[高等教育]化工原理课程设计.doc

北京理工大学珠海学院 课程设计课程设计任务书 2011 2012学年第一学期学生姓名： 专业班级： 指导教师： 工作部门： 一、 课程设计题目 苯和二甲苯物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：6000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量40%（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量90%（wt%）；塔釜苯含量2%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.6Rm摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀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，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对年产量6000吨苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，并采用板式换热器，原料的输送采用离心泵进料，和泡点进料，操作压力位常压操作。回流方式为泵强制回流，回流比为最小回流比的1.6倍。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用120饱和蒸汽加热，用20循水作冷凝剂。原料液走管程，饱和蒸汽走壳程。关键词：苯对二甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构目录课程设计任务书1摘要2目录3第一章 绪论41.1 分离方法的选择41.2设计流程41.3设备初选51.4操作条件6第二章 精馏塔的工艺计算72.1基础数据72.2常压下苯和对二甲苯的汽液平衡数：92.3物料衡算：112.4精馏段、提馏段操作线方程122.5塔板数和进料塔位置122.6全塔效率的确定13第三章 精馏塔主要尺寸计算143.1 塔的工艺条件及物性数据143.2精馏塔主要尺寸的计算19第四章 附属设备及接管的选取304.1 原料预热器的设计304.2 塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量314.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气用量324.4 进料泵的估选334.5主要接管尺寸的选取33设计结果汇总35主要符号说明36参考文献38第一章 绪论1.1 分离方法的选择分离方法的选择：精馏分离法，由于苯和对二甲苯所具有的物理性质不同，且满足于精馏分离的条件，在精馏分离中，多级分离过程，即混合液进行部分汽化和部分冷凝，故可使混合液得到近乎完全分离。和精馏塔，目的为分离乙醇和征兵处、的精馏塔，目的为分离乙醇和尚、1.2设计流程1.3设备初选1.3.1 塔板类型的选择：常见的塔板有泡罩塔板，筛板，浮阀塔板和喷射型塔板。其中泡罩塔板的优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当汽液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，适合处理各种物料。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高；板上液层后，气体流径曲折，通过塔板的压降加大，兼因雾沫夹带现象严重，限制了气速的提高，致使生产能力及板效率均较低，所以我们不作考虑。筛板的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞，若筛孔大时，由于气速的提高，生产能力增大，所以我们也不做考虑。浮阀塔的优点：生产能力大；操作弹性大；塔板效率高；塔板压降及液面落差小；塔的造价低。浮阀塔致使不宜处理结焦或黏度大稍大及有一般聚合现象的系统。所以我们觉得浮阀塔是最合适的。喷射型塔板生产能力大，操作弹性大，压降小，液面落差小，但是有漏液和“吹干”现象，所以也不作考虑。1.3.2 换热器的选择换热器的分类主要有管式换热器形式，板式换热器形式和热管换热器的结构形式。管式换热器，当两流体的温度较大，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，所以在这里不作考虑。板式换热器，因为其效率高，热损失小，结构紧凑轻巧，占地面积小，安装清洗方便，运用广泛，寿命长。所以我们是可以考虑的。热管换热器，其功能上和板式换热器差不多，但是由于它的价钱一般来说比板式换热器的贵，所以我们在这次实验中选择板式换热器。1.3.3离心泵的选择常见的泵有很多种，有往复泵，旋转泵，漩涡泵，离心泵等，我们这次选择的是离心泵，因为它具有以下有点：结构简单，操作容易，便于调节和自控；流量均匀，效率高；流量和压头的适用范围广；适用于输送腐蚀性或含有悬浮物的液体。1.3.4管路的选择所选择的是无缝钢管，适合石油，化工，窝炉行业的耐高温，耐低温，耐腐蚀。1.4操作条件1.4.1 操作压力的选择塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。应根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离困难。