分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计课程设计.doc

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1、课程设计任务书一、设计题目：分离苯甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计二、设计条件：（1）设计规模：苯甲苯混合液4万t/a。（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产。（3）原料组成：苯含量35%（质量百分率，下同）.（4）进料热状况：含苯35%（质量百分比，下同）的苯甲苯混合液,25.（5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于0.8%。（6）建厂地址：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为20的滨州市三、设计内容1、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数的确定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）5、精馏塔

2、塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容课程设计任务书课程设计成绩评定表中英文摘要目录设计计算与说明设计结果汇总小结参考文献14、 有关物性数据可查相关手册15、 注意事项写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1、设计动员，下达设计任务

3、书 0.5天2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天3、初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天4、绘制总装置图 2-3天5、整理设计资料，撰写设计说明书 2天6、设计小结及答辩 1天目录摘 要1绪 论1设计方案的选择和论证21.设计思路22设计方案的确定2第一章 塔的工艺设计31.1基础物性数据31.2精馏塔的物料衡算41原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数41.2.2平衡线方程的确定51.2.3进料热状况q的确定51.2.4操作回流比R的确定61.2.5求精馏塔的气液相负荷61.2.6操作线方程71.2.7用逐板法算理论板数71.2.8.实际板数的求取81.3 精馏塔的工艺条件及有关物性

4、数据的计算81.3.1进料温度的计算81.3.2 操作压强91.3.3平均摩尔质量的计算91.3.4平均密度计算101.3.5液体平均表面张力计算111.3.6液体平均粘度计算121.4 精馏塔工艺尺寸的计算121.4.1塔径的计算121.4.2精馏塔有效高度的计算141.5 塔板主要工艺尺寸的计算151.6塔板布置161.7筛板的流体力学验算171.8塔板负荷性能图（以提镏段为例）181.9小结21第二章 热量衡算222.1相关介质的选择222.2蒸发潜热衡算222.2.2 塔底热量232.3焓值衡算24第三章 辅助设备273.1冷凝器的选型273.1.1计算冷却水流量273.1.2冷凝器的

5、计算与选型273.2冷凝器的核算283.2.1管程对流传热系数283.2.2壳程流体对流传热系数293.2.3污垢热阻303.2.4核算传热面积303.2.5核算压力降313.3泵的选型与计算333.4 再沸器的选型与计算333.4.1 加热介质的流量333.4.2 再沸器的计算与选型33设计结果汇总35致谢36参考文献36主要符号说明36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

6、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。本设计书对苯和甲苯的分离设备筛板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。采用筛板精馏塔，塔高14.3米，塔径1.2米，按逐板计算理论板数为36。算得全塔效率为0.541。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为17，提馏段实际板数为19。实际加料位置在第18块板(从

7、上往下数)，操作弹性为2.7,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160饱和蒸汽加热，用16循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词：苯_甲苯、板式精馏塔 筛板 计算 校核绪 论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是

8、回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了结构，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板

9、式精馏塔中，筛板塔有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，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。设计方案的选择和论证1.设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介

10、质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且筛板与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时

11、间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。2设计方案的确定方案选定是指确定整个精馏装置的流程。主要设备的结构形式和主要操作条件。所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量。（2）操作平稳，易于调节。（3）经济合理。（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的。本设计任务为分离苯和甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，塔顶采用全凝器。第一章 塔的工艺设计1.1基础物性数据（1）常压下，苯甲苯的汽液平衡数据温度液相中苯的摩尔分数

12、x气象中苯的摩尔分数y温度液相中苯的摩尔分数x气象中苯的摩尔分数y110.560091.40.50.713109.910.010.02590.110.550.755108.790.030.071188.80.60.791107.610.050.11287.630.650.825105.050.10.20886.520.70.857102.790.150.29485.440.750.885100.750.20.37284.40.80.91298.840.250.44283.330.850.93697.130.30.50782.250.90.95995.580.350.56681.110.950.

