Ⅰ 如何将丙酮和水的分离求解
如何将丙酮和水的分离求解
一般将将丙酮和水互溶.
含多量水,可加氯化钠或固体碳酸钾等盐析分层,取上层丙酮蒸馏,收集54－57度馏分；水少的话,可用无水硫酸钙、氯化钙脱水干燥过滤后重蒸即可.注意：不宜用金属钠、五氧化二磷脱水.
Ⅱ 请教：如何将丙酮和水分离
注意：不宜用金属钠、五氧化二磷脱水。superzhy(站内联系TA)问一句：水量多的话加氯化钠有用么？它会溶于水啊 您的意思是让其起饱和的作用么？lovehappy2008(站内联系TA)或许可以尝试一下用分子筛yjc8183(站内联系TA)Originally posted by superzhy at 2008-11-17 21:37: 需要分离嘛？？？luoyueyouqing(站内联系TA)精馏就可以了啊superzhy(站内联系TA)主要关系到一个产品的提纯，其水溶性特别好，用乙酸乙酯多次萃取有机层里会有产品，但旋蒸会随乙酸乙酯而被蒸除即其熔点较低。试过减蒸，用低温冷却，产品会结在冷凝管处；正常冷凝水冷凝，其又会被抽到冷肼里去。 猜想其在丙酮中溶解性应该比较好，如果能将丙酮和水分离，那么我的产品也许能拿到。mouse103(站内联系TA)完全可以啊，现在有一种渗透膜，就能在室温下将水和丙酮完全分离，用盐析也可以，丙酮在饱和盐水中的溶解性比纯水中小的多，但是有点浪费盐。
Ⅲ 从水和丙酮的混合物中将丙酮分离出来应用什么方式
装入分液漏斗，先静置，待溶液分层明显后旋开分液漏斗旋塞，待到液面进入旋塞小孔中时，拧紧旋塞将分液漏斗中液体倒出，即为丙酮。
原因是：丙酮属于小分子有机化合物，低级酮类，不与水互溶，可用分液的办法将两种物质分离，丙酮密度比水小，浮在水上面，因此由分液漏斗下端放出的液体是水，上面的是丙酮。
望采纳
某人说它与水混溶？那请用分馏方法，利用它与水沸点差较大的特性可以通过蒸馏获得含水蒸气杂质的丙酮，然后投入生石灰或无水碳酸钠，使其与水反应或生成结晶水合物，然后过滤或者再蒸馏即可得到基本上不含杂质的丙酮
Ⅳ 使用丙酮抽提具体该如何操作需要哪些设备，实验室条件越简单越好。
你用的是索氏抽提吧。我做的是有机物方面的研究，利用索氏抽提要的注意事项如下：（1）索氏抽提蛇形冷凝管，样品室，原地烧瓶需要经过硫酸-重铬酸钾洗液去清洗，洗完后用自来水和蒸馏水洗。然后蛇形冷凝管和样品室放在烘箱里面烘，圆底烧瓶要放在马弗炉里在450度下烘4个小时。（2）烘好后抽提器可以用了。你的样品，需要用滤纸包好，放在样品室里面。避免样品漏出来。（3）将丙酮装入圆底烧瓶里。注意，安装抽提器的时候，接口直接要接牢，否则丙酮可能会很快挥发。（4）蛇形冷凝管的最上端，最好用锡箔纸包住，防止空气中的物质从蛇形冷凝管中进来。（5）确定样品是否易光降解，如果容易，那么要用不透光纸板盖住样品室。但是要注意，这个操作很可能会导致水浴锅里的水在蛇形冷凝管外部冷凝，进入样品室，这样对后续试验很不利，所以，建议一开始在蛇形冷凝管中包一层纱布。（6）由于你用的溶剂是丙酮，那么抽提温度一般是60度左右，因为丙酮的沸点是58度左右。（7）索氏抽提一般需要抽提48小时，那么你应该隔一段时间关注一下，你的丙酮液体是否有回流，是否有蒸干现象。如果发现溶剂变得很少，回流不下去，那么可以直接往里面加一些丙酮。这个影响不大。
祝你成功！！！
Ⅳ 化工原理课程设计 分离丙酮-水混合液的填料精馏塔 有满意答案，追加100分
毕业设计（论文）任务书
设计（论文）题目：年处理量1.0万吨甲苯-水混合液的填料塔的设计
函授站： 专业： 化工工艺 班级：xx
学生： xx 指导教师：
1．设计（论文）的主要任务及目标
塔设计计算：
a塔工艺计算（物料和能量衡算）
b 塔及塔板主要工艺尺寸的设计计算
⑶ 对苯精馏塔的流体力学验算
⑷ 相关辅助设备选型与计算
⑸ 设计结果及分析讨论
2．设计（论文）的基本要求和内容
⑴ 论文内容符合毕业设计撰写规范。
⑵ 数据可靠、真实，具有一定的代表性。
⑶ 计算过程细化、符合规范要卖芹求。
⑷ 要求论文图纸包括：生产工艺流程控制图、塔的部分装配图、X-Y图、塔板负荷性能图。
3．主要参考文献
⑴陆美娟.《化工原理》.化学工业出版社.2001年1月第1版
⑵冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版
⑶包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月
⑷陈洪钫.《化工分离过程》.化学工业出版社.1995年5月第1版
⑸陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1
关键词：回流比、精馏、泡点进料、设备、试手配姿差
目 录
前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1章 精馏方案的说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.1节 操作压力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.2节 进料状态．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.3节 采用强制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.4节 塔釜加热方式、加热介质．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.6节 流程说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.7节 筛板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.8节 生产性质及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.9节 安全与环保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）
第2章 烯烃加氢饱和单元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第2.1节 反应机理及影响因素分析
第2.2节 物料平衡
第2.3节 能量平衡
第3章 精馏塔设计计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第3.1节塔的工艺计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）
第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算．．．．.（25）
第4章 塔的流体力学验算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.1节校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.2节负荷性能图计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）
第5章 辅助设备选型计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.1节换热器的计算选型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.2节 管道尺寸的确定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）
第5.3节 原料槽、成品槽的确定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6章 设计结果概要及分析讨论．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6.1节数据要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．毕绝（45）
第6.2节设计特点．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
第6.3节 存在的问题．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
参考文献．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）
符号说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）
附录1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
前言
本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工单元过程原理》等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。
通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。
第1章 精馏方案的说明
本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。
第1.1节 操作压力
精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。
第1.2节 进料状态
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。
第1．3节 采用强制回流（冷回流）
采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。
第1．4节 塔釜加热方式、加热介质
塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。
第1．5节 塔顶冷凝方式、冷却介质
塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。
第1．6节 流程说明
