化工原理課程設計-丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計

化工原理課程設計丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計DalianUniversityofTechnology丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計第一章概述 11.1精餾塔 11.2再沸器 1 2第二章方案流程簡介 22.1精餾裝置流程 32.2工藝流程 3第三章精餾塔工藝設計 53.1設計條件 53.2物料衡算及熱量衡算 53.3塔板數(shù)的計算 63.4精餾塔工藝設計 8第四章再沸器的設計 4.1設計任務與設計條件 4.2估算設備尺寸 4.3傳熱系數(shù)的校核 4.4循環(huán)流量的校核 第五章輔助設備的設計 5.1輔助容器的設計 5.2傳熱設備 5.3泵的設計 第六章管路及貯罐設計 6.1管路設計 6.2貯罐容積估算表 第七章總結 附錄一主要符號說明 附錄二逐板計算法和負荷因子圖的數(shù)據(jù)來源 附錄三主要參考文獻 附錄四塔計算結果表 前言課程設計是化工及其相關專業(yè)學生的一門重要的技術基礎課，其課程設計涉及多學科知識，包括化工，制圖，控制，機械等各種學科，是一項綜合性很強的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)設計思維的好方法，是為以后的各種設計準備條件；是學習化工設計基礎知識，培養(yǎng)學生化工設計能力本設計說明書包括概述、方案流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、說明中對精餾塔的設計計算做了較為詳細的闡述，對于再沸器、輔助設能力一般，水平有限，我在設計中肯定存在不少錯誤和不足之處，請老最后，感謝老師的指導和參閱!第一章概述立式熱虹吸特點2丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計1.3冷凝器(設計從略)用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。3丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計第二章方案流程簡介2.1精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。原料(丙稀和丙烷的混合液體)經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置(進料板處)流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。1、物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱(或冷卻)所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。2、必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調節(jié)，即自動和手動兩種調節(jié)方式并存，且隨時進4丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計設備選用精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。處理能力及產(chǎn)品質量產(chǎn)品質量：(以丙稀摩爾百分數(shù)計)塔頂產(chǎn)品：xD=98%5丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計第三章精餾塔工藝設計工藝條件：飽和液體進料總板效率為0.6。1)塔頂操作壓力：P=1.62MPa(表壓)2)加熱劑及加熱方法：加熱劑——水加熱方法——間壁換熱3)冷卻劑：循環(huán)冷卻水3.塔板形式：篩板5.安裝地點：大連6.塔板設計位置：塔頂3.2物料衡算及熱量衡算6丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計1)精餾段：2)提餾段：9=RgD.9r=9+9D=(R+1)qnDq'm=9n+99?F:q'n=9n2)冷凝器熱流量：QC=V·rv3.3塔板數(shù)的計算試差法確定塔頂溫度和相對揮發(fā)度根據(jù)課程設計PPT上的提示，已知塔頂壓力1.72MPa(絕對壓力),設塔頂溫度初值為42℃,查P-T-K圖求得平衡常數(shù)K滿足以上關系，不滿足即重設溫度。結果塔頂溫度可近似看作43℃。塔頂操作壓力(絕):P=1.62MPa+0.101MPa=1.721MPa每塊板的壓降為100mm液柱(認為液體密度為塔頂液體密度),則h,=0.1p?g=0.1×465×9.8=455.7Pa;P=P+h,=1.72×103+29.62=1.7496MPa在P-K-T圖上，查得：kA=1.25;kB=1.01,t=53℃;則a2=kA/kB=1.126;論板數(shù)Np;7=1.132,和設計參考值相近，不再試差。