《大连理工大学化工原理课程设计,丙烯 塔顶 浮阀 12 60.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《大连理工大学化工原理课程设计,丙烯 塔顶 浮阀 12 60.doc（32页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、第一章 概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要
2、求，目前应用较为广泛。2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。 4. 分离序列综合 多
3、组分物系的分离序列综合问题，可以采用直观推断法、渐进调优法和数学规划等经典方法，最为常用的是根据经验规则进行的直观推断法（M、D、S、C规则）。第二章 方案流程简介1. 精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，是混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液体）经过料管由精馏塔的某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的浮阀上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级浮阀上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升
4、的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2. 工艺流程1）物料的储存和运输精馏装置必须在实弹的位置设置一定数量不同容积的原料储罐，泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位
5、置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。3. 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配合使用立式热虹吸式再沸器4. 处理能力及产品质量处理量：60koml/h产品质量：（以丙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 98% 塔底产品2%。第三章 精馏塔工艺设计第一节 设计条件1. 工艺条件：饱和液体进料， 进料丙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶丙烯含量=98%釜液丙烯含量2%总板效率为0.62.操作条件：塔顶压力1.62MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：蒸汽；加热方式：间壁换热冷却剂：循环冷却水回流
6、比系数：R/Rmin=1.23.塔板形式：浮阀4.处理量：60 kmol/h，5.安转地点：大连6.塔板位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算物料衡算= + =+解得：=39.375 kmol/h ，=20.625 kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量第三节 塔板计算1. 相对挥发度的确定逐板计算值（具体数据见文后数据表）最后取相对挥发度为= 1.192. 回流比及流量确定（1）由于=，所以先求解，由平衡方程和q线方程求解出，q线方程：=0.65=0.65 , =0.6885则=7.3
7、58，R=1.2=8.83（2）摩尔流量=R=347.681kmol/h=387.056 kmol/h= =407.681 kmol/h=387.056 kmol/h3. 操作线方程精馏段操作方程: , =0.8983+0.09969提馏段操作方程：，=1.053-0.0010664.确定塔板数由相平衡方程，精馏段操作方程， 提馏段操作方程，=0.8983+0.09969=1.053-0.001066通过逐板计算，由塔顶第一块板开始借用Excel得到结果：理论板数：92（包括釜）；进料位置：从上至下第45块与假设90块大致吻合。故理论板数即为92块。实际板数：92/0.6=153.3，取整：1
8、54实际进料：从上至下第75块第四节 精馏塔工艺计算1. 物性数据液相（42.96，1720 Kpa）（52.1，1762 Kpa）表面张力mN/m42.9652.1丙烷C3H8460.92 kg/m3442.9 kg/m33.82.6丙烯C3H6474.8 kg/m3451.8 kg/m34.6.294气相 （42.96，1720Kpa） （52.1，1762 Kpa）丙烷C3H831.2 kg/m335.5 kg/m3丙烯C3H631.1 kg/m331.0 kg/m3设计中取气相密度=31.1kg/m3 液相密度=474.5kg/m3液相表面张力取=2.6 mN/m2. 塔径计算质量流量
9、气相： =4.2494 kg/s液相：=4.9828 kg/s体积流量：气相：= 0.1366 /s液相：= 0.01050 /s两相流动参数 =0.3002设间距： =0.45m查费克关联图得=0.056气体负荷因子C：=0.03724液泛气速： =0.1406泛点率取=0.7 操作气速u=0.09842m/s又 =0.1366 /s所需气体流道截面积A：=1.3883 m2选取单流型，弓形降液管塔板，取=0.1则=1-=0.9故塔板截面积=1.5425 m2塔径D：=1.4014 m 圆整：取1.4m则实际塔板截面面积=1.5394 m2降液管截面积=0.15394 m2气体流道截面积A=
10、1.3854 m2实际操作气速u=0.09859 m/s实际泛点率=0.7013 圆整 0.7且=0.45m，D=1.4m 符合经验关系所以塔间距=0.45m 塔径 D=1.4m3. 塔高计算实际板数=154精馏段75，提馏段79塔有效高度=0.45154=69.3m釜液流出量：=407.681 kmol/h 质量流量为： =17937.964 kg/h 体积流量: =37.804m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度: =8.185m进料处两板间距增至0.8m154块塔板，共设置4个人孔，每个人孔处 =0.8m裙坐取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +（0.8-0.45
