化工原理设计(苯-氯苯浮阀塔设计)

化工原理课程设计任务书(一)设计题目 苯-氯苯连续精馏塔的设计(二)设计任务及操作条件设计任务(1)原料液中含氯苯35% (质量)。(2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2(质量)。(3)年产纯度为99.8的氯苯41000吨操作条件 (1)塔顶压强4KPa(表压)，单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态 饱和蒸汽进料。 (3)回流比自选。 (4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式F1型浮阀塔设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。（三）设计内容1）设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。9) 辅助设备的设计与选型2设计图纸要求：1) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。目录前 言61设计方案的思考62.设计方案的特点63工艺流程的确定6一设备工艺条件的计算81设计方案的确定及工艺流程的说明82全塔的物料衡算82.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率82.2 平均摩尔质量82.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率83塔板数的确定93.1理论塔板数的求取93.2 确定操作的回流比R103.3求理论塔板数113.4 全塔效率123.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）134操作工艺条件及相关物性数据的计算134.1平均压强134.2 平均温度144.3平均分子量144.4平均密度154.5 液体的平均表面张力164.6 液体的平均粘度174.7 气液相体积流量186 主要设备工艺尺寸设计196.1 塔径197 塔板工艺结构尺寸的设计与计算207.1 溢流装置207.2 塔板布置23二 塔板流的体力学计算251 塔板压降252 液泛计算273雾沫夹带的计算284塔板负荷性能图304.1 雾沫夹带上限线304.2 液泛线314.3 液相负荷上限线324.4 气体负荷下限线（漏液线）334.5 液相负荷下限线33三 板式塔的结构与附属设备351 塔顶空间352 塔底空间363 人孔数目364 塔高36浮阀塔总体设备结构简图：375接管385.1 进料管385.2 回流管385.3 塔顶蒸汽接管395.4 釜液排出管395.5 塔釜进气管406法兰407 筒体与封头417.1 筒体417.2 封头417.3 裙座418 附属设备设计418.1 泵的计算及选型418.2 冷凝器428.3 再沸器43四 计算结果总汇44五 结束语45六 符号说明：45前 言1设计中采用露点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：1.3.2.1塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。1.3.2.2操作压力的确定本设计采用常压精馏，用常压精馏可降低设备的造价和操作费用。其中塔顶压力为1.3.2.3加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料1.3.2.4再沸器、冷凝器等附属设备的安排本设计精馏过程采用蒸汽间接加热，在釜底设再沸器。塔顶设冷凝冷却器，将塔顶蒸气完全冷凝后再冷却到78左右回流入塔。塔顶通过回流比控制器分流，馏出产品进入贮罐。1.3.2.5设计的依据与技术来源本设计依据于精馏的原理（即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部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。2.设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3工艺流程的确定原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图一设备工艺条件的计算1设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用露点进料（q=0），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2全塔的物料衡算2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.559kg/kmol。2.2 平均摩尔质量2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有： ,全塔物料衡算： 釜液处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 3塔板数的确定3.1理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下： 表3-1 相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为：3.2 确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得曲线。 图3-1 苯氯苯混合液的xy图在图上，因q=0，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485倍，即：求精馏塔的汽、液相负荷 L=L=97.39Kmol/h3.3求理论塔板数精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点为止。用Excel作图，各 图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数 块（包括再沸器）加料板位置 3.4 全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。 查图一，由=0.986 =0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：=80.43 =138.48，全塔平均温度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5根据表3-4表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPas0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。3.