2)逐板計算過程包括：平衡方程可求得q線與平衡點交點的橫坐標：R=1.4Rmin=15.931;操作線方程：將得到的回流比R代入兩段操作線公式：精餾段操作線方程為y=0.941x+0.058提餾段操作線方程為y=1.031x-6.19×10?利用EXCEL進行逐板計算,q=739.5kmol/h,q=785.44kmol/h;新的精餾段操作線方程為y=0.9415x+0.0573新的提餾段操作線方程為y=1.0306x-6.13×10~?再次利用EXCEL進行逐板計算，得：塔底溫度的確定8丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計之前假設塔底溫度為53℃,根據(jù)求塔頂溫度的方法查P-T-K圖與塔底組成校核確定塔底溫度為49℃。2、氣、液相流量q=Rqo=16.097×45.94=739.5kmol/hqp=qnv=(R+1)qo=785.44hmol/h9t'=9t+q9=809.5kmol/h;查《石油化工基礎物性手冊》得到丙烷、丙烯二者的物性：7丙烷;Zmix=0.70×0.98+0.48×0.02=0.696.塔頂處于高壓條件下，正常條件下的摩爾體積22.4L/mol不能使用，經(jīng)塔頂氣體密度，近似看作純組分丙烯處理所以，塔頂液相體積流量：3.4精餾塔工藝設計1.初估塔徑(按精餾段)9丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》,塔頂液體(近似看作純丙烯)表面張力為σ=5.1達因/厘米=5.1mN/m;;泛點氣速泛點率取為0.6;氣體流通截面積塔的截面積塔徑距0.35-0.45原先假設的H?為0.45m,計算得到的D為1.8m,由上圖所示，兩者之計算值偏差較大，沒有采用；經(jīng)計算，提高板間距到0.6m,計算得到的塔徑將減小并圓整到1.6m,校核后并帶入得到泛點率為0.837,與所設丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計值0.6偏差較大，故不采用；同理，減小板間距到0.3m,得到的塔徑將增大，泛點率偏差仍較大，故也不采用。頂部高度取1.2m,底部高度取2.6m,裙座取5m;177塊板，人孔(φ=500mm)設17個，每個人孔高為H?,進料口空間為Z安裝=Z+裙座高度+頂部高度+底部高度+人孔=88.5+5+1.2+2.6+17×0.5=100.8m分作兩個塔，分別用A和B表示0.5=58.3m.塔板數(shù)90塊塔板數(shù)87塊選取的是單流型、弓形降液管塔板。根據(jù)《化工原理》(舊版)下冊P111頁表6.10.3和P113頁圖6.10.24,由頁提供的參考值，54.71<100,因此l滿足條件。堰高h取70mm,?/D-0.68,查化工原理下冊P114頁丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計b?=1.8*0.135=0.243m篩孔的尺寸和排列：選用三角形排列a、液沫夾帶量校核已知實際泛點率0.66,根據(jù)《化工原理》(舊版)下冊P117頁圖6.10.28,查得ψ=0.0041.e,<0.1kg液體/kg氣體，不會產(chǎn)生過多的液沫夾帶。b、塔板阻力h,的計算和校核從圖6.10.31查得充氣系數(shù)β=0.75,則h=β(hp+hom)=0.75×(0.07+0.0431)=0.085m液柱c、降液管液泛校核H?=h+how+△+h+h?;本精餾塔是加壓塔，開孔率最好不超過10%,取d。=3mm,t=丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計H?=hw+how+△+h+h?=0.07+0.0431+0.14875+0.039=0.3m∵0.5m<0.52m,∴調整過后，不會發(fā)生降液管液泛。d、液體在降液管停留時間校核∵3s<4.92s<5s,∴滿足校核。e、嚴重漏液校核漏液點氣穩(wěn)定系數(shù)5、塔板性能負荷圖一。帶入并整理之，可得一。qm?=8.81×103Ao132(H?-2.5h-7.1×103qrn,213/ln23)將之前選取的塔板結構尺寸及有關值代入，得b、液相下限線c、嚴重漏液線丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計式中b=0.0056+0.13h-h?=0.0056+0.13×0.07-7.5×10?=0.014c=3.69×10?/l2/3=3.69×10?/1.2242/3=3.22×10~?得qn?=720H?A?=720×0.45×0.2035=65.84m3/he、降液管液泛線aqm,2=b'-cqm?2-dqm,2式中b'=φH?+(D-β-1)h=0.6×0.45+(0.6-0.75-1)×0.07=0.1895校驗：將得到的五條曲線做成篩板的負荷性能圖，發(fā)現(xiàn)設計點超過第一次調整：詳細的計算步驟不再贅述，以下變量雖然和原變量用相同的符號表示，但其代表的數(shù)值都是新計算得到的數(shù)值。泛點氣泛點率取為0.6;氣體流通截面積塔的截面積 新的過量液沫夾帶線、液相下限線、嚴重漏液線、液相上限線、降液管qm=3.07ly=3.07×1.152=3.34m3/hqm?=720H?A?