减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下其体积增大，需要的塔径增加，因此设备费用增加。对热敏性物料可采用减压蒸馏，所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。1.4.2加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵加料。加料方式可以用加料泵直接加料也可以用高位槽加料。用泵直接加料,简单易行,但用高位槽加料流量稳定,以免受泵操作波动的影响，依靠重力流动方式可省去一笔操作费用，但是设施的建设费用会相应增加，所以本实验选择用泵加料方式。1.4.3 进料热状态的选择:进料热状态有五种：冷液进料，泡点进料，气液混合进料，露点进料，加热蒸汽进料。进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比，若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需要预热器，但塔釜热负荷(一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下。所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。1.4.3 塔底加热方式的选择塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。因为此操作是用于分离苯和对二甲苯，不适合使用直接蒸汽加热，所以采取间歇蒸汽加热方法。1.4.4 回流方式的选择液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。本次方案设计要求回流比R控制为最小回流比的1.6倍第二章 精馏塔的工艺计算2.1基础数据表2-1-1苯和对二甲苯的物理性质物性 密度 熔点 沸点 相对分子质量 临界压力 在水的溶解度 折射率 /kg/m3 T/ T/ M P/MPa g/ml 苯 878.6 5.51 80.1 78.11 4.92 0.0018 1.50108对二甲苯 861 13.2 138.5 106.17 3.51 不溶 1.49575表2-1-2 苯和对二甲苯的密度温度T/ 80859095100105110115120苯/m3816 810 805 799 793 788 782 776 770 对二甲苯/m3810 805 800 796 791 786 782 777 772 图2-1 苯和对二甲苯的温度密度曲线 其中苯的回归方程为：苯=-1.1643T+909.52；另外对二甲苯=-0.9515T+886.09表2-1-3 苯和对二甲苯的黏度温度T/80859095100105110115120苯/Pa311.8299286272260247235228220对二甲苯/Pa349335324310299290280269259图2-2 苯和对二甲苯的温度黏度曲线表2-1-4 苯和对二甲苯的表面张力温度T/80859095100105110115120 苯/mN/m 21.1420.5119.8919.2818.6618.0517.4516.8516.25对二甲苯/mN/m21.9421.4120.8820.2619.8419.3218.818.2917.78图2-3 苯和对二甲苯的温度黏度曲线2.2常压下苯和对二甲苯的汽液平衡数：表2-2-1 苯和对二甲苯的Antoine常数组分 A B C苯 6.90565 1211.033 220.79 对二甲苯 6.99052 1453.43 215.307Antonie公式,其中P是饱和蒸汽压，单位是mmHg,温度T的单位是。表2-2-2 汽液平衡数温度T/808590951001051101151206.4676.2336.0135.8095.6185.4395.2725.1154.968苯P/Kpa101117.5136.1156.9180205.8234.2265.5300对二甲苯P/Kpa15.6218.8622.6427.0132.0537.8344.4251.960.37x0.9880.8220.6820.5620.460.370.2930.2250.165y0.9980.9670.9280.8820.8280.7620.6860.5960.495由以上数据可得图2-4 苯和对二甲苯的T-X-Y曲线 图2-5 苯和对二甲苯的X-Y曲线 因为苯的进料组成是40%，所以查图2-4可得 其泡点约为95，露点为122.5。2.3物料衡算：1、组成 塔顶馏出液苯的质量分数为90% 塔釜液中苯的质量分数为2% 塔顶馏出液的平均相对分子质量 塔釜混合液的平均相对分子质量 料液的平均相对分子质量 原料液流量 2、全塔物料衡算 D+W=F=7.492 （a) 即0.9244D+0.0270W=7.4920.4753 (b) 联立a、b，解得D=3.7427 kmol/h W=3.7493 kmol/h 3、，的确定 （a)（2-1） (b)（2-2） 联立a、b得 饱和液体进料 故 （c) 把=5.318，=0.9244，=0.4753代入C ，解得 =1.8=0.49142.4精馏段、提馏段操作线方程 精馏段操作线方程 =0.329+0.671 提馏段操作线方程 2.5塔板数和进料塔位置 简捷法 吉利兰图如下： 全塔理论板层数 由芬斯克方程式知 且 (R-Rmin)/(R+1)=0.2184 由吉利兰图查得(N-Nmin)/(N+2)=0.457即(N-2.60)/(N+2)=0.457 解得 N=6.47(不包括再沸器） 所以理论塔板数为7 精馏段理论板层数 前已查出 (N-Nmin)/(N+2)=0.457 N=2.62 故进料塔位置为从塔顶往下的第3层理论板。