化工原理課程設(shè)計(苯甲苯的分離)

1、化工原理課程設(shè)計 題 目： 姓 名： 班 級： 學(xué) 號： 指導(dǎo)老師： 設(shè)計時間： 序言   化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程

2、在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。目錄一、化工原理課程設(shè)計任書3二、設(shè)計計算31.設(shè)計方案的確定32.精餾塔的物料衡算33.塔板數(shù)的確定44.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 85.精餾塔的

3、塔體工藝尺寸計算 106.塔板主要工藝尺寸的計算 117.篩板的流體力學(xué)驗算138.塔板負荷性能圖159.接管尺寸確定30二、個人總結(jié) 32三、參考書目33（一）化工原理課程設(shè)計任務(wù)書板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、 設(shè)計題目： 設(shè)計分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1、 設(shè)計任務(wù)：物料處理量： 7萬噸年進料組成 ： 37 苯，苯-甲苯常溫混合溶液 （質(zhì)量分率，下同）分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯 95 塔底產(chǎn)品組成苯 6% 2、 操作條件平均操作壓力 ： 101.3 kPa 平均操作溫度：94回流比： 自 選 單板壓降： <=0.9 kPa工時： 年開工時數(shù)7200小時 化工原理課程設(shè)計

4、三、設(shè)計方法和步驟：1、設(shè)計方案簡介 根據(jù)設(shè)計任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初步確定工藝流程。對選定的工藝流程，主要設(shè)備的形式進行簡要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計計算 （1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù) （2）工藝流程的選擇 （3）做全塔的物料衡算 （4）確定操作條件 （5）確定回流比 （6）理論板數(shù)與實際板數(shù) （7）確定冷凝器與再沸器的熱負荷 （8）初估冷凝器與再沸器的傳熱面積 （9）塔徑計算及板間距確定 （10）堰及降液管的設(shè)計 （11）塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù) （12）塔的水力學(xué)計算 （13）塔板的負荷性能圖（14）塔盤結(jié)構(gòu)（15）塔高（16

5、）精餾塔接管尺寸計算3、典型輔助設(shè)備選型與計算（略） 包括典型輔助設(shè)備（換熱器及流體輸送機械）的主要工藝尺寸計算和設(shè)備型號規(guī)格的選定。4、設(shè)計結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計評述四、參考資料化工原理課程設(shè)計天津大學(xué)化工原理教研室，柴誠敬 劉國維 李阿娜 編；化工原理（第三版）化學(xué)工業(yè)出版社，譚天恩 竇梅 周明華 等編；化工容器及設(shè)備簡明設(shè)計手冊化學(xué)工業(yè)出版社，賀匡國編；化學(xué)工程手冊上卷 化學(xué)工業(yè)出版社，化工部第六設(shè)計院編；常用化工單元設(shè)備的設(shè)計 華東理工出版社。二、設(shè)計計算1.設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下

6、操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。 塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許

7、多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。 下圖是板式塔的簡略圖表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH37

8、8.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度809010

9、0110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度µ（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.501

10、08.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.

11、0100.02 精餾塔的物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 （2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 （3）物料衡算 原料處理量總物料衡算 121.54=DW苯物料衡算 121.54×0.4090.957D0.070 W聯(lián)立解得 D42.99 kmolhW=69.55 kmolh式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3 塔板數(shù)的確定 （1）理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x y圖，見下圖求最小回流比及操作回流比。 采用作圖法求最小回流比。在上圖中

12、對角線上，自點e（0.409,0.409）作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為 0.567 , 0.346故最小回流比為取操作回流比為求精餾塔的氣、液相負荷 (泡點進料：q=1)求操作線方程 精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為（2）逐板法求理論板又根據(jù) 可解得=2.475 相平衡方程 = 0.957 =0.901 0.696 因為 精餾段理論板 n=5 < 所以提留段理論板 n=4全塔效率的計算（查表得各組分黏度=0.269，=0.277）捷算法求理論板數(shù) 由公式 代入 Y=0.488由精餾段實際板層數(shù)5/0.52=9.610,提餾段實際板層數(shù)4/0.52=7.698

13、進料板在第11塊板4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 （1）操作壓力計算 塔頂操作壓力 93.2 kPa塔底操作壓力=109.4 kPa每層塔板壓降 P0.9 kPa進料板壓力93.20.9×10102.2kPa精餾段平均壓力 P m （93.2102.2）297.7 kPa提餾段平均壓力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kPa（2）操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度82.7進料板溫度94.2 塔底溫度=105.1精餾段平均溫度=（ 82.794.