=720×0.6×0.201=86.8m3/h用MATLAB做出新的負荷性能圖，發(fā)現(xiàn)氣速u過大，出現(xiàn)液沫夾帶現(xiàn)象，需要重新設計。丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計;氣體流通截面積仍取0.1;查《化工原理》lw=1.296m,how=0.0415m,h=0.07m.0.358m/s<0.5m/s。重新進行校核a、液沫夾帶量校核已知實際泛點率0.58,查得ψ=0.0031.e,<0.1kg液體/kg氣體，不會產(chǎn)生過多的液沫夾帶。d、液體在降液管停留時間校核∵6.83s>5s,∴停留時間足夠長，滿足校核。e、嚴重漏液校核丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計漏液點氣速新的過量液沫夾帶線、液相下限線、嚴重漏液線、液相上限線、降液管qn,=720H?A?=720×0.5×0.25434=91.56m3/h圖中曲線代表的意義：1、過量液沫夾帶線2、液相下限線3、嚴重漏液線4、液相上限線5、降液管液泛線6、設計點位于的操作線如上圖所示，操作點位于偏右上的位置，靠近降液管液泛線，滿足丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計操作條件，但不是很理想。第四章再沸器的設計4.1設計任務與設計條件1、選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：1.72Mpa(絕對壓力)塔底壓力：1.80Mpa(絕對壓力)2、再沸器殼程與管程的設計條件根據(jù)熱量衡算，求出冷凝量溫度(℃)壓力(絕壓)/Mpa蒸發(fā)量(kg/h)殼程定性溫度為65℃.q,=(R+1)qp=785.44kmol/h9t=9m+qq=809.5kmol/h物性數(shù)據(jù)0.10133526815.61)殼程流體在定性溫度65℃下的物性數(shù)據(jù)化工原理上冊附錄B、C、D查得：熱導率A=0.664w/(m·K)汽化熱2258.4kJ/kg粘度He=0.4355mPa*s液相密度P=980.5kg/m3氣相密度Pe=0.597kg/m3比熱CPc=4kJ/kg·K2)管程流體在49℃、1.80MPa下的物性數(shù)據(jù)：潛熱，即相變熱'b=286.56kJ/kg液相熱導率=0.0827w/(m·K)丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計4.2估算設備尺寸計算傳熱溫差擬用傳熱管規(guī)格為φ25×2mm,管長L=4.5m,則可用式計算殼體內(nèi)徑Ds=t(b-1)+(2~3)d。,計算殼徑Ds=0.68m,取Ds=0.8m4.3傳熱系數(shù)的校核丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計計算傳熱管內(nèi)質量流量雷諾:L/d=180,顯熱段管長與管徑之比大于50時，用式計算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)“=854.83傳熱管外單位潤濕周邊上凝液的質量流量M為R=4×0.0541/(0.283×103)=35953.24(<2100)計算管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為式中0.75為校正系數(shù)，是對雙組份冷凝按單組份計算的校正。3)污垢熱阻及管壁熱阻管壁熱4)用式2、蒸發(fā)段傳熱系數(shù)Kh;Lockhat-Martinell參數(shù)再由G及出查垂直管內(nèi)流型圖用式計算泡核沸騰修正因數(shù)α=0.45用式計算泡3)液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：4)計算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：α?=Fa=1733.499W/(m2·K)沸騰傳熱膜系數(shù)：ay=ap+adm=173.499+0.45×2917.943=3046.573W/(m2·K)丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計二W/(m2·K);3、顯熱段和蒸發(fā)段的長度 實際需要傳熱面積為5、傳熱面積裕度用式=0.3097>30%,該再沸器傳熱面積合適。4.4循環(huán)流量的校核丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計l值參照《化工單元過程及設備課程設計》P77表3-19并根據(jù)焊接需要取為1.1,于是：△P=[Lco(p?-pp)-lpp]g用計算進口管長度與局部阻力當量長用式計算釜液在傳熱管內(nèi)的質量流速：用式用式計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù)：用式丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計AP=G2M/p?計算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力：計算管程出口管的長度與局部阻力的當量長度之和：Re?