作图法图2-6 求理论板数的图解法从图可得，塔板的理论板数是6，其中进料是从第2块塔板开始。2.6全塔效率的确定 由图2-4 苯-对二甲苯混合液的t-x-y图 可得塔釜的温度Tw=126.02，塔顶的温度TD=102.35。因为其是在泡点进料，所以TF=99。所以平均温度T=109.12，所以所以实际塔板数 =7/0.451=16第三章 精馏塔主要尺寸计算3.1 塔的工艺条件及物性数据3.1.1.工艺条件：操作压强即塔顶压强：100kPa;压强降是 操作温度：.2.已知=0.9244， =0.027， =0.4753，由苯和对二甲苯的T-X-Y图，可以推出=92.41，=129.88，=103.90.所以精馏段的温度 提馏段的温度 3.1.2物性数据：1.平均分子量：塔顶： = =0.9244 由，且=5.318，所以=0.6971气相:V D=（y1 iMi）=0.9244280.1168+（1-0.9244）105.244=82.556 kg/kmol液相:L D=（X1 iMi）=0.697180.1168+（1-0.6971）105.244=87.727 kg/kmol.进料： =0.4753，;气相：V F=（yF iMi）=0.82880.1168+（1-0.828）105.244=84.439 kg/kmol;液相：L F=（XF iMi）=0.475380.1168+（1-0.4753）105.244=93.302 kg/kmol塔釜：Xw =0.027，；气相：；液相：.所以精馏段气相： 83.498 液相90.515 提馏段气相： 93.212 液相：=98.9242平均密度：精馏段气相：; 提馏段气相：=2.876液相：L=1X i 已知=40% ，=90% ，=2%，塔顶：TD=92.41 由物性手册查得 苯=798.648，对二甲苯=798.245；,进料：TF=103.90 由物性手册查得苯=799.92， 对二甲苯=787.442；塔釜：TW=129.88 由物性手册查得苯=757.858， 对二甲苯=762.169；所以精馏段平均密度，提馏段平均密度3液体的表面张力：塔顶：TD=92.41 由物性手册查得苯=19.596103，对二甲苯=20.573103；D=;进料：TF =103.90 由物性手册查得苯=18.188103，对二甲苯=19.433103；F=18.914103塔釜：Tw =129.88 由物性手册查得苯=15.083103，对二甲苯=16.797103；=16.759103所以精馏段的平均表面张力n L=15.353103;提馏段的平均表面张力m L=17.8371034液体粘度：塔顶：TD=92.41 由物性手册查得苯=279.611Pa，对二甲苯=317.252Pa；D=282.965Pa;进料：TF =103.90 由物性手册查得苯=250.016Pa，对二甲苯=291.802Pa；F=273.58Pa塔釜：Tw =129.88 由物性手册查得苯=210.623Pa，对二甲苯=185.8Pa；w=160.668Pa 所以精馏段的平均粘度n L=278.273Pa;提馏段的平均m L=217.124Pa.5体积流率：由于R=0.4914， 精馏段 L =RD=0.49143.7427=1.839 V =（R+1）D=（0.4914+1）3.7427=5.582 又Mn V =83.498，Mn L =90.515 n V= =2.706，n L =795.558；所以质量流量：Ln= Mn L L=90.5151.839=166.457 Vn= Mn V V=83.4985.582=466.086.所以体积流量：Lh n=0.219 Vh n=172.242 Ls n= =6.08310-5 Vs n= =0.0478 提馏段：因为是饱和液体进料，所以q=1 所以质量流量：L=L+qF=1.839+7.492= 9.331 V=V+(q-1)F=5.582 又Mm V =93.212，Mm L =98.924 m V=2.876 ，m L =777.239；所以质量流量：Lm= Mm L L=98.9249.331=923.060 Vm= Mm V V=93.2125.582=520.309所以体积流量：Lh m=1.188 Vh m=180.914 Ls m= =3.3 Vs m= =0.0503列表3-1 物性数据精馏段提留段气相液相气相液相平均分子量kg/kmol83.49890.51593.21298.924平均密度 kg/m32.706795.562.876777.239表面张力N/m315.353*103 17.837*103液体粘度Pa278.273217.124体积流率 m3/h172.2420.219180.9141.118体积流率m3/S0.0478 6.083*1030.05033.3*10-43.2精馏塔主要尺寸的计算3.2.1塔径的计算：1精馏段：已知Vs=0.0478,Ls=6.08310-5, n=15.353 mN/m.n v=2.706, n L=795.558，液气动能参数 取HT=0.25，hl=0.08,安全系数为0.6，则HT- hl=0.17，查史密斯关系图得C20=0.038.