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块4操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底： 精馏段平均压强提镏段平均压强4.2 平均温度利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,加料板 ，塔底温度 ，精馏段平均温度 提镏段平均温度 4.3平均分子量精馏段： 液相组成：，气相组成：，所以 提镏段：液相组成：，气相组成：，所以 4.4平均密度4.4.1 液相平均密度 表4-1 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：氯苯 ： 推荐：式中的t为温度，塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：提镏段：4.4.2汽相平均密度精馏段：提镏段：4.5 液体的平均表面张力表5-1 组分的表面张力温度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 进料板液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 塔底液相平均表面张力的计算由，用内插法得， , 精馏段液相平均表面张力为提镏段液相平均表面张力为4.6 液体的平均粘度 表三 不同温度下苯氯苯的粘度 温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示4.6.1 塔顶液相平均粘度，4.6.2 进料板液相平均粘度，4.6.3 塔底液相平均粘度， ，,4.7 气液相体积流量精馏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量提镏段：汽相体积流量汽相体积流量液相体积流量液相体积流量6 主要设备工艺尺寸设计6.1 塔径精馏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 精馏段的塔径 按标准塔径圆整取提镏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为精馏段的塔径按标准塔径圆整取7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算7.1 溢流装置因塔径为1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长（出口堰长）取精馏段堰上溢流强度,满足强度要求。提镏段堰上溢流强度,满足强度要求。7.1.2出口堰高对平直堰精馏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理)提镏段：由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）验证： (设计合理)7.1.3 降液管的宽度和降液管的面积由，查化工原理课程设计P112图5-7得，即：，。 液体在降液管内的停留时间精馏段：（满足要求）提镏段：（满足要求）7.1.4 降液管的底隙高度精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理提镏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求） 故合理选用凹形受液盘，深度 7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分块本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分为4块。7.2.2 边缘区宽度确定 取 7.2.3 开孔区面积计算 其中： 故 7.2.4 浮阀数计算及其排列精馏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在914的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镏段：预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速即F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为所以阀孔动能因子变化不大，仍在914的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列二 塔板流的体力学计算1 塔板压降精馏段（1）计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即（2） 计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式（3）计算液体表面张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为 提镏段：(1)计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式(3)计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为2 液泛计算式精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：则 为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计可见，所夹带气体可以释出。提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算(2)液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中(3)板上液层高度：，则为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,从而可知，符合防止液泛的要求(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计可见，所夹带气体可以释出。3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积 精馏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及提镏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式及为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。4塔板负荷性能图4.1 雾沫夹带上限线对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有精馏段：整理后得即 即为负荷性能图中的线(y1)此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 提镏段：整理后得即 即为负荷性能图中的线(y1) 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 2.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 4.2 液泛线由式， 联立。即式中， ，板上液层静压头降 从式知，表示板上液层高度，。所以板上液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过降液管的静压头降可用式则 式中阀孔气速与体积流量有如下关系 精馏段：式中各参数已知或已计算出，即；代入上式。整理后便可得与的关系，即 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。提镏段：；代入上式整理后便可得与的关系，即 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 3.2433.051 2.792 2.455 1.983 1.221 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。4.3 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得精馏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。