11、）5+1.52+5=87.400m第五节 溢流装置的设计1. 弓型降液管根据课设p207=1.4m =1.5394 m2 =0.1 =0.15394 m2查得=0.732=0.732=1.0248m 即为堰长堰宽 =210 mm降液管面积=0.15394 2. 溢流堰液流强度=36.8856mm取底隙 =40mm=0.04m则液体流经底隙的流速 = =0.2561 m/s0.5 m/s故合格第六节 塔板布置及其他结构尺寸的选取1. 浮阀数的确定选取型，重型，阀孔直径=0.039m初取阀孔动能因子 =9 计算阀孔气速 =1.614 m/s浮阀数=70.85 取71个2. 浮阀排列方式 通过计算及
12、实际试排确定塔盘的浮阀数n。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置，例如塔盘边缘区宽度、液体进出口的安定区宽度、以及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进、出口安定区宽度=70mm=0.07m，取边缘区宽=50mm=0.05m =0.2m有效传质区=求得。0.43m=0.65m=1.03开孔所占面积=0.08483选择错排方式，其孔心距t估算。=0.08236，t=0.1294m=129.4mm根据估算提供的孔心距t=125mm进行布孔，并按实际可能情况进行调整来确定浮阀数n=66阀孔气速 =1.7323 m/s动能因子 =9.66板开孔率 =0.051210%符合要求第七节 塔板流动性能的校核1.
13、 液沫夹带量的校核 为了控制液沫夹带量过大，应使泛点0.80.82。浮阀塔板泛点率=或是=式中由塔板上的气相密度以及塔板间距查图p217图5-19得系数=0.120,根据p216表5-11查取，本物系取=1。塔板上液体流道长及液流面积分别为：=1.0m=1.2315 m2故得=0.3414 或是=0.2511所得泛点率均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。2. 塔板阻力计算（1）干板阻力临界孔速 =1.5961 m/s 故不会发生降液管液泛4. 液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出。 =6.6 s 5 s故所夹带气体可以释放。5. 严
14、重漏液校核 当阀孔的动能因子低于5时将发生严重漏夜，故漏液点的孔速可取=5时相应的孔流气速。=0.8966 m/s 稳定系数 K=1.9321.5,故不会发生严重漏液。第八节 塔板性能负荷图（1）过量液沫夹带线 在式=或是=中，已知物系性质及塔盘尺寸结构，同时给定泛点率时，即可表示出气、液相流量之间的关系。根据前面液沫夹带的校核选择的表达式，本物系选择式，令=0.8，则式可整理为0.8=则得到= 0.4465-5.136（2）液相下限线 规定 取E=1代入得到=3.158 m3/h（3）严重漏液线取=5，则=3600又=0.8966=273.81 m3/h（4）液相上限线保证液体在降液管中有一
15、定的停留时间令，则降液管最大流量=49.877 m3/h（5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使,0.6160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数 =886.7537 W/(m2K)3）计算管外冷凝表面传热系数 用式计算蒸汽冷凝的质量流量为=0.5868 kg/s用式计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量为= 0.0368 kg/(ms) 用式计算冷凝液膜的= 520.1693，要求2100用式计算管外冷凝表面传热系数= 7703.5094）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧= 0.000176，冷凝侧= 0.00026，管壁热阻= 0.00005125
16、）用式计算显热段传热系数= 481.62 W/(m2K)（2）蒸发段传热系数1)用式计算传热管内釜液的质量流量=1124944 kg/（m3h）当=0.25时，用式计算Lockhat-Martinell参数为= 0.88， 1.136，由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0；当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 2.366，= 0.423，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=0.52）用式计算泡核沸腾压抑系数=0.25用式计算泡核沸腾表面传热系数= 3823.596 W/(m2K)3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 827.1269 W/(m2K)4）计
17、算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子= 2.275用式计算两相对流表面传热系数= 1881.924W/(m2K)用式计算沸腾传热膜系数= 2837.823 W/(m2K)用式计算沸腾传热系数:= 903.20 W/(m2K)（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.173, = 0.827（4）传热系数用式计算传热系数= 830.26 W/(m2K)实际需要传热面积为= 33.302 m2（5）传热面积裕度 用式= 43.15%该再沸器传热面积合适4. 循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 当= 0.0833 时，用式计算Lockhat-Martinell参
18、数= 2.835用式计算两相流的液相分率= 0.342用式计算两相流平均密度= 172.80 kg/m3当=0.25时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.8804用式计算两相流的液相分率= 0.1956用式计算两相平均密度= 112.049 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为1.02，于是计算的循环系统的推动力为=5498.21 Pa（2） 循环阻力 1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速= 575.37 kg/（m2s）用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数=1611031用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 = 24.7m用式
