線上，自點e（0.639.0.639）做垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的焦點坐標(biāo)為</p><p>　　yq = 0.769 xq = 0.639</p><p><b>　　故最小回流比為：</b></p><p>

29、　　取操作回流比為：R = Rmin= 21.65 = 3.30</p><p>　?、劬s塔的氣、液相負荷</p><p>　　L=RD=3.3033.38=106.3kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(3.30+1)21.40=138.16kmol/h</p><p>　　’=L+qF=106.5+51.10=15kmo

30、l/h</p><p>　　=V’=138.16kmol/h</p><p><b>　?、芮蟛僮骶€方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　?、萦脠D解

31、法求理論塔板數(shù)：</p><p>　　精餾段實際板層數(shù) N精=5/0.52≈10</p><p>　　提餾段實際板層數(shù) N提=6.5/0.52=13 全塔實際板數(shù)25塊</p><p>　?、奕ざ龋ㄒ后w平均黏度）的計算</p><p><b>　　以精餾段為例計算</b></p>&l

32、t;p>　　黏度計算公式： 利用液體黏度共線圖</p><p>　　查得tD=81.8℃時：</p><p>　　查得tW=90.7℃時：</p><p><b>　　全塔黏度：精=</b></p><p>　　同理 提鎦段全塔黏度：提 = 0.276</p><p>　　2.2

33、.3 操作壓力的計算</p><p><b>　　以精餾段為例計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力 PD=101.3+4 = 105.3kPa</p><p>　　每層塔壓降= 0.7kPa</p><p>　　進料板的壓力PF=105.3+100.7=112.3kPa</p><p>

34、　　精餾段平均壓力 pm = （105.3+112.3）/2=108.8 kPa</p><p><b>　　同理 提留段</b></p><p>　　塔底操作壓力 PF=114.4kPa</p><p>　　每層塔壓降= 0.7kPa</p><p>　　進料板的壓力PF=105.3+100.7=112.3kPa<

35、;/p><p>　　精餾段平均壓力 pm = （114.4+112.3）/2=103.4 kPa</p><p>　　第三章 精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　　3.1氣體流量的計算</p><p>　　苯與甲苯可以按理想氣體處理</p><p>　　精餾段的氣液相體積流率為</p><p&g

36、t;<b>　　=</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　3.2平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　3.2.1 平均摩爾質(zhì)量</p><p>　?、賢D時塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量:</p><p>　?、?tF時進料板處的平均摩爾質(zhì)量:</

37、p><p>　　=0. y=0.49</p><p>　?、?tW時塔釜的平均摩爾質(zhì)量:</p><p><b>　　=0.0296</b></p><p>　　3.2.2 精餾段的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　氣相平均摩爾質(zhì)量：</b></p>

38、<p><b>　　液相平均摩爾質(zhì)量：</b></p><p>　　3.2.3 提鎦段的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　氣相平均摩爾質(zhì)量：</b></p><p>　　液相平均摩爾質(zhì)量：)</p><p>　　3.3 平均密度的計算</p><p>　　

39、3.3.1氣相平均密度的計算</p><p>　　3.3.2 液相平均密度的計算</p><p>　　液相平均密度的計算選用下式：</p><p>　　由物性數(shù)據(jù)手冊查得不同溫度下的密度[2]，列入下表:</p><p>　?、賢D=81.8℃時塔頂?shù)钠骄芏扔嬎悖ù肀?；代表甲苯?lt;/p><p>　　=813.0

40、 =808.2</p><p>　?、趖F=90.7℃時進料板的平均密度計算（代表苯；代表甲苯）</p><p>　　=803.2 =799.5</p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　?、踭W=93.37℃時塔頂?shù)钠骄芏扔嬎悖ù肀?；代表甲苯?lt;/p><p><b>　　同

41、理可得，</b></p><p>　　=801.1 =796.9</p><p>　　提鎦段液相平均密度為</p><p>　　3.4 液相平均表面張力的計算</p><p><b>　　計算公式 </b></p><p>　　由物性數(shù)據(jù)手冊查得不同溫度下的表面張力[2]，

42、列入下表:</p><p>　?、賢D=81.8℃時塔頂</p><p>　　=21.05 =21.49</p><p>　?、趖F=90.7℃時進料板</p><p>　　=19.94 =20.51</p><p>　?、劬s段平均表面張力: </p>

43、<p>　　同理計算可得，提鎦段</p><p>　　①tD=93.37℃時塔頂</p><p>　　=19.66 ， =20.22 ， </p><p>　?、趖F=90.7℃時進料板</p><p>　　=19.94 =20.51</p><p>　　提鎦段平均表面張

44、力: </p><p>　　3.5 式中的C計算</p><p>　　3.5.1精餾段的液相體積流率</p><p>　　取板間距HT=0.40m 板上液層高度hL=0.06m</p><p>　　HT-hL=0.40－0.06=0.34m</p><p>　　由史密斯圖[3]可查的C20=0.06

