化工原理课程设计---筛板精馏塔分离苯—甲苯工艺设计.doc

i 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 筛板精馏塔分离苯筛板精馏塔分离苯甲苯工艺设计甲苯工艺设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 20102010 年年 6 6 月月 1414 日日 ii 目录 摘要一 绪论二 第一章 流程及流程说明1 第二章 精馏塔工艺的设计2 2.1 产品浓度的计算.2 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.2 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2 2.2 最小回流比的确定.3 2.3 物料衡算 3 2.4 精馏段和提馏段操作线方程.3 2.4.1 求精馏塔的气液相负荷3 2.4.2 求操作线方程 3 2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 3 2.6 实际板数的计算 3 2.7 实际塔板数及实际加料位置 . 3 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算5 3.1 物性数据计算.5 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算.9 3.3 筛板流体力学验算13 3.4 塔板负荷性能图16 第四章 热量衡算21 4.1 塔顶气体上升的焓.21 v q 4.2 回流液的焓.21 r q 4.3 塔顶馏出液的焓.21 d q 4.4 冷凝器消耗焓.21 c q 4.5 进料的焓.21 f q 4.6 塔底残液的焓.21 w q 4.7 再沸器的焓.22 b q 第五章 塔的附属设备的计算23 5.1 塔顶冷凝器设计计算23 5.2 泵的选型24 5.4 塔总体高度的设计25 结论27 致谢28 参考文献.29 主要符号说明 30 i 摘 要 在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为： 进料量为 f=85kmol/h 塔顶组成为：0.98 d x 进料馏出液组成为：0.5 f x 塔釜组成: w x =0.03 加料热状态:q=1 塔顶操作压强:(表压)101.3kpap 首先根据精馏塔的物料衡算，求得 d 和 w，通过图解法确定最小回流比；再根据操作 线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得 实际板数，确定加料位置。 然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。 继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图， 对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。 第二步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热 系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。 关键词： 苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构 塔附属设备 下图为连续精馏过程简图： 出料 回流 苯蒸汽 塔底 i 绪论绪论 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适 当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控 制漏液。 筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔 筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气 体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。 相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板 压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操 作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带 固体粒子的料液。 1 第一章 流程及流程说明 本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采 用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储 罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用 间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵 加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液 部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。 出料 苯甲苯混合液 回流 塔底出料 图 1 2 第二章 精馏塔工艺的设计 2.1 产品浓度的计算 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/mol a m b m 产品中苯的质量分数=0.984 d x 0.98/78.11 0.98/78.11 0.02/92.13 进料中苯的质量分数=0.54 f x 0.5/78.11 0.5/78.11 0.5/92.13 残液中苯的质量分数=0.035 0.03/78.11 0.03/78.11 0.97/92.13 w x 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 d w 0.54 78.11 (1 0.54) 92.1483.989 kg/kmol m0.984 78.11 (1 0.984) 92.1478.301 kg/kmol m0.035 78.11 (1 0.035) 92.1492.114 kg/kmol f m 苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。 