由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。
本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。
烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。
本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。
精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。
第1.7节 筛板塔的特性
筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：
（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；
（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；
（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。
第1.8节 生产性质及用途
1.8.1 苯的性质及用途
苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-10.11℃(闭杯)，自燃点562.22℃，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 ℃)， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表1－1。
表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）
项目 指标
特级 一级 二级 三级
外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色
密度（20℃）/kg/m3
沸程/℃
大气压下（80.1℃）
酸洗比色
溴价/(g/100mL)
结晶点/℃
二硫化碳/(gBr/100mL)
噻吩/(g/100mL) 876~880
中性实验 中性
水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水
1.8.2 甲苯的性质
甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20℃/4℃)，熔点-95～-94.5℃，沸点110.4℃，闪点4.44℃(闭杯)，自燃点480℃，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%～7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表1－2。
表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）
项目 指标
特级 一级 二级
外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色
密度（20℃）/(kg/m3)
沸程/℃
大气压下（110.6℃）
酸洗比色
溴价/（gBr/100mL） 863~868
中性实验 中性
水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水
第1.9 安全与环保
1.9.1 安全注意事项
苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。
（1）不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。
（2）所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。
（3）应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。
（4）工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。
（5）进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。
（6）及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。
（7）泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。
1.9.2 环境保护
认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：
（1）废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。
（2）废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。
（3）废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。
定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。
第2章 烯烃加氢饱和单元分析
2.1 反应机理及影响因素分析
（1）反应机理
单烯烃 CnH2n+H2→CnH2n+2
双烯烃 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
环烯烃
烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。
(2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素
烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外，主要有原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速等。
①原料性质
加工烯烃含量较高的原料时，需要较高的反应苛刻度（即较高的反应压力和反应温度，较低的反应空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好是直接进装置，避免中间与空气接触发生氧化生成胶质，导致催化剂失活加快。
②反应温度
反应温度通常是指催化剂床层平均温度。烯烃的加氢饱和反应是一种放热反应，提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但能明显提高化学反应速度，提高精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，使产品液体收率下降，导致催化剂上积炭速率加快，降低催化剂使用寿命；反应温度过低，不能保证将杂质除净。
在很高温度下，烯烃饱和度有一个明显的限制，结果使在高温操作比低温操作的产品中有更多的残存烯烃，当原料中有明显的轻组分，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇的生成。
根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量，一般预加氢的反应温度为150～180℃。随着运转时间的延长，逐步提高反应温度，以补偿催化剂的活性降低。
③反应压力
当要求一定的产品质量时，压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般而言，压力愈高，催化剂操作周期愈长；原料油烯烃含量愈高，选择操作压力也愈高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应，使产品总液收下降，同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。
④氢油比
所谓氢油比是反映标准状态时，氢气流量与进料量的比值。可用H2/HC表示。提高氢油比，不仅有利于加氢反应的进行，并能防止结焦，起到保护催化剂的作用。但是，在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂接触时间，反而对加氢反应不利，导致精制深度下降，产品质量下降，同时也增大了系统压降和压缩机负荷，操作费用增加。
⑤空速
空速指单位（质量或体积）催化剂在单位时间内处理的原料量，简写为h-1 。空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速（LHSV），它的倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料量越多，其接触时间应越短，影响了精制深度；空速过小增加了加氢裂解反应，使产品液收率下降，运转周期缩短，降低了装置的处理量。
2.2 物料平衡
表2-1烯烃加氢反应单元物料数据 单位：吨/日
入 方 出 方
原料油 43.2 精馏进料 42.32
氢气 0.52 损失 1.40
合计 43.72 合计 43.72
2.3 能量平衡（以加热炉为例）
2.3.1 原料进出加热炉数据
原料进出加热炉数据见表2-2。
表2-2 原料进出加热炉数据
入 方（80℃） 出 方（160℃）
单位
项目 组成 数据 焓值 热量 单位
项目 组成 数据 焓值 热量
m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal
原
料
油 苯 0.7 130 16.38 原
料
油 苯 0.7 154 19.40
甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532
烯烃 烯烃
氢气 540 1.170 氢气 1090 2.362
合计 24.462 合计 30.294
注：原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。
2.3.2 加热炉热平衡
由表2-2可以知道，原料油经过加热炉后，热量增加值为：5.832wkcal/t.
