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1、化工原理课程设计化工原理课程设计题 目 90000吨/年丙酮-水连续精馏塔设计 系 （院） 材料与化学工程 专 业 * 班 级 * 学生姓名 * 学 号 * 指导教师 * 职 称 2013年 12 月 10日化工原理设计任务书设计题目：丙酮水二元物料板式精馏塔设计条件： 常压： 处理量：90000吨/年 进料组成： 25%丙酮，75%水（质量分率，下同） 馏出液组成： 釜液组成： 馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮 塔顶全凝器 泡点回流 回流比： R=1.5Rmin加料状态： 单板压降： 设计任务：完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。画出带控制点的工艺流程图、塔板负
2、荷性能图、精馏塔工艺条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。摘 要利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不
3、断地增浓，在塔顶获轻组分产品。 在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺
4、流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以丙酮水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数11块，回流比为1.3032,算出塔效率为0.446，实际板数为25块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.2米，有效塔高6.6米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。目录第一部分 设计概述
5、1一 、设计题目：1二 、工艺条件:1三 、设计内容1四、工艺流程图1第二部分 塔的工艺计算3一、查阅文献，整理有关物性数据3二、全塔物料衡算与操作方程7三、全塔效率的估算7四、实际塔板数8五、精馏塔主题尺寸的计算101 精馏段与提馏段的汽液体积流量102 塔径的计算123 塔高的计算164 塔板结构尺寸的确定165弓形降液管176开孔区面积计算187 筛板的筛孔和开孔率18六、筛板的流体力学验算21塔板压降22液面落差2七、塔板负荷性能图41精馏段塔板负荷性能图42提馏段塔板负荷性能图7八、精馏塔的主要附属设备。1.塔顶全凝器设计计算112.料液泵设计计算3管径计算12九、设计结果一览表11
6、十、符号说明15十一、附图1十二、参考文献4 十三. 设计小结15第一部分 设计概述一 、设计题目： 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二 、工艺条件:生产能力：90000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： R/Rmin=1.5三 、设计内容 1、 确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2、 工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效 率，实际塔板数等。 3、 主要设备的工艺尺寸计算
7、 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4、 流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5 、 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。四、工艺流程图丙酮水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。丙酮
8、水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图图1：精馏装置工艺流程图第二部分 塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据（1）水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力67.766.064.362.760.158.4丙酮
9、表面张力19.518.817.716.315.214.3表3.水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5. 丙酮水系统txy数据沸点t/丙酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10
10、.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上数据可作出t-y（x）图如下由以上数据作出相平衡y-x线图（2）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol 平均摩尔质量 M=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.96
11、8) 18.02=56.798 kg/kmolM=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol=574.08Kmol/h最小回流比由题设可得泡点进料q=1则= ，又附图可得=0.0937, =0.749。 = 确定操作回流比： 令二、全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 D=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h (2) 操作方程精馏段 = 0.33Xn+0.64提馏段：因为泡点进料，所以q=1,代入数据（3）由图可得当R=0.5013时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为（0.854,0.915），则：
12、 可解得：=0.8688设R=1.5Rmin=1.3032则精馏段操作线方程：=0.57Xn+0.42利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数 块 ， 进料板位置 三、全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据丙酮水系统tx(y)图可以查得： (塔顶第一块板) 设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上： 可得： (加料板) 假设物质同上： 可得： (塔底) 假设物质同上： 可得： 所以全塔平均挥发度： 精馏段平均温度： 查前面物性常数（粘度表）：61.85 时， 所以 查61.85时，丙酮-水的组成 所以 同理可得：提留段的平均温度 查表可得在83.6时 四、实际塔板数实际塔板数
13、（1）精馏段：，取整15块，考虑安全系数加一块为15块。（2）提馏段：，取整9块，考虑安全系数加一块，为9块。故进料板为第16块，实际总板数为25块。全塔总效率： 五、精馏塔主题尺寸的计算1 精馏段与提馏段的汽液体积流量精馏段的汽液体积流量 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85表6. 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.09370y1=xD=0.9680yf=0.7500x1=0.9500摩尔