所以 按标准塔径圆整为0.5m,横截面积 空塔气速2提馏段：已知 =0.0503, , m=17.837mN/m.m v=2.876, m L=777.239，液气动能参数：取HT=0.25，hl=0.08,安全系数为0.6，则HT- hl=0.17，查史密斯关系图得C20=0.038.所以 0.419按标准塔径圆整为0.5m,横截面积空塔气速 3.2.2浮阀塔的塔板和结构与设计1. 堰长因为D=0.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（1）堰长 取=0.65D=0.650.5=0.325m （2）溢流堰高度 由选用平直堰，堰上液层高度为：取E为1精馏段：= 提馏段: 2. 弓形降液管的宽度和横截面 因为, 查3-12 下），得 则=0.07210.1963=0.0142 精馏段：提留段： 停留时间故降液管可使用 3.降液管底隙高度 取，则（1） 精馏段： ho=0.0778-0.006=0.0718m（2）提留段：ho=0.0733-0.006=0.0673m因为降液管的高度设计要大于20mm，所以此设计合理。3.2.3塔板布置1.塔板分布： 本设计塔径D=0.5m，采用整体块式塔板。2.浮阀数目与排列（1）精馏段取阀孔动能因子=12，则孔速：每层塔板上浮阀数目为：取边缘区宽度破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即并且,所以最后可计算出0.064浮阀排列方式采用正三角形叉排，取同一个横排的孔心距为t=95mm则排间距=0.1123m=112.3mm则按t=95mm为一边的正三角形叉排方式作图，按N=6重新换算孔速及阀孔动能因子，阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔率（2）提馏段取阀孔动能因子，则孔速：每层塔板上浮阀数目为：个浮阀排列方式与提留段一样，采用正三角形叉排方式作图按N=6重新核算孔速及阀孔动能因子阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔率 3.2.4塔板的流动性能的校核：1.气相通过浮阀塔板的压强降，可根据hp=hc+hl+h，(1)精馏段干板阻力hc因Uon=7.295Uoc，则hcn=板上充汽液层阻力，取=0.4，hL=0.08,则hl2=hL =0.40.08=0.032m液面表面张力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计，因此气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为hpn=0.0493+0.032=0.0813m(单板压降)（2）提馏段干板阻力hc因Uom=7.076 Uoc，则板上充汽液层阻力，取=0.4，hL=0.08,则hl2=hL =0.40.08=0.032m液面表面张力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计，因此气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为hpm=0.0504+0.032=0.0824m(单板压降)2.淹塔：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd（HT+hw）.则Hd=hp+hL,+hd.（1）精馏段 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度hpn=0.0813m 体通过压降管的压头损失 板上的液层高度hL=0.08，Hd=hp+hL,+hd=0.0813+0.08+=0.161m 取=0.6.已选定HT=0.25，hw=0.0778,所以（HT+hw）=0.6（0.0778+0.25）=0.1967m可见Hd（HT+hw）所以符合淹塔的要求。（2）提馏段 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度Hpm=0.0824m/s 体通过压降管的压头损失 板上的液层高度hL=0.08，Hd=hp+hL,+hd=0.0824+0.08+=0.162m 取=0.6.已选定HT=0.25，hw=0.0733,所以（HT+hw）=0.6（0.25+0.0733）=0.194m可见Hd（HT+hw）所以符合淹塔的要求。3.雾沫夹带（1）精馏段: 泛液率 板上液体流经长度： 板上液流面积： 取物性系数K=1，泛点负荷系数 所以泛液率 对于小塔，为避免过量的雾沫夹带，应控制泛点率不超过70%，由上可知，雾沫夹带能满足。（2）提馏段：取物性系数K=1，泛点负荷系数泛液率= 3.2.5塔板的负荷性能图（1）雾沫夹带线，泛点率，据此可作出负荷性能图，按泛点率的70%计算精馏段 整理得： 即： 由上式知雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个，都可知两个。提馏段 整理得： 即：在操作范围内，任取两个，都可知两个。结果如表3-2所示： 精馏段 提馏段 0.198 0.205 0.191 0.198（2）液泛线 由上式确定液泛线。