=1961988.75丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計計算管程出口汽相流動的摩擦系數(shù)：用式=904.42+11.81+1701.764+231.5254+6664.9074=9512.43Pa第五章輔助設備的設計5.1輔助容器的設計1、進料罐(20℃)=500kg/m3壓力取為1.721MPa丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計則F=(70×0.65×42+70×0.35×44)kg/h=2989kg/h進料罐容積其中T為停留時間，取4天，T=4×24=96h2、回流罐(43℃)取pL=404kg/m3,取停留時間為T=0.25h則回流罐的容積25.001m3圓整后取V=26m33、塔頂產(chǎn)品罐取產(chǎn)品停留時間為3天，即TV,:則塔頂產(chǎn)品罐的容積圓整為420m3,4、釜液罐丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計則釜液罐的容圓整取385m3。壓力(絕):1.721MPa溫度：熱物流：(管程)丙烯：43℃冷物流：(殼程)水入口10℃出口30℃G=qr×M=33052×42.081=1390861kg/h,Ye=302.54kJ/hg,圓整到90m22、塔頂產(chǎn)品冷卻器溫度：熱物流：(管程)丙烯：入口43℃出口25℃冷物流：(殼程)水入口0℃出口20℃G=qo×M=45.9×42.081=1931.3、塔底產(chǎn)品冷卻器擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為20℃。走殼程。管程溫度由49℃降到25℃丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計熱物料：(殼程)水進口溫度：90℃出口溫度：70℃冷物流：(管程)丙烯、丙烷混合物：進口溫度：20℃44.097)kg/kmol=42.7866kg/kmolQ=G×C?(t?-t?)=0.832×3×1000×(20+46)=164736W塔釜產(chǎn)品溫度43℃,塔頂產(chǎn)品溫度49℃,分別加壓保存即可，不另5.3泵的設計u=0.068mpa*s取E=0.2mm,相對粗糙度為&/d=0.0031,查得λ=0.027取管路長度為1=100m圓整成標準管φ70×3mm雷諾數(shù)el/局部阻力：九十度彎管：2個，半開口截止閥：2個，文氏管流量計：1個，選取泵的型號為65Y-60B,揚程為30-650m,流量為2.5-600m3/h丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計回流泵(兩臺，一用一備)P=472kg/m3粘度H=0.066mPa·s設流體流速U=0.5m/sq…=q/P=786.34962*42/47213600m/s=0.01944m'/s取標準管φ245×7.5mm所以實際取E=0.2mm,相對粗糙度為E/d=0.00087Re==7.70×10?查《化工原理》上冊P46圖1.4.18得：λ=0.0190取管路長度為1=100m局部阻力：查《化工原理》上冊P51表1.4.3le=8.05m則丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計選取泵的型號為AY釜液泵(兩臺，一用一備)取標準管φ245×7.5mm實際流體流速：取E=0.2mm,相對粗糙度為E/d=0.00087取管路長度為1=30m該處泵揚程為負值，正常工作時不使用，但非正常工作或停止工作時，丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計第六章管路及貯罐設計例：進料管線取料液流速UF=0.5m/sq=qPL=70*42.71509.51取管子規(guī)格：①70×3mm。其它各處管線類似求得如下：管子名稱管內(nèi)液體流速(m/s)管線規(guī)格(mm)進料管塔頂蒸氣管塔頂產(chǎn)品管回流管釜液流出管儀表接管/塔底蒸汽回流管6.2貯罐容積估算表序號位號名稱停流時間/h容積/m3原料中間罐丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計2V-102回流罐3V-103塔頂產(chǎn)品罐4V-104塔底產(chǎn)品罐控制方案精餾塔的控制方案要求從質量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質量指標是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質量指標是溫度。