13、9894.090.40.61980.660.970.98592.690.450.66780.210.990.9961(3)饱和蒸汽压Po Antoine方程 ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（4）苯-甲苯的液相密度温度8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0（5）液体表面张力温度8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯31.6920.5919.9418.4117.31（6）液体表面粘度温度8090100110120苯0

14、.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228（7）液体的汽化热温度8090100110120苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.61.2精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数（1）苯的摩尔质量：甲苯的摩尔质量：= (2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：(3) 物料衡算原料处理量 ： 总物料衡算： 即 （1） 易挥发组分物料衡算： 即 （2）解得： D= W= 1.2.2平衡线方程的确定由文献中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出算出。同理可算出其它的编号

15、数值编号数值12.538462132.521322.474863142.523132.396396152.538542.363636162.568452.359773172.565262.369427182.590972.376344192.580982.399594202.598992.421988212.5789102.437008222.0309112.448115232.5799122.484321所以 所以平衡线方程1.2.3进料热状况q的确定由文献中苯甲苯混合液t-x-y图可知，进料组成时，溶液的泡点为96，平均温度=由文献液体的比热容查得：苯和甲苯的比热容为1.83kJ/（kg）

16、故原料液的平均比热容为 kJ/（kg）用内插法计算操作条件下，苯和甲苯的汽化热由表7可知：设苯和甲苯的汽化热分别为X,YkJ/kg 对于苯：解得： 苯的汽化热为383.10 kJ/kg同理： 甲苯的汽化热为370.70 kJ/kg 所以 kJ/kg所以 所以q线方程为：1.2.4操作回流比R的确定联立： 解得： 所以 1.2.5求精馏塔的气液相负荷 1.2.6操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：1.2.7用逐板法算理论板数同理可算出如下值：所以总理论板数为19块（包括再沸器），第10块板上进料。1.2.8.实际板数的求取由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知对应

17、的塔底温度为。对应的塔顶的温度为，这样，平均塔温为。由经验式查式中，查文献在 苯的粘度：；甲苯的粘度：。 加料液体的平均粘度： 。 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 所以精馏塔的总实际塔板数为1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.3.1进料温度的计算查苯甲苯的气液平衡数据文献，可知 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 1.3.2 操作压强每层塔板相差0.7kPa塔顶压强 =101.33kPa进料板压强： =101.33+180.7=113.93kPa塔底压强：=精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力： 1.3.3平均摩尔质量的计算塔顶： 进料板： 塔釜： 精馏段平均摩尔质量： 提

18、馏段平均摩尔质量： 1.3.4平均密度计算 (1)气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提馏段气相密度：(2)液相平均密度计算 当时,用内插法求得下列数据 对于进料板：用内插法求得下列数据 对于塔底： ，查表1-4得 精馏段平均密度： 提馏段平均密度： 1.3.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算公式：塔顶：，查文献 进料板：，查文献 塔底：，查文献 精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：1.3.6液体平均粘度计算塔顶：，查文献 进料板：，查文献 塔底：，查文献 所以 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算1.4.1塔径的计算精馏段气液相体积流量为提馏段气液体积流量 （1）精馏

19、段塔径计算欲求塔径应求出空塔气速（安全系数） 式中的C可有史密斯关联图文献查出横坐标的数值为 取间距，取板上液层高度 =0.06m 。 故查图得到因物系表面张力=20.68mN/m，很接近20mN/m，故无需校正 取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 （2）提馏段塔径计算取板间距 板上液层高度 则 查文献史密斯关联图得到因物系表面张力,很接近20mN/m，故无需校正取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为以下的计算将以精馏段为例进行计算：实际空塔气速为 1.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度

20、为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为1.5 塔板主要工艺尺寸的计算因塔径D=1.2m可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长取堰长为0.66D，即（2）溢流堰堰高hw 取板上清液层高度 故 （3）弓形降液管的宽度Wd和面积由，查文献弓形降液管的宽度与面积图得故 依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.19m/s，则故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度1.6塔板布置1.取边缘区宽度,安定区宽度2.计算开孔区面积mm3筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列

21、，一般碳钢的板厚为3m,取故孔中心距依下式计算塔板上筛孔数n ,即孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率即：%=（在515%范围内）精馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速1.7筛板的流体力学验算1、根据干板压降相当的液柱高度依，查表知=0.7932.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.62则3.克服液体表面张力所造成的静压头降则单板压降 (设计允许值)（2）提镏段雾沫夹带量的验算由式kg液/kg气，故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（3）提馏段漏液的验算筛板的稳定性系数,故在设计负荷下不会产生过量漏液（4）提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使