14、质量/MLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08温度/67.2056.70在平均温度下查得液相平均密度为：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.35精馏段的液相负荷L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h Ln=LM/lm=6839.29/852.35=3.13由 所以 精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7, 则进料板压强气相平均压强气相平均摩尔质量 气相平均密度汽相负荷 V=（R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/h精馏段的负荷列于表7。表7 精馏段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/50.10
15、539.29平均密度/1.92852.35体积流量/3136.263.13提馏段的汽液体积流量QnL=Qn,L+Qn,F QnL=68+574.08=642.08Kmol/hQnV=Qn,V QnV=(R+1)Qn,D=120.18Kmol/h整理提馏段的已知数据列于表8，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。表8提馏段的已知数据位置塔釜进料板摩尔分数Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩尔质量/Mlv =20.77MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46温度/10067.2表9提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔
16、质量/19.1230.846平均密度/951.371.809体积流量/12.920492 塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表 在进料板温度下查表面张力表：=17.9mN/m =64.74mN/m 在塔底温度下查表面张力表： =14.3mN/m =58.4mN/m 精馏段液相平均表面张力 提馏段液相平均表面张力 全塔液相平均表面张力 在塔顶的温度下查粘度表 在进料板温度下查粘度表： 在塔底温度下查粘度表： 精馏段液相平均粘度 提馏段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔径的计算精馏段的体积流率计算： 提留段：Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s(史密斯关联图)图横坐标：提留段
17、：取板间距，板上液层高度提留段：C20=0.04Umax=1.138 m/s ：查附图： 表观空塔气速： 估算塔径：提留段：D=1.03MAt=0.83m2U=0.69m/sLw=0.6798mHow=0.0177mHw=0.043mWd=0.141Af=0.063塔截面积：实际塔气速： 精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：提留段有效高度为：在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 3.溢流装置的计算 堰长可取=0.66D=0.661.2=0.792m 溢流堰高度 由=，选用平直堰，堰上液层高度：取用E=1，则取液上清液层高度弓形降液管宽度和截面积 由，查图5-7（）
18、附图得 提留段：Ho=0.032mX=0.304mR=0.48mAa=0.542mN=2789个%Uo=10.39m/s 用经验公式： 故降液管设计合理。降液管底隙高度比低10mm，则： =0.01=0.05380.01=0.0438m 故选用凹形受液盘，深度塔板布置 塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。边缘区宽度确定 取开孔区面积 其中， 筛孔计算及其排列 选用=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 筛孔数目： 开孔率： 气体通过阀孔的气速为：3 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -塔顶空间（不包括头盖部
19、分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=23块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：4 塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，查得 堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精
20、馏段降液管内的停留时间 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液层深度，一般不宜超过60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E-液体的收缩系数-液相的体积流量-堰长精馏段 =由 查手册知 E=1 则=0.00711=0.0071m=0.06-0.0071=0.0529m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0529-0.015=0.0379同理，对提馏段 =由 查手册得 E=1.=0.02021=0.0202m=0.06-0.0202=0.0398m=0.0398-0.01=0.0298m6开孔区面积计
21、算 已知=0.12m进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07m阀孔总面积可由下式计算提留段：x=0.304mR=0.48mAa=0.542m2/sx=r=所以 7 筛板的筛孔和开孔率因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 提留段;N=2789个筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为 则 精馏段 提馏段 六、筛板的流体力学验算 1塔板压降 干板阻力计算精馏段：Hc=0.0175m液柱Ua=0.83m/sFo=1.14Hl=0.042hp=0.0645700pa(700pa=设计允许值
22、) 干板阻力 由所选用筛板，查得 液柱 气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力 查图得： 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 液柱 气体通过每层塔板的高度可计算： （700Pa=设计允许值）2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。提留段：Hf=0.105mev =0.0321.5 Hd=0.064+0.042+0.001=0.1160.17645 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 由 所以 故设计中液沫夹带量允许范围内漏液 对于筛板塔，漏液点气速： =5.89m/s 实际空速： 稳定系数： 故在本实验中无明显漏液。液泛 为防止塔
23、内发生液泛，降液管内液高度应服从式子 取 而，板上不设进口堰，则有 液柱 可知，本设计不会发生液泛七、塔板负荷性能图 1精馏段塔板负荷性能图 1.1漏液线查图知 = 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.0010.0040.0080.01 0.21850.23930.25780.26541.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得VS=1.33-15.8LS2/3 0.0010.0040.0080.01 1.1720.9320.6980.5966可作出液沫夹带线21.3液相负荷下限线液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平