45、8 </p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　取泛點氣速系數(shù)1</b></p><p><b>　　空塔氣速則</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)圓整后D=1.2m</p><p>　　塔截面積AT=0.785D2=0.78

46、51.22=1.130m2</p><p>　　實際空塔氣速u=VS/AT=1.053/1.1304=0.932m/s</p><p><b>　　同理 提鎦段</b></p><p>　　塔截面積AT=0.785D2=0.7851.22=1.130m2</p><p>　　實際空塔氣速u=VS/AT=1.023/1.1

47、304=0.905m/s</p><p>　　3.6精餾塔有效高度的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p>　　Z精=(N精-1)HT=(10－1)0.4=3.6m</p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　

48、Z提=(N提-1)HT=(15－1)0.4=5.6m</p><p>　　精餾塔有效高度 Z= Z精+Z提+0.8=10m</p><p>　　第四章 塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　4.1 塔板尺寸確定</p><p>　　因塔徑D=1400mm，流量適中，故可選用單溢餾弓形降液管，采用凹形受液盤。</p>&l

49、t;p>　　4.1.1 堰長lw</p><p>　　取lw=0.66D＝0.66×1.2＝0.792m</p><p>　　4.1.2 溢流堰 </p><p>　　hw＝hL－h(huán)ow，選用平直堰，其中how采用弗蘭西斯公式計算：</p><p><b>　　近似取E=1</b></p>

50、;<p><b>　　則 </b></p><p>　　取板上清液層高度hL＝0.06m，</p><p>　　hw＝hL－h(huán)ow＝0.06－0.016＝0.044m</p><p>　　4.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af</p><p>　　由lw/D＝0.66，查圖10-19[3]得：Af/AT

51、＝0.0722 Wd/D=0.124</p><p>　　故Af＝0.0722×1.130＝0.0826m2 </p><p>　　Wd＝0.125D＝0.124×1.2=0.1488m</p><p>　　由實踐經(jīng)驗表明，液體在降液管中的停留時間不應(yīng)小于3～5s對于高壓下操作的塔及易氣泡的物系，停留時間更長些。</p>

52、<p><b>　　因降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　　4.1.4 降液管底隙度h0</p><p>　　h0＝hw－0.015＝0.044-0.015=0.029m＞0.006m，</p><p>　　降液管底隙高度設(shè)計合理。</p><p>　　選用凹形受液盤，其深度h‘w＝50mm。<

53、/p><p><b>　　4.2 塔板布置</b></p><p>　　4.2.1塔板的分塊</p><p>　　依據(jù)經(jīng)驗有下表所列：</p><p>　　由此可知，塔板數(shù)分為四塊。</p><p>　　4.2.2邊緣區(qū)計算</p><p>　　取Ws＝W‘s＝0.065m，

54、 Wc＝0.035m</p><p>　　4.2.3開孔區(qū)面積計算</p><p><b>　　開孔區(qū)面積，</b></p><p>　　其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.6-(0.1488+0.065)=0.386m</p><p>　　r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.566m</p>&

55、lt;p><b>　　則=0.798</b></p><p>　　4.2.4篩板計算及排列</p><p>　　本例所處理的物系無腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：</p><p>　　t=3d0=3×5=15mm</p><p><b>

56、;　　故篩孔個數(shù) </b></p><p>　　開孔率Φ=0.907/(t/ d0)2=10.1%</p><p>　　篩孔速率 u0= VS/A0=1.053/（0.101×0.798）=13.06m/s</p><p>　　第五章 塔板流體力學(xué)校核</p><p>　　5.1液沫夾帶量的校核</p>

57、<p>　　液沫夾帶量由下式計算 ，單位：kg液/kg氣</p><p>　　故在本設(shè)計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)</p><p>　　5.2干板阻力hf計算</p><p>　　5.2.1臨界孔速[3] </p><p>　　由公式 </p><p>　　將前面計算的數(shù)據(jù)帶入上式可得=5.82

58、m/s</p><p>　?。?故浮閥全開 引用下列公式計算</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　5.2.2穿過液層壓降</p><p>　　其充氣系數(shù)=0.5 </p><p>　　==0.5×0.06=0.03m 液柱</p>

59、<p>　　5.2.3液體表面張力造成的阻力</p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　總壓降 液柱</b></p><p><b>　　故壓力校核滿足</b></p><p><b>　　5.3液面落差</b>&

60、lt;/p><p>　　本設(shè)計，塔徑與液面流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p>　　5.4降液管液泛校核</p><p>　　為了防止降液管液泛現(xiàn)象的發(fā)生，則主要控制管內(nèi)清夜層高度</p><p><b>　　計算 </b></p><p>　　式中=0.0712m =0.