2.2 最小回流比的确定 1.查手册 绘制苯甲苯气液平衡线 x-y 图。 2 求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点 e（0.54，0.54）作垂线 ef 即为进 料线，该线与平衡线的交点坐标为 q= y 0.745 q x =0.54 最小回流比 min r1.17 dq qq xy yx 2 倍最小回流比 取操作回流比为 min r=2r2.33 3 2.3 物料衡算 f=85kmol/h 总物料衡算 fwd 85=d+w 苯物料衡算 fdw fx =dx +wx85 0.54=0.984 d+0.035 w 联立得 d=45.23 kmol/h w=39.77 kmol/h 2.4 精馏段和提馏段操作线方程 2.4.1 求精馏塔的气液相负荷 l=rd=105.4kmol/h v=(r+1)d=150.6kmol/h =l+qf=190.4kmol/hl =v=150.6kmol/hv 2.4.2 求操作线方程 精馏段 提馏段 2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 由图解法的总板数 nt=13 进料板 nf=6 精馏段 5 块 提馏段 7 块 2.6 实际板数的计算 （1）板效率 0.245 0.49() tl e 精馏段平均温度为 86.08 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 又有2.560.31 l 求得精馏段板效率为 52.3% 105. 445. 23 xx* 0. 9840. 7x0. 296 150. 6150. 6 d ld yx vv 1 190. 439. 77 1. 260. 00924 150. 6150. 6 nnw lw yxxxx vv 4 提馏段平均温度 100.63 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.630.289 l 求得提镏馏段板效率为 52.4% （2） t n实际板数的求取 精馏段实际板数 nt=5/0.523=9.6210 提馏段实际板数 nt=7/0.524=13.4 14（包括塔釜） 实际总半数为 10+14=24 块板 总板效率 et=13/2=54.2% 2.7 实际塔板数及实际加料位置 实际加料板位置 =12 块 实 1 f f t n n e 精馏段实际板层数=10 j n 提馏段实际板层数=14 t n 5 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1 物性数据计算 3.1.1 操作压力计算 （1）塔顶操作压力 =101.3+4=105.3kpa d p （2）每层塔板压降 =0.7 kpap （3）进料板压力 fd p =p + =105.3+0.7 10=112.3kpapn 精 （4）精馏段平均压力 ()/2(105.3 112.3)/2108.8 df pppkpa （5）塔底操作压力 =+=105.3+0.724=122.1 kpa w p d ppn （6）提馏段平均压力 kpa ()/2119.3 fw ppp 3.1.2 操作温度计算 用比例内插法求得操作温度 =90.76 f t 92.1-89.4tf-92.1 0.489-0.5920.54-0.489 f t =81.4 d t 81.281.280.12 8.979 10.9840.979 d t d t =110.5 w t 110.6110.6 106.1 08.80.0350 w t w t 精馏段平均温度 86.08 2 df m tt t 提馏段平均温度 100.63 2 wf m tt t 3.1.3 平均摩尔质量计算 （1）塔顶平均摩尔质量计算 =0.984，=0.9599 1 y d x 1 x =+（1-）=0.98478.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/kmol vd m 1 y a m 1 y b m 6 =+（1-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/kmol ld m 1 x a m 1 x b m （2）进料板平均摩尔质量计算 =0.763，=0.562 7 y 7 x =+（1-）=0.76378.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/kmol vf m 7 y a m 7 y b m =+（1-）=0.56278.11+（1-0.562）92.13=84.25kg/kmol lf m 7 x a m 7 x b m （3）精馏段平均摩尔质量计算 =（+）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/kmol vj m vd m vf m =（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/kmol lj m ld m lf m （4）塔底平均摩尔质量计算 =0.035，=091 18 y 18 x =+（1-）=0.03578.11+（1-0.035）92.13=90.85kg/kmol vw m 18 y a m 18 y b m =+（1-）=0.09178.11+（1-0.091）92.13=91.64kg/kmol lw m 18 x a m 18 x b m （5）提馏段平均摩尔质量计算 =（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/kmol vt m vf m vw m =（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/kmol lt m lf m lw m 3.1.4 平均密度计算 4 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 =3 vj （） jvj j p m r tt 111. 2580. 805 8. 314 （81. 4273. 15） 3 /kg m =2.98 vt （） tvt t pm r tt 119. 0387. 065 8. 314 （100. 63273. 