系統(tǒng)控制方案序號位置用途控制參數(shù)介質物性P(kg/m31FIC-01進料流量控制0~4000kg/h丙烯2FIC-02回流定量控制0~5000kg/h丙烯3PIC-01塔壓控制丙烯4HIC-02回流罐液面控制丙烯5HIC-01金液面控制丙烷6TIC-01釜溫控制40~60℃丙烷系統(tǒng)所需的主要設備及主要參數(shù)序號位號設備名稱形式主要結構參數(shù)或性能操作條件1T-101丙烯--丙烷精餾塔篩板塔D=1800mm,N=H=58.3m操作溫度t=43℃P=1.721Mpa2T-102丙烯--丙烷精餾塔篩板塔D=1800mm,N=H=56.8m3E-101原料預熱器P=1.792Mpa4E-102塔T-101頂冷凝器P=1.721Mpa5E-103塔T-101再沸器D=1.2m,N,丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計=582.L=6mP=1.9173Mpa6E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器7E-105塔底產(chǎn)品冷卻器8P-101進料泵2臺離心泵丙烯、丙烷混合液9P-102釜液泵2臺離心泵丙烷液P-103回流泵2臺離心泵丙烯液P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺離心泵丙烯液P-105塔底產(chǎn)品泵2臺離心泵丙烷液V-101原料罐臥式V-102回流罐臥式V-103塔頂產(chǎn)品罐立式常壓V-104塔底產(chǎn)品罐立式常壓V-105不合格產(chǎn)品罐立式常壓第七章總結這一周多的課程設計，自己絕大部分的時間都花在了計算、打字、畫圖和數(shù)據(jù)錄入上，再加上作圖期間趕上本校的夏令營，時間很緊湊。通過這次課程設計，我認為自己不但把化工原理的基礎知識進行了復習，還對化工工程設計涉及的化原知識有了一些深層次的認識，并且鍛煉了自己的電腦CAD作圖能力。我認為課設的難點在于繁雜的公式、極大的計算量和不斷的校核，以及對耐力、意志力的消耗，期間我走了不少彎路，向學習好的同學問了無數(shù)次問題，誠實的說也借鑒了往年學長的作業(yè)，感謝他們的幫助。當然，我覺得化工設計相關人員實際操作應該效率遠高于像我這樣的人，他們的專業(yè)知識更扎實，并且會熟練的操作化工相關軟件進行輔助，值得我去學習。這么大的工作量，當設計基本丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計完工時，自己還是或多或少有一些成就感的。丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計附錄一主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積，m2兩相流動參數(shù)A?降液管截面積，m2G質量流量，kg/h浮閥塔板閥孔總截面積，m2降液管內(nèi)清液層高度，mA?塔截面積，m2降液管內(nèi)泡沫層高度，mb液體橫過塔板流動時的平均寬度，mH?塔板間距，mb塔板上邊緣區(qū)寬度，m降液管底隙，m降液管寬度，m液泛氣速，m/s塔板上入口安定區(qū)寬度，m液體流過降液管底隙的阻力(以清液層高度表示),m塔板上出口安定區(qū)寬度，m塔板阻力(以清液層高度表示),mC計算液泛速度的負荷因子h塔板上的液層阻力(以清液層高度表液體表面張力為20mN/m時的負荷因子塔板上清液層高度，m孔流系數(shù)h?干板阻力(以清液層高度表示),mD塔徑，ml堰長，m閥孔直徑，mM摩爾質量，kg/kmol液滴直徑，m塔板阻力降，N/m2E液流收縮系數(shù)Q執(zhí)流量，W塔板效率NT理論塔板數(shù)單位質量氣體夾帶的液沫質量Np實際塔板數(shù)kg°?/(s·m?5)n浮閥個數(shù)丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計實際泛點率q進料熱狀態(tài)符號意義與單位符號意義與單位R回流比a相對揮發(fā)度r摩爾汽化潛熱，kj/kmol△液面落差，mT溫度，K(℃)μt閥孔中心距，mp密度，kg/m3u設計或操作氣速，m/sO液體的表面張力，mN/m閥孔氣速，m/sT時間，s嚴重漏液時閥孔氣速，m/s降液管中泡沫層的相對密度氣相摩爾流量，kmol/hφ塔板的開孔率V氣相體積流量，m3/hh嚴重漏液時的干板阻力以清液層高度表示),m氣相體積流量，m3/s克服液體表面張力的阻力以清液層高度表示),m釜液摩爾流量，kmol/h堰上方液頭高度，m進料摩爾流量，kmol/h堰高，m餾出液摩爾流量，kmol/hK傳熱系數(shù)，W/(K·m2)X液相組成，摩爾分數(shù)k塔板的穩(wěn)定性系數(shù)y氣相組成，摩爾分數(shù)液相摩爾流量，kmol/hZ?塔的有效高度，m液相體積流量，m3/k進料組成，摩爾分數(shù)液相體積流量，m3/sA,B組分名稱最大C冷凝器，冷卻水n塔板序號D餾出液q精、提餾段交點E平衡R再沸器，加熱蒸汽F進料S秒L液相V氣相最小W釜液提餾段的相關參數(shù)，如qy、qπ等。丙烯丙烷精餾塔及其輔助設備的工藝設計附錄二逐板計算法和負荷性能圖一、逐板計算法用到的excel表格Excel輸入數(shù)據(jù)和公式都比較簡單、易上手，下面是我用逐板計算法得到的部分結果截圖。AB1YX23456789Lmin=3.34;Lmax=86.8;V=0:1000:12000;V1=3311.35*sqrt(0.014+0.000336*L.^(2/3));%漏液線V2=11525.3-175.13*L.^(2/3);%霧沫夾帶線V4