61、06m</p><p>　　因為苯與甲苯物系可取0.5</p><p>　　故不會發(fā)生降液管液泛現(xiàn)象。</p><p>　　5.5嚴重漏液線校核</p><p>　　取漏液點氣速為閥孔動能因子=5時相應(yīng)值，則</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)1.5～2.0 故不會發(fā)生嚴重漏液</p><p>

62、;　　5.6 塔板負荷性能圖</p><p><b>　　5.6.1漏液線</b></p><p><b>　　令=5 </b></p><p>　　5.6.2液沫夾帶線的關(guān)系</p><p><b>　　≤0.8～0.82</b></p><p>

63、;　　令=0.8時，依前面數(shù)據(jù)可以得出與的關(guān)系：</p><p>　　5.6.3液相下限線關(guān)系</p><p>　　=2.78m3/h or =0.000772 m3/s </p><p>　　5.6.4 液相上限線關(guān)系</p><p>　　中，=5s =0.111m2 =0.45m</p><p>　　

64、=0.00999 m3/s or =35.96 m3/h</p><p>　　5.6.5降液管液泛線關(guān)系</p><p>　　由前面降液管液泛線關(guān)系[5] </p><p>　　略去中的阻力 可取0.5</p><p>　　帶入相應(yīng)數(shù)據(jù)，整理得：</p><p>　　5.6.6負荷性能圖</p>&

65、lt;p>　　精餾段 Vmax=0.917 ， Vmin=0.472</p><p>　　操作彈性==1.943</p><p>　　提鎦段Vmax=1.384 ， Vmin=0.402</p><p>　　操作彈性==3.443</p><p>　　5.7設(shè)計結(jié)果一覽表</p><p><b>

66、　　浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果</b></p><p><b>　　總結(jié)</b></p><p>　　經(jīng)歷這次化工原理課程設(shè)計之，我體會最深的是將所學(xué)的知識應(yīng)用到實際過程中，必須靈活運用理論、有深度的思考問題。同時也認識到了一個問題可以多途徑、多手段的去解決，不能僅限一門專業(yè)課，要廣闊的獵取知識。特別是計算機知識運用于化工計算中可以事半功倍。另一方面：綜合應(yīng)用知識

67、的本領(lǐng)在于平時的積累鞏固，尤其是對基礎(chǔ)知識的掌握程度以及熟練程度都要在平時注意，才能在設(shè)計時把握主體方向，建立起心中的設(shè)計框架。</p><p>　　通過這次設(shè)計我還認識到考慮問題必須要全面，仔細推敲自己的設(shè)計方案，做到不返工、不出大錯的原則。</p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1] 柴誠敬. 化工原理（下冊）

68、.天津：天津大學(xué)出版社，2005</p><p>　　[2] 化工物性數(shù)據(jù)手冊</p><p>　　[3]陳敏恒，叢德茲等. 化工原理(上、下冊)(第二版). 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2000</p><p>　　[4]化工設(shè)備技術(shù)全書編輯委員會. 化工設(shè)備全書—塔設(shè)備設(shè)計. 上海：上?？茖W(xué)技術(shù)出版社，1988</p><p>　　[5]大連理

69、工大學(xué)化工原理教研室. 化工原理課程設(shè)計. 大連：大連理工大學(xué)出版社，1994</p><p>　　[6] 譚蔚.化工設(shè)備設(shè)計基礎(chǔ)（第二版）.天津：天津大學(xué)出版社，2007</p><p>　　[7] 柴誠敬，劉國維，李阿娜. 化工原理課程設(shè)計. 天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，1995</p><p><b>　　本章符號說明</b></p&

70、gt;<p>　　Aa────塔板開口區(qū)面積，m2； Af────降液管截面積，m2；</p><p>　　A0────篩孔總面積，m2； AT────塔截面積，m2；</p><p>　　c0────餾量系數(shù)，無因次； C────計算時的負荷系數(shù)，m∕s</p><p&

71、gt;　　Cs────氣相負荷因子，m∕s d0────篩孔直徑，m；</p><p>　　D────塔徑，m； DL───液體擴散系數(shù)，m２∕s；</p><p>　　DV───氣體擴散系數(shù)，m２∕s； eV───液沫夾帶量，kg（液）∕kg（氣 ET───總板效率，無因次

72、；</p><p>　　F────氣相動能因子， F0───篩孔氣相動能因子，</p><p>　　g────重力加速度，9.81m∕s2; hL───板上清液層高度，m；</p><p>　　how───堰上液層高度，m； h0───降液管的底隙高度，m； </

73、p><p>　　hˊw───進口堰高度，m； </p><p>　　hw───出口堰高度，m；</p><p>　　hl───口堰與降液管間的水平距離，m；</p><p>　　he───與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；</p><p>　　hd───與液體餾過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； </p>