19、计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.015573用式计算管程进口管阻力=681.41 Pa2） 传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 312.48 kg/(m2s)用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数= 83329.19用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.022448用式计算传热管显热段阻力= 63.914 Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 453.6209 kg/s当=0.1667用式计算汽相在传热管内的质量流量=52.08 kg/(m2s)用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=118365.3用式计算传热管内汽相流动的摩
20、擦系数=0.0212用式计算传热管内汽相流动阻力=114.56Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速=260.4 kg/(m2s)用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=69440.99用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.023178用式计算传热管内汽相流动阻力=219.061Pa用式计算传热管内两相流动阻力=2568.075Pa 4） 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=453.6209 kg/(m2s)用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数为2.987834用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力=655.62 Pa
21、 5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=281.93 kg/(m2s)用式，计算管程出口管种种汽相质量流速=46.99 kg/(m2s)用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=35.04m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=1601877用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.01558用式计算管程出口管汽相流动阻力=64.599液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速=234.942 kg/(m2s)用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=939768.1用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.016323用式计算管程出口管
22、汽相流动阻力=118.2526 Pa用式计算管程出口阻力=1414.47Pa用式=计算系统阻力阻力=5383.50 Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.021循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.25基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章 辅助设备的设计第一节 辅助容器的设计容器填充系数取=0.71. 进料罐（常温贮料）20 丙烯 =526 kg/m3 丙烷 =500 kg/m3压力取1.818Mpa （绝对压力）又进料=0.65所以丙烯质量分率为=63.9%=516.3 kg/m3进料质量流量=2562 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取4天
23、=4 24=96h m3圆整取 681 m32. 回流罐（40）=483 kg/m3 取停留时间为=0.5 h所以= =16.83 m3 =24.04 m3 ，圆整后取25 m3 3. 馏出产品罐取产品停留时间为5天，即=120 h=39.375 kmol/h，所以=3.424 m3/h=586.957 m3圆整为600 m34. 釜液罐取停留时间为5天，即=120 h=20.625 kmol/h=244.72 m3=349.59 m3 圆整取350 m3第二节 传热设备的设计1. 进料预热器用90热水为热源，出口约为70，走壳程料液由20加热至45，走管程传热温差 47.456 K管程液体流
24、率 Wh=2562 kg/h管程流体焓变 =401 kj/kg传热量 Q= Wh=1.03*106 kj/h壳程水焓变 =125.6 kj/kg壳程水流率q=8179.63 kg/h假设传热系数K=650 w/(m2K)传热面积=9.28m2圆整后取10 m22. 塔顶冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30，走壳程管程温度为4317.54管程流率Wh=42=16256.352kg/h取潜热r=302.23kj/kg传热速率Q=Whr=1364.8 kw壳程取焓变 =125.8 kj/kg壳程流率q=39055.3 kg/h假设传热系数K=650 w/(m2K)作为传热面积=119.7 m2圆
25、整后取120 m23. 塔顶产品冷却器用10水做为冷却剂，出口温度为20,走壳程管程温度由43降至2514.84 管程流率Wh=39.375 kmol/h42kg/lmol=1653.75 kg/h取潜热r=280 kj/kg则传热量Q=128.625 kw壳程焓变取=84.0kj/kg则壳程流率为q=5512.5 kg/h假定传热系数为K=650 w/(m2K)则传热面积=13.33 m2圆整后取14 m24. 釜液冷却器用10水做为冷却剂，出口温度为20，走壳程管程温度由52.1降至2517.41管程流率Wh=0.252 kg/s丙烷液体焓变=282kj/kg则传热量Q=71.1 kw壳程