22、降液管中清液层高度由计算0.0876+0.06+0.030.178取=0.5.则在设计负荷下不会发生液泛1.8塔板负荷性能图（以提镏段为例） (1) 雾沫夹带线 2.36)(107.5fTaVhHue-=-s 式中 (a) 近似取,取雾沫夹带极限量为0.1kg液/kg气，已知 （b）取液/kg气，已知.由（a）（b）可得整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表6.510-38.52.902.762.652.502.37（2）液泛线近似取 （c） (d) (e)将整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值计算结果列于下表6.58.50.880.780.690.

23、580.49( 3 )液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限由下式据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限（4）漏液线经计算得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值计算结果列于下表6.58.50.2340.2570.2730.2960.318(5) 液相负荷下限对于平流堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准，取E=1.0,由式整理上式得据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线在负荷性能图上，作出操作点，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。故操作弹性为1.9小结从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点在

24、适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限 =0.74m3/s,气相负荷下限 0.27m3/s，所以可得塔板的这一操作弹性在合理的范围(25)之内，由此也可表明塔板设计是合理的第二章 热量衡算2.1相关介质的选择（1）加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度160,工程大气压为3.69。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。（2）冷凝剂选冷却水，温度20，温升16。原

25、因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择16。2.2蒸发潜热衡算苯甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度TC/K苯80.1393.9561.65甲苯110.63363591.72（1）塔顶热量其中 0C 苯: 蒸发潜热甲苯: 蒸发潜热 2.2.2 塔底热量其中 0C 苯: 蒸发潜热甲苯: 蒸发潜热 2.3焓值衡算由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度，塔底温度，进料温度。温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 下: 用内插法计算的： 下： 下： 下：

26、(1)0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准。(2)回流液的焓 回流液组成与塔顶组成相同。(3)塔顶馏出液的焓(4)冷凝器消耗的焓QC=QV-QR-QD (5)进料口的焓下： 所以 (6)塔底残液的焓(7)再沸器 项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热119.1599.28133.83热量 第三章 辅助设备3.1冷凝器的选型本设计冷凝器管壳式冷凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度

27、为=20(夏季)冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度36。泡点回流温度被冷凝的气体的温度，冷凝水的平均温度。在此前提下， 各自对应的相关物性数据项目种类Cp(KJ/(kgK)/(kg/m3)/Pas/Wm-11混合气体1.2262.909.37410-60.167冷却后的混合液体1.820804.420.29210-30.143冷凝水4.176103 Wm-11996.20.836010-361.386 13.1.1计算冷却水流量3.1.2冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式。）按单管程计时，初步选定换热器壳径/mm800管子尺寸25mm2.5mm公称压力/2.5管长3

28、m管子总数98管城流通面积/0.0364管程数1管子排列方式正三角形壳程数1管中心距/mm32实际换热面积 采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为3.2冷凝器的核算3.2.1管程对流传热系数 管程流体流通截面积 管程流体流速 雷诺数 普朗特数 3.2.2壳程流体对流传热系数管子正三角形排列，传热当量直径为壳程流通截面积 壳程流体流速、雷诺数及普朗特数分别为 取于是壳程流体的对流传热系数为 3.2.3污垢热阻查文献 故所选换热器是合适的3.2.4核算传热面积而该型号换热器的实际传热面积为从传热面积的核算中也可知，所选的换热器是可用的。3.2.5核算压力降 (1)管程压力降管程压力降计算的

29、通式为式中，壳程数Ns=1,管程数=1。可知管程流体呈湍流状态。取管壁粗糙=0.1mm,相对粗糙度，查-Re关联图可知摩檫因数=0.035。所以于 是 (2)壳程压力降由于壳程流体状况较复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式很多，计算结果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即式中流体横过管束的压力降Pa；流体通过折流挡板缺口的压力降；壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体可取1.0；壳程数。而 式中F管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列F=0.5壳程流体的摩檫系数，横过管束中心线的管子数，对三角形排列(式中n为换热器总管数)；折流挡板数；折流挡板间距，m;取按壳