15） 3 /kg m （2）液相平均密度计算 塔顶液相平均密度计算 由=81.4查得 d t 7 =812.5，=807.5 a 3 /kgm b 3 /kgm =812.4 ld 1 /（1）/ dadb xx 1 0. 984 / 812. 5 （10. 984）/ 807. 5 3 /kgm 进料板液相平均密度计算 由=90.76查得 f t =805.5，=801.5 a 3 /kgm b 3 /kgm 进料板质量分率=0.521 a a 7 77 0. 5478. 11 （1）0. 5478. 11 （10. 547）92. 13 a ab x m x mxm =803.6 1 /（1）/ lf aaab aa 1 0. 521 / 805. 0 （10. 521 ）/ 801. 5 3 /kgm 精馏段液相平均密度计算 =（+）/2=（812.4+803.6）/2=808 lj ld lf 3 /kgm 塔底液相平均密度计算 由=110.5查得 w t =772.5，=765.5塔底质量分率 a 3 /kgm b 3 /kgm =0.03 18 1818 0. 03578. 11 （1）0. 03578. 11 （10. 035）92. 13 a a ab x m a x mxm 3 11 765. 7/ /（1）/0. 035 / 772. 5 （10. 035）/ 767. 5 lw aaab kgm aa 提馏段液相平均密度计算 3.1.5 液体平均表面张力计算 依式 计算 （1） 塔顶液相平均表面张力计算 由=81.4查得 d t 3 () / 2（803. 6+765. 7)/ 2=784. 65kg/ m ltlwlf ii x 8 =19.2mn/m，=20.5mn/m a b =+（1-）=0.9819.2+（1-0.984）20.5=19.221mn/m ld d x a d x b （2） 进料板液相平均表面张力计算 由=90.76查得 f t =17.2 mn/m，=20.2 mn/m a b =+（1-）=0.5417.2+（1-0.54）20.2=18.514mn/m lf 7 x a 7 x b （3） 精馏段液相平均表面张力计算 =（+）/2=（19.221+18.514）/2=18.87mn/m lj ld lf (4)塔底液相平均表面张力计算 由=110.5查得 w t =14.9mn/m，=17.8 mn/m a b =+（1-）=0.03514.9+（1-0.035）17.8=17.69mn/m lw 18 x a 18 x b (5)提馏段液相平均表面张力计算 =（+）/2=（17.69+18.514）/2=18.102mn/m lt lw lf 3.1.6 液体平均黏度计算 4 依式 计算 （1）塔顶液相平均黏度计算 由=81.4查得 d t =0.31mpa s，=0.33 mpa s a b =+（1-）=0.984（0.31）+（1-0.984）（0.33） ld d x a d x b 得=0.310mpa s ld （2）进料板液相平均黏度计算 由=90.76查得 f t =0.29mpa s，=0.31mpa s a b ii x 9 =+（1-）=0.54（0.29）+（1-0.54）（0.31） lf 7 x a 7 x b 得=0.299mpa s lf （3）精馏段液相平均黏度计算 =（+）/2=（0.310+0.299）/2=0.3045mpa s lj ld lf （4）塔底液相平均黏度计算 由=110.5查得 w t =0.24mpa s，=0.28mpa s a b =+（1-）=0.035（0.24）+（1-0.035）（0.28） lw 18 x a 18 x b =0.278mpa s lw (5)提馏段液相平均黏度计算 =（+）/2=（0.299+0.278）/2=0.2885mpa s lt lw lf 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 3.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算 精馏段塔径的计算 气、液相体积流率 =0.123 sj v 3600 vj vj vm 150. 680. 805 36003. 0 3 /ms =0.0042 sj l 3600 lj lj lm 105. 481. 46 3600808 3 /ms 由，式中 c=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为 m ax ljvj vj uc 0. 2lj 20 （） 20 c 20 c =0.056 0. 50. 5 0. 5 3600 0. 00423600808 36000. 12336003 ljsjlj h hvjsjvj ll vv 取板间距=0.4m，板上液层高度=0.05m，则-=0.4-0.05=0.35m，由史密斯关联 t h l h t h l h 图查得 10 =0.07，则 c=0.07=0.0692 20 c 0. 2lj 20 （） 20 c 0. 2 18. 87 20 =1.13m/s m ax ljvj vj uc 8083 0. 07 3 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.13=0.79 m/s m ax u d=1.37m 440. 123 0. 79 s v u 按表准塔径圆整后为 d=1.4 m 塔截面积=1.54 22 （1. 4） 44 t ad 2 m 实际空塔气速为0.799 m/s 实 s t v u a 提馏段塔径的计算 =0.119 st v 3600 vt vt vm 3 /ms =0.0041 st l 3600 lt lt lm 3 /ms 由，式中 c=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为 m ax ltvt vt uc 0. 2 lt 20 （） 20 c 20 c 6 0.0694 0. 50. 5 3600 3600 hltstlt hvtstvt ll vv -=0.36-0.06=0.3m，由史密斯关联图查得=0.0712 t h l h 20 c c=0.059=0.0701 0. 2 lt 20 （） 20 c 0. 2 19. 013 20 =1.05m/s m ax ltvt vt uc 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.05 =0.735 m/s m ax u 11 d=1.33 m 440. 