提镏段：所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。4.4 气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直径取M308 附属设备设计8.1 泵的计算及选型进料温度 已知进料量 取管内流速，则则管径故可采用故可采用683的离心泵。则内径d=62mm，得：取绝对粗糙度为：； 则相对粗糙度为：摩擦系数 由 =0.0107进料口位置高度：h=（14-1）0.45+2.1+0.4+3=11.35m扬程：可选择泵为IS50-32-1258.2 冷凝器塔顶温度tD=80.43 冷凝水t1=20 t2=30 则由tD=80.43 查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数则传热面积冷凝水流量选型：G436-2.5-59.248.3 再沸器塔底温度tw=138.48 用t0=150的蒸汽，釜液出口温度t1=142则 由tw=138.48 查液体比汽化热共线图得则取传热系数 则传热面积加热蒸汽的质量流量选用热虹吸式再沸器() G600-2.5-164.6DN mmPN MPa换热面积 m26002.5164.6四 计算结果总汇序号精馏段项目数值序号提馏段项目数值1平均温度tm/84.291平均温度tm/113.32平均压力pm/kPa107.42平均压力pm/kPa113.73气相流量Vs/(m3/s)1.7423气相流量Vs/(m3/s)1.7704液相流量Ls/(m3/s)0.002544液相流量Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度（kg/m3）2.875汽相平均密度（kg/m3）3.356实际总塔板数66实际塔板数147塔径/m1.67塔径/m1.68板间距/m0.458板间距/m0.459溢流形式单溢流9溢流形式单溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰长/m1.2811堰长/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液层高度/m0.0613板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.010414堰上液层高度/m0.023615降液管底隙高度/m0.026815降液管底隙高度/m0.026616安定区宽度/m0.0816安定区宽度/m0.0817边缘区宽度/m0.0517边缘区宽度/m0.0518开孔区面积/m21.1018开孔区面积/m21.1019阀孔直径/m0.03919阀孔直径/m0.03920阀孔数目20620阀孔数目20621孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.06522开孔率/%12.2422开孔率/%12.2423空塔气速/(m/s)0.971723空塔气速/(m/s)0.956724阀孔气速/(m/s)6.5624阀孔气速/(m/s)7.1926单板压降/KPa0.726单板压降/KPa0.727负荷上限雾沫夹带控制27负荷上限雾沫夹带控制28负荷下限漏液控制28负荷下限漏液控制29泛点率（%）58.5629泛点率（%）59.3630气相负荷上限/(m3/s)2.3830气相负荷上限/(m3/s)2.4031气相负荷下限/(m3/s)0.8031气相负荷下限/(m3/s)0.7432操作弹性2.9832操作弹性3.24五 结束语第六章 设计过程的评述和讨论 1.回流比的选择 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。 在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我计算的回流比为1.522，我取的回流比R=1.2Rmin=1.826。 2.塔高和塔径 影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为8.4m。 3.进料状况的影响 由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。 4.热量衡算和节能 对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。 随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。 精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下： 1)选择经济合理的回流比； 2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源； 3)对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，可确保过程能耗为最低。 5.精馏塔的操作和调节 对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是： 1)塔压稳定； 2)进出塔系统物料平衡和稳定； 3)进料组成和热状况稳定； 4)回流比恒定； 5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定； 6)塔系统和环境间散热稳定等量加入塔。六 符号说明：45Aa塔板开孔区面积，m2Af降液管截面积，m2A0阀孔总面积，m2At塔截面积，m2c0流量系数，无因次C计算umax时的负荷系数，m/sd 填料直径，md0筛孔直径，mD 塔径，mDL液体扩散系数，m2/sDV气体扩散系数，m2/sev液沫夹带量，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/(s.m1/2)F0阀孔气相动能因子，g重力加速度，9.8m/s2h填料层分段高度，mh1进口堰与降液管间的水平距离，mhc与干板压降相当的液柱高度，m液柱hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，mhf塔板上鼓泡层高度，mhl与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱hL板上清液层高度，mhmax允许的最大填料层高度，mh0降液管的低隙高度，mhOW堰上液层高度，mhW出口堰高度，mhW进口堰高度，mh与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱H板式塔高度，mHB塔底空间高度，mHd降液管内清液层高度，mHD塔顶空间高度，mHF进料板处塔板间距，mHOG气相总传质单元高度，mHP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，mH1封头高度，H2裙座高度，lW堰长，mLh液体体积流量，m3/hLs液体体积流量，m3/hLw润湿速率，m3/（mh）m相平衡常数，无因次n阀孔数目NT理论板层数P操作压力，PaP压力降，PaPP气体通过每层筛板的压降，Par鼓泡区半径，mu空塔气速，m/suF泛点气速，m/su0气体通过阀孔的速度，m/su0，min漏液点气速，m/su0液体通过降液管底隙的速度，m/sVh气体体积流量，m3/hVs气体体积流量，m3/hwL液体质量流量，/hwV气体质量流量，/hWc边缘无效区宽度，mWd弓形降液管宽度，mx液相摩尔分数X液相摩尔比y气相摩尔分数Y气体摩尔比Z填料层高度 ，m充气系数，无因次；空隙率，无因次液体在降液管内停留时间，s粘度，Pas密度，kg/m3表面张力，N/m开孔率或孔流系数，无因次填料因子，l/m液体密度校正系数，无因次下标max最大的min最小的L液相V气相