24、直堰，取堰上液层高度=0.00526作为最小液相负荷标准。=EE=1,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.1.4液相负荷上限线以3s 作为液体在降液管中停留时间的下限故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。1.5液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度令 ， 联立得 整理得： 0.0322=0.08652-118.29-1.32列表计算如下 0.0010.0040.0080.01 1.511.260.90.648由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作
25、出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max= 1.35m3/s Vs，min= 0.6m3/s故操弹性为Vs，max/Vs，min=2.25 图中红色线为液相负荷上线，蓝色线为液相负荷下线，黑色线为操作线2提馏段塔板负荷性能图2.1漏液线查图知 = 在操作范围内，任取几个值，已上式计算 0.0030.00350.0040.0045 0.21990.22320.22630.34222.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=（0.0398+0.0202）*2.5=0.039
26、8 how=2.84/10001.074(3600LS/0.6798)2/3=0.927LS2/3则hf=0.0995+2.3175 LS2/3 HT-hf=0.3-0.0995-2.3175LS2/3=0.2005-2.3175 LS2/3 解得VS=1.3476-15.5766LS2/3 Ls/(m3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.0260.990.95770.9257可作出液沫夹带线22.3液相负荷下限线=E=1据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。2.4液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液
27、相负荷上线4。2.5液泛线 0.054=0.102241-317.3-1.4668列表计算如下Ls/(m3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.1291.0931.05591.034由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下： B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为液相负荷下线控制。由图查得Vs，max= 1.05m3/s Vs，min= 0.3m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 3.43图中红色线为液相负荷上线，蓝色线为液相负荷下线，黑色线为
28、操作线八、精馏塔的主要附属设备 1.塔顶全凝器设计计算（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。 （2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：塔顶温度：tD=56.5O C 进料板温度：tF=67.2O C 塔釜温度 ：tW=100O C 塔顶：用内插法求温度tLD=56.757O C tVD=56.837O C 冷凝器的热负荷： IVD塔顶上升气体的焓ILD塔顶镏出液的焓丙酮的蒸发潜热 水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：Tr对比温度沸点/O C 蒸发潜热
29、KJ/KgTc/K丙酮56.5523508.1水1002257648.15在 tVD=56.837O C 丙酮：Tr,1=0.65 Tr,2=0.649=522.4KJ/Kg同理可得：在tLD=56.757O C 水：Tr,1=0.51 Tr，2=0.576 =2384.6KJ/Kg因为 R=1.3032 D=52.18Koml/h MD=56.798Kg/KomlD1= D *MD =2963.72Kg/hQC=因为山东地区夏季平均温度为35O C，所以选用35O C的冷却水，升温10O C.在于是冷凝水用量： qm2 CPC在温度为平均温度40O C下查取为4.174KJ/（Kg*O C)
30、WC=取冷凝器传热系数：K= A= =16.29O C因为QC=公称直径/mm管程数 管数管长/mm换热面积/m2公称压力/KPa60014304500112.92.52.料液泵设计计算由于是泵加料，取 ，F=12500kg/h 进料管管径 设料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 弯头 le=35*0.048=1.68料液 ， Re= 在料液面与进料孔面之间列伯努利方程则流量为11.3M3/h、He=6.39m，查泵性能图，可得选型如下：泵规格IS65-50-160流量 12.5M3/h 扬程 8m 转速 1450r/min 汽蚀余量 2m 效率 60%轴功率 0.45kW 配带功率
31、0.75kW3.管径的计算3.1.1加料管径管路的流量：F=90000 在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在67.2时 ，进料密度为： f =951.37kg/m3取管流速u=2m/s圆整后，外径55mm, 3.1.2、塔顶蒸汽管的管径蒸汽用量：Vs=0.87m3/s 取气速u=20m/s，圆整后，外径D=260mm =9mm3.1.3料液排出管径 排液量 W=521.9kmol/h*20.77kg/kmol=10839.863kg/h取=0.4 m/s液相密度951.37圆整后，外径107mm，3.1.4回流管管径回流管的摩尔流量为：取流速圆整后，外径D=60mm =3mm九、
32、设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度61.8583.6平均流量气相VSm3/s0.870.569液相LSm3/s0.000860.0036实际塔板数N块1510板间距HTm0.30.3塔的有效高度Zm4.22.4塔径Dm1.21.03空塔气速um/s1.2591.138塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.7920.6798堰高hwm0.05380.0432溢流堰宽度Wdm0.16320.141底与受液盘距离hom0.04380.0298板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05孔中心距tmm15.015开孔率 10.110.1孔数
33、n孔39372789开孔面积m20.7650.542筛孔气速uom/s11.269.48稳定系数1.911.6塔板压降hPkPa0.58830.5973液体在降液管中停留时间s315.25降液管内清液层高度Hdm0.12230.116雾沫夹带eVkg液/kg气0.060.032负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限液相负荷下线控制液相负荷下线控制液相最大负荷LSmaxm3/s0.00860.00383液相最小负荷LSminm3/s0.000660.0032操作弹性2.253.43塔顶全凝器公称直径mm 600管长mm 4500换热面积m2 112.9 泵规格IS65-50-160十、符号说明
34、英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液层
35、高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 塔高希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标r 气相L 液相l 精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分B 难挥发组分化工原理课程设计十一.附图