加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表2-3。
表2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表
成份组成 体积热值 分析数据 焓值
1 氢气 2650 44.91 1190.115
2 氧气 0 11.73 0
3 氮气 0 40.56 0
4 二氧化碳 0.02 0
5 一氧化碳 3018 0 0
6 甲烷 8529 1.61 137.3169
7 乙烷 15186 0.48 72.8928
8 乙烯 14204 0.42 59.6568
9 丙烷 21742 0.05 10.871
10 丙烯 20638 0.07 14.4466
11 异丁烷 26100 0.03 7.83
12 正丁烷 28281 0.03 8.4843
13 正丁烯 27160 0.02 5.432
14 异丁烯 27160 0.01 2.716
15 反丁烯 27160 0.02 5.432
16 顺丁烯 27160 0.01 2.716
17 碳五以上 34818 0.03 10.4454
合计 100 1528.3548
第七章 参考文献
1 化工原理》上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版
2 冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版
3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月
4 陈洪钫.《化工分离过程》，化学工业出版社，1995年5月第1版
5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1版
6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004年8月第1版
7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003年9月第1版
8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003年1月第1版
9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994年5月第1版
10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996年6月第1版
11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004年8月第1版
12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006年1月第10版
符号说明
A换热面积m2
Aa 鼓泡区面积m2
Af 降液管横截面积m2
An 有效传质区面积m2
Ao 筛孔面积m2
AT塔横截面积m2
A 质量分率-
C 负荷系数-
CP 比热KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)
D 塔顶产品流率Kmol/h(Kg/h)
Dg 公称直径m
DT塔径m
D 管内径 mm
d1 管外径 mm
do 孔径 mm
dm 管平均直径mm
E 液流收缩系数-
ET全塔板效率-
ev 雾沫夹带量Kg液体/Kg气体
F 进料流率 Kmol/h(Kg/h)
H 塔高m
HL板上清夜层高度mm
HT板间距 m
Hd降液管内清夜层高度m
HD塔顶空间高度 m
HB塔底空间高度 m
hd 气体通过干板压降m
ho 降液管下沿到塔板间距离m
how 溢流堰上液头高 m
hp 气体通过塔扳压降m
hr 液体通过降液管的压降m
hw 溢流堰高度m
hσ液体表面张力引起的压降m
Ko 以内壁为基准的总传热系数Kcal/m2．H．oC
K稳定系数
L 液体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
lW溢流堰堰长
ms 冷却剂质量流量 Kg/h
N 实际塔板数 -
NT 理论塔板数 -
Nt 换热器总管数 -
N 开孔数
Q 换热器热负荷 W
R 回流比 -
Rmim 最小回流比 -
Rsi 换热管内垢阻系数 m2•h•oC/Kcal
r 气化潜热 KJ/Kg
Tc 临界温度 K
T 孔间距 mm
Tp 板厚度 mm
ua 以鼓泡区面积为基准的气速 m/s
uf 液泛气速 m/s
un 空塔气速 m/s
uo 以筛孔面积为基准的气速 m/s
uow 漏液点气速 m/s
V 塔内上升气体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
W 塔釜采出液体量 Kmol/h(Kg/h)
Wc 边缘区宽度 m(mm)
Wd 降液管宽度 m(mm)
Ws 塔板入口安定区宽度 m(mm)
Ws’ 塔板出口安定区宽度 m(mm)
X 液相摩尔分率 -
Y 气相摩尔分率 -
A 相对挥发度 -
Ai 以内壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC
Ao 以外壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC
β 充气系数 -
σ 表面张力 dyn/cm2
ρL 液相密度 Kg/m3
ρv(g) 气相密度 Kg/m3
μ 粘度 Cp
开孔率 -
Ф 装料系数 -
τ 停留时间 s
λ