忽略式中，则 精馏段 + 即 整理得： 提馏段 整理得：（3）液相负荷上限液体降液管内停留时间 35s已=5s时作为液体在降液管内停留时间的下限，则（4）漏液线 对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，且，则 精馏段 提馏段 （5）液相负荷下限线 取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线， 该线为气相流量无关的竖直线 取E=1.0，则 （6）负荷性能图如下： 精馏段液相负荷性能图 提馏段的负荷性能图3.2.6塔的总高度1.塔顶部空间高度2.塔底高度设储存液量停留5min，塔底液面与最下层塔板间距1.5m 则5min内塔底储存液的体积为：塔底液面高度：塔底空间高度：m3.人孔 因为D=0.5m，太小了，所以不宜设计人孔。4 . 进料板处板间距5. 塔高封头高度： 裙座： =(18-1-0-1)0.25+1+0+0.5+1.7185+0.5+1.5=9.2185m第四章 附属设备及接管的选取4.1 原料预热器的设计（设原料由25预热到进料泡点温度，采用200KPA下120饱和水蒸气加热；蒸气走壳层，原料走管层，逆流操作）4.1.1 物性数据定性温度下流体物性如下表：表4-1-1 定性温度下流体物性表项目t/kg/m/PasCp/kJ/kg/mW/mr/kJ/kg水蒸汽120943.10.23734.3600.068622205.20苯62836.8385.31.8550.152402.3对二甲苯62824.04121.8620.15340.0原料料62829.07.99.311.8590.15336.764定性温度：查得，所以流体的平均比热容流体的流量 4.1.2 计算热负荷Q及蒸汽用量 饱和蒸汽冷凝速率4.1.3 计算平均温度 4.1.4 初选换热器规格初选K=300 W/m2，故：由于，因此需要考虑热补偿，由换热器系列标准（参见附录二十八）中选定FB6002.533.1型换热器，有关参数如下：表4-1-2 FB6002.533.1型换热器相关参数壳径/mm325管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa1.6管长/m2公称面积/ m26.4管子总数28管程数4管子排列方法转角三角形若用此传热面积的换热器，则要求过程的总全热系数是300 W/m24.2 塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量4.2.1计算热负荷本设计冷凝器与被冷凝液体的温差不大。所以选择壳式冷凝器，被冷凝的气体走管间，以便及时排除冷凝液。在下，根据温度与汽化潜热的关系曲线，得，又，得所以塔顶热负荷4.2.2冷却水的用量已知，得，查得，所以4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气用量4.3.1再沸器热负荷，根据温度与汽化潜热的关系曲线，得，因为，得又，所以，得4.3.2水蒸气用量由4-1-1物性数据可知饱和水蒸气的2205.2KJ/kg故4.4 进料泵的估选进料泵的流速：液面至加料孔为5.0m，管长为8.0m90弯头两个，截止阀（全开）一个，又，则有故，又取，得流量：所选泵型号为：4.5主要接管尺寸的选取4.5.1进料管已知， ，体积流率：取管内流速：，则有进料管直径：取进料管尺寸：326.5mm4.5.2釜液出口管已知，体积流率：取管内流速：，则有釜液出口管径：取釜液出口管尺寸：328mm4.5.3塔顶蒸汽管已知，取管内流速，则有塔顶蒸汽管径：取塔顶蒸汽管尺寸：1486mm设计结果汇总所设计筛板的主要结果汇总于下表所示：序 号项 目数 值1平均温度tm，109.122平均压力Pm，kPa108.83精馏段体积流率VS，(m3/s)0.00614提留段体积流率LS，(m3/s)0.00335实际塔板数166塔高H，m9.227塔径，m1.48板间距，m19溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m0.32512堰高，m0.007813板上液层高度，m0.16114堰上液层高度，m2.1810-315降液管底隙高度，m7.1810-216边缘区宽度，m0.0317塔板开孔率，%7.1918开孔区面积，0.06419筛孔直径，m0.520每层浮阀数目621孔中心距，m0.09522排间距，m0.112323空塔气速，m/s0.243524筛孔气速，m/s7.02125稳定系数1.5126每层塔板压降，Pa634.527负荷上限雾沫夹带28负荷下限漏液控制29泛液率，%16.3130液相负荷上限，m3/s7.110-431液相负荷下限，m3/s6.0710-532水蒸气流量kg/h0.1448北京理工大学珠海学院 课程设计主要符号说明英文字母Aa 塔板开孔区面积,m2；Af 降液管截面积,m2；A0 筛孔总面积,m2；AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；C 计算umax时的负荷系数,m/s；CS 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,m；D 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数,无因次；ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(sm1/2）；F0 筛孔气相动