26、水焓变取=84.0kj/kg则壳程水的流率为q=3047.14 kg/h假定传热系数为K=650 w/(m2K)则传热面积=6.28 m2圆整后取7 m2第三节 泵的设计1.进料泵（两台，一用一备）流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =516.3 kg/m3管路直径d=0.059m取d=60mm粘度=0.068 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.003Re=2.47105查得=0.024去管路长度为l= 80，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.51m取=50m 则=52.6 m= 5.23 m3/h选取泵扬程为 60m，流量为30m
27、3/h2. 回流泵（两台，一用一备）流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =451.8kg/m3 管路直径d=0.151m取d=152mm粘度=0.066 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.00133Re=5.13105查得=0.018取管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.1m取=60 m则=62.8m=40.2 m3/h选取泵扬程为 70 m，流量为 105 m3/h3. 釜液泵（两台，一用一备）流体流速 u=0.4 m/s流体密度 =445 kg/m3管路直径d=0.044m取d=45mm粘度=0.0092
28、 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.004Re=7.26105查得=0.036取管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.41m取= 5.2 m则=2.06m=0.37 m3/h这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。第六章 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s则d=0.059m取管子规格为684mm，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5684塔顶蒸气管141335塔顶产品管0.5603回流管0.51525釜液流出管
29、0.4452.5仪表接管/252.5塔底蒸汽回流管141594.5第七章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。 控制方案序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=31.14HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=474.55HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4456TIC-
30、01釜温控制4060丙烷L=445系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101丙烯精馏塔浮阀塔D=1400mmNp=154H=87.235m操作温度t=52.1操作压力P=1788kPa2E-101原料预热器管壳式换热器q=8179.63 kg/hA=10m2Tc1=20 Tc2=45Th1=90Th2=703E-102塔T-101顶冷凝器管壳式换热器q=39055.3 kg/hA=10m2Tc1=10 Tc2=30Th1=Th2=434E-103塔T-101再沸器立式热虹吸式D=0.6m=20325*2.5*3000mmP=1788.19kPaTc=
31、52.1Tb=1005E-104塔顶产品冷却器管壳式换热器q=5512.5 kg/hA=14m2Tc1=10 Tc2=20Th1=43Th2=256E-105塔底产品冷却器换热器q=3047.14 kg/hA=7 m2Tc1=10 Tc2=20Th1=52.1Th2=257P-101进料泵2台离心泵He=60mQ=30 m3/h丙烯、丙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵He=-2.06mQ=0.37 m3/h丙烷液9P-103回流泵2台离心泵He=70mQ=105 m3/h丙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵丙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵丙烷液12V-101原料中间罐卧式丙烯、
32、丙烷混合液13V-102回流罐卧式V=25 m3丙烯液14V-103塔顶产品罐立式600 m3常压15V-104塔底产品罐立式350 m3常压16V-105不合格产品罐立式常压附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清
33、液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体的阀孔动能因子，n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液
34、体粘度，Past阀孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示），m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示），m qnW釜液摩尔流量，kmol/hhOW堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/（Km2）x液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数qnL液相摩尔流量，kmol/h
35、Z0塔的有效高度，mLh液相体积流量，m3/hxF进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，m3/s下 标A,B组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小W釜液上 标 提馏段附录二 参考文献：1.化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年2.化学化工物性数据手册刘光启，刘杰主编，化学化工出版社，2002年3.化工物性算图手册，刘光启、马连缃、刘杰主编，化学工业出版社，2002年4.石油化工基础数据手册，卢焕章主编，化学工业出版社，1982年5.石油化工基础数据手册，（续篇），马沛生主编，化学工业出版社，1982年6.石油化工设计手册，王松汉主编，化学工业出版社，2002年7.化工原理（上、下册）大连理工大学主编，高等教育出版社，2002年