14、2）/2 = 88.5提餾段平均溫度=（94.2+105.1）/2 =99.7（3）平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.901進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法，得0.622， 0.399塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量（4）平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由tD82.7，查手冊得 塔頂液相的質(zhì)量分率 進料板液相平均密

15、度的計算 由tF94.25.3，查手冊得 進料板液相的質(zhì)量分率 塔底液相平均密度的計算 由tw105.1，查手冊得 塔底液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為(5) 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD82.7，查手冊得 A=20.94mN/m B=21.39 mN/mLDm=0.957×20.94+(1-0.957)×21.39=20.98 mN/m進料板液相平均表面張力的計算 由tF94.2，查手冊得 A=19.36 m N/m B=20.21 m N/mLFm=0.409×19.36+

16、0.591×20.21=19.86 mN/m塔底液相平均表面張力的計算 由 tD105.1，查手冊得 A=19.10 mN/m B=19.48 mN/mLwm=0.07×19.10+(1-0.07)×19.48=19.45mN/m精餾段液相平均表面張力為 Lm=（20.98+19.86）/2=20.42 mN/m提餾段液相平均表面張力為 Lm=（19.86+19.48）/2=19.85 mN/m(6) 液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即 lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度的計算 由tD82.7，查手冊得 A=0.300 mPa·s B=0.3

17、04 mPa·slgLDm=0.957×lg(0.300)+ (1-0.95)×lg(0.304)解出LDm=0.300 mPa·s進料板液相平均粘度的計算 由tF94.2，查手冊得 A=0.269 mPa·s B=0.277 mPa·slg LFm=0.409×lg(0.269)+ (1-0.409)×lg(0.277)解出LFm=0.274 mPa·s塔底液相平均粘度的計算 由tw105.1，查手冊得 A=0.244 mPa·s B=0.213 mPa·slgLwm=0.07

18、15;lg(0.244)+ (1-0.07)×lg(0.213)解出Lwm=0.215 mPa·s精餾段液相平均粘度為 Lm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa·s提餾段液相平均粘度為 Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa·s（7） 氣液負荷計算 精餾段： 提餾段： 5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1) 塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。表7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62

19、.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600 對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查教材P131圖 得C20=0.071；依式校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.820m/s。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查2：圖38得C20=0.106；依式校正物系表面張力為時可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.820m/s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的

20、二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取1.6m6 塔板主要工藝尺寸的計算(1) 溢流裝置計算 因塔徑D1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.66D=0.66×1.6=1.056mb)出口堰高：由，查2：圖311，知E=1.042,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故，利用(2：式310)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e

21、)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.66D=0.8×1.6=1.056mb)出口堰高：由查2：圖311，知E=1.02,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故， 利用(2：式310)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）(2) 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊

22、緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當(dāng)D1.5m時，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計算開空區(qū)面積，c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩 孔數(shù)個， 則（在515范圍內(nèi)） 則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為 提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當(dāng)D1.5m時，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計算開空區(qū)面積， c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個， 則（在515范圍內(nèi)） 則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為7 篩

23、板的流體力學(xué)驗算 塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負荷性能圖。(1) 氣體通過篩板壓強相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎?精餾段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗剑蕜t單板壓強：(2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 霧沫夾帶故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板

24、的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而H=0.073+0.037+0.001=0.11m取，則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。提溜段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗剑?故則單板壓強：(2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。

25、 (3) 液沫夾帶故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而H=0.098m取，則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。8 塔板負荷性能圖 精餾段：(1) 漏液線 由 ，得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 霧

26、沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下： 由 聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 (3) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。 (4) 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線0.

27、0474。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中：將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.263.183.113.04由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖3-23 精餾段篩板負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 Vs,max=1

28、.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.381所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表3-23。 提餾段(1) 漏液線 由 ，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.360.380.390.40由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 液沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下： 由 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s)

29、0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.771661.571.49由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 (3) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。 (4) 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線0.0474。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-2

30、2。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表。 設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強PmkPa97.7109.4各段平均溫度tm88.599.7平均流量氣相VSm3/s1.6061.37液相LSm3/s0.00370.0075實際塔板數(shù)N塊108板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.8200.651塔板液流形式單流型單

31、流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.0561.056堰高hwm0.0430.034溢流堰寬度Wdm0.1240.243管底與受業(yè)盤距離hom0.03550.0292板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個75515729開孔面積m21.4671.113篩孔氣速uom/s10.8512.19塔板壓降hPkPa0.5930.421液體在降液管中停留時間s10.4514.94降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.2460.124霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.00057480.0074負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷VS·maxm3/s氣相最小負荷VS·minm3/s操作彈性9. 各接管尺寸的確定1 進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：2 釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：3 回流液管回流液體積流量 利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