242 0. 636 s v u 按表准塔径圆整后为 d=1.4 m 塔截面积=1.52 22 （1.4） 44 t ad 2 m 实际空塔气速为0.778 m/s 实 s t v u a （2）精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度=（-1）=（10-1）0.4=4 m j z j n t h 提馏段有效高度=（-1）=（14-1）0.4=5.2m t z t n t h 在精馏塔上开 1 个人孔，高度为 0.8m， 精馏塔的效高度为 z=+0.8=10m j z t z 3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算 （1）溢流装置计算 塔径 d=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 堰长 w l 取=0.66d=0.631.4=0.924m w l 堰高 w h 选用平直堰，堰上液层高度计算如下 ow h = ow h取，则 =1e ow h 精馏段 =0.0183m 板上液层高度=0.065m ow h l h =-=0.065-0.0183=0.047m w h l h ow h 提馏段=0.0181m ow h =-=0.065-0.0181=0.049m w h l h ow h 弓形降液管宽度和截面积 d w f a 2 3 2. 84 1000 h w l e l 2 3 2. 84 1000 h w l l 2 3 2. 840. 00423600 10000. 924 12 精馏段 由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124 w l d 6 f t a a d w d 则=0.0722=0.111，=0.124d=0.1736m f a t a 2 m d w 验算液体在降液管中停留时间 =11.73s35s 3600 ft h a h l 1 故降液管设计合理 提馏段 由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.066，=0.124 w l d f t a a d w d 则=0.066=0.105，=0.124d=0.1721m f a t a 2 m d w 验算液体在降液管中停留时间=10.95s35s 3600 ft h a h l 故降液管设计合理 降液管底隙高度 o h =，取=0.15m/s o h 3600 h w o l l u o u 1 精馏段=0.03m/s o h 36000. 0042 36000. 9270. 15 -=0.017m0.013m w h o h 提馏段=0.029m o h -=0.0172m0.013m w h o h （2）塔板布置 塔板的分块 塔径 d0.8m，故塔板采用分块式 边缘区宽度 wc=0.075 m，安定区宽度 ws=0.075 m 13 孔区面积计算 其中：x=d/2（wd+ws）=1.4/2-（1.736+0.075）=0.4514m r=d/2wc=1.4/2-0.04=0.665 m 孔设计及其排列 本设计处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 do=5mm。 筛孔按正三角形排列，去孔中心距 t 为：t=3do=35=15mm 筛孔数目 n 为： 塔板开孔区的开孔率为 22 o d0. 005 = 0. 907= 0. 907= 10. 1% t0. 015 开孔率在 515%范围内，符合要求。 气体通过筛孔的气速为 精馏段： sjsj o实 0 vv 0. 255 u= 12. 4m/ s a0. 1010. 983 a a 提馏段： stst o实 0 vv u= 11. 81m/ s a a a 3.3 筛板流体力学验算 3.3.1 塔板压降 （1）干板阻力 hc 由 do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 c0=0.772 由得 2 0v c 0l u h= 0. 051 c 222-1 a x a = 2 x r - x+rsi n 180r 222-12 a 0. 199 a= 2 0. 199 0. 315 - 0. 199+0. 315si n () = 0. 983m 1800. 315 a 2 1. 155 n =a= 5030个 t 14 精馏段： 2 cj 12. 43 h= 0. 051= 0. 048m 液柱 0. 772808 提馏段： 2 ct 11. 812. 89 h= 0. 051= 0. 044m 液柱 0. 772785. 758 （2）气流通过液层的阻力计算 1 h 由 sj aj tf v u= 0. 86m/ s a - a st at tf v u= 0. 857m/ s a - a 气相动能因数 fo 查充气系数关联图得 =0.58 11 22 ojvj f = u= 1. 49kg/s. m j 查充气系数关联图得=0.56 11 22 otvt f = u= 1. 47kg/s. m t 精馏段：=hl=0.038m 液柱 1j h j 提馏段：=hl=0.0372 m 液柱 1t h t （3）液体表面张力的阻力的计算h 精馏段： lj j li0 4 h= 0. 0019m 液柱 gd 提馏段： lt lt0 4 h= 0. 00197m 液柱 gd t 气体通过每层塔板的液柱 精馏段：0.0879m 液柱 pjc jljj hhhh 提馏段： 0.0865m 液柱 气体通过每层塔板的压降 精馏段： pjpjlj p= h g = 0. 08798089. 81 = 696. 7pa 2 ,m ax ,m i n 0. 43 3. 028 0. 142 s s v v 由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控 制。并查得 vs，min =0.13/s vs，max =0.43/s 3 m 3 m 提馏段操作弹性为：2 ,m ax ,m i n 0. 43 3. 308 0. 13 s s v v 由上知设计合理。 222/ 3 0. 148860. 272. 