30、程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0);壳径，m;换热管外径，m。本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=1.15,壳层数Ns=1。管子为正三角形排列，管子排列方法对压力降的校正系数.横过管束中心线的管子数取折流挡板数壳程流通截面由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。于是 所以通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30kPa,所以所选的冷凝器是合适的。3.3泵的选型与计算由 所以 查文献油泵的型号如下：型号50Y60B流量9.9扬程38m转速轴功率2.39kW电机功率5.5kW效率35%气蚀余量2.3m泵壳许应力1570/

31、2550Pa结构形式单级悬臂3.4 再沸器的选型与计算3.4.1 加热介质的流量 当时，查的 3.4.2 再沸器的计算与选型 取 按单管程计时，再沸器选型如下：壳径/mm600管子尺寸25mm2.5mm公称压力/2.5管长2m管子总数245管城流通面积0.0174m2管程数1管子排列方式正三角形壳程数1管中心距/mm32设计结果汇总项目内容数值或说明备注塔径 D/m1.20板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/(m/s)0.75堰长/m0.792板上液层高度/m0.0037降液管底隙高度h0/m0.028筛孔数N/个2095等腰三角形叉排筛孔气速U0/(m/s)1

32、1.86临界筛孔气速U0c(m/s)11.88孔心距t/m0.021同一横排的孔心距排间距h/m0.065相邻两横排中心线距离单板压降P/Pa677.88液体在降液管内停留时间8.6降液管内清液层高度/m0.178泛点率(%)41气相负荷上限/(m3/s)0.74雾沫夹带控制气相负荷下限/(m3/s)0.27漏液控制操作弹性2.7致谢此次化工原理设计过程中，我的收获很大。在大量反复运算和查阅文献的过程中，增强我的逻辑与运算能力。不断的演算核对练就了我的耐心，同时加深了对课本所学知识的理解，解决了在以往学习化工原理时的诸多疑点，最后我要感谢贾冬梅、刘元伟、李亚萍以及我的同学们在化工原理课程设计过

33、程中给与我的帮助和指正，才使得此次设计工作圆满成功。参考文献1柴诚敬.化工原理课程设计. 天津:天津科学技术出版社，20092姚玉英.化工原理（下册）. 天津:天津科学技术出版社，修订版3柴诚敬.化工原理（下册）. 北京：高等教育出版社，2006.14申迎华.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，2009.55姚玉英.化工原理（上册）. 天津:天津科学技术出版社，修订版6任晓光.化工原理课程设计指导. 北京:化学工业出版社，2009.17陈英南.常用化工单元设备的设计.上海:华东理工大学出版社，2005.48李功样.常用化工单元设备设计. 广州:华南理工大学出版社9陈庆.过程设备工程设计概论

34、. 北京:化学工业出版社10张克义.AutoCAD工程制图. 北京:北京大学出版社主要符号说明符 号 意 义SI单位A传热面积m2塔截面积m2；降液管截面积m2AP鼓泡区面积m2Cp摩尔定压热容KJ/（K）；D塔径m；d0阀孔直径m；ET板效率液沫夹带量F进料流量/h；H折流挡板间距mH塔的有效高度m；HT板间距m；板上液层高度m；液体通过降液管的高度m；堰上液层高度m人孔高度m外堰高m；h0降液管底隙高度m塔板静压头m干板静压头降m含气液层静压头降mh表面张力造成的静压头降mK传热系数W/（m2K）堰长m；L下降液体流量/h；LS 液相流量m3/sM摩尔质量kg/；N塔板数P操作压力Pr普朗特数P压力降Paq进料状况参数Q热负荷KJ/h；r鼓泡区半径mR回流比Re雷诺数t温度；平均温度差；u空气速m/s；阀孔气速m/s；u0c临界阀孔气速m/sV上升蒸汽流量/h；VS气相流量m3/sW塔底产品流量/h；wd降液管宽度m；边缘区宽度m；冷却水用量Kg/h；安定区宽度m 时光荏苒，感谢教给我人生道理的老师。结语：