825 ststst vll 21 第四章 热量衡算 表 8 不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热 物性 数据 温度（） （ pa c ）/（）kjkm ol （ pb c ）/（.)kjkm ol / a rkjkg/ b rkjkg td81.499.81125.03394.8379.4 tf90.76103.25128.23390.23372.5 tw110.5107.31134.43387.62368.53 4.1 塔顶气体上升的焓 v q = v q vdp ddd vm ctvr m =6.1 6 10/kjh 4.2 回流液的焓 r q ， pdpddd cctt =0.98 r q ldpd d lm c t 6 10/kjh 4.3 塔顶馏出液的焓 d q =0.87 d q ldpd d d m c t 6 10/kjh 4.4 冷凝器消耗焓 c q =-=4.25 c q v q r q d q 6 10/kjh 4.5 进料的焓 f q =0.89 f q lfpf f fm c t 6 10/kjh 4.6 塔底残液的焓 w q =0.59 w q lwpw w w m c t 6 10/kjh 22 4.7 再沸器的焓 b q 全塔范围列衡算式 塔釜热损失为 10%，则=0.9，设再沸器损失能量 损 0. 1 b qq +=+ b q f q c q w q 损 q d q 加热器实际热负荷 0.9=+- b q c q w q d q f q 得 =4.82 b q 6 10/kjh 23 第五章 塔的附属设备的计算 5.1 塔顶冷凝器设计计算 5.1.1 1.选择换热器的类型 ：两流体温度变化情况：热流体为饱和苯甲苯温度为：81.4；引 用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为 20，出口温度为 38，该冷却水用冷却 水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大 考虑到此因素，故采用 浮头式管壳换热器 2.流程安排：由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢 增长速度，使换热器的热流量下降，所以应使冷却水走管程，被冷凝液（热流体）走壳 程，以便排出冷凝液。 5.1.2 确定物性数据 表 9 两流体在定性温度下的物性数据表 流体物性 定性温度 （） 密度 （kg/m3） 黏度 （mpas） 比热容（ kj/kgk） 导热系数 （w/mk） 苯和甲苯 80.362.950.3071.9550.130 冷却水 299960.8944.1790.605 5.1.3 传热面积的计算 （1）计算逆流平均温度: 对于逆流传热： =80.36 =81.41t2t =20 =38 1 t 2 t =-=60.36， =-=23.41t1t2t2t2t1t m 51.39t （2）选 k 值并估算传热面积 查文献初选 k=700w/m2k, 则 a= 3 2 m q283. 61110 = 24. 4m kt70055. 16 24 5.1.5 初选换热器型号 采用 fa 系列的浮头列管换热器，初选用 fa-800-245-25-（4） ，性能参数如下： 实际面积 a/m2 245 管程/m2 0.0618 管子数 nt 700 折流板总数 nb 27 管长/m 6 圆缺高 21.6% 5.2 泵的选型 (1) 进料泵的实际流速 1. 53/ f um s 提升压头=0.113m 设料液面至加料孔为 6m，=0.6 取 90弯头 le/df=35 le=35df=350.02=0.7m 料液 3 808./ f kgm -3 f = 0. 3110 pas =79757.45为湍流 4 10 -0. 25 = 0. 316r e= 0. 0189 jd p = p - p = 105. 13 - 101. 3 = 4kpa 在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程 = 所以油泵型号为 : is50-32-200 22 1. 53 229. 81 f u h g fff -3 f d u0. 021. 53808 r e = 0. 3110 2 f f f ul + l e h = (+)= 2. 39m d2g 2 2 ff f f up h ezh gg 808 23 1. 534 10 6+2. 39=9. 013m 2 9. 819. 81 25 表 11 离心泵性能表 型号 is50-32-200 流量（m3/h） 7.5 扬程 m 12.5 配带 5.5 功率 （kw）轴 3.54 转速 2900 效率 48% 结构单级 5.5 塔总体高度的设计 （1）塔的顶层空间的高度 取 =0.6m d h （2）塔的底层空间的高度 塔釜釜液停留时间取 5min，塔径 d=1.4m 塔底空间高度 2 2514. 76600. 15 1. 42 1. 540. 65 lw b lw w m h d （3）塔顶的封头高度 =3.73m 1 h （4）裙座高度 =3.82m （5）隔 8 块板设一个人孔共 26 块板设 3 个人孔孔径 450mm 塔体总高度 =（24-12-3-1）0.4+120.6+30.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m 12 (1) fptffppdb hnnnhn hn hhhhh 2 h 26 结论 计算数据 项 目符号单位 精馏段提馏段 各段平均压强 pkpa108.8119.3 各段平均温度 t 0c 86.08100.63 气相 vsm3/s0.1230.121 平均流量 液相 lsm3/s0.00420.0045 实际塔板数 n 块 1014 板间距 htm0.40.4 塔的有效高度 zm4.05.2 塔径 dm1.41.4 空塔气速 um/s12.411.92 塔板液流型式单流型单流型 溢流管型式弓形弓形 堰长 lwm0.9240.922 堰高 hwm0.0470.044 溢 流 装 置 溢流堰宽度 wdm0.0750.075 板上清液层高度 hlm0.0650.065 孔径 d0mm55 项 目符号单位 精馏段提馏段 孔间距 tmm1515 孔数 n5030 开孔面积 m20.9830.985 塔板压降 p0kpa0.70.7 液体在降液管停留时间 s13.9277.07 27 降液管内清液层高度 hdm0.000750.00075 雾沫夹带 evkg/kg0.01330