筛板式乙醇精馏塔的设计 课程设计.doc

目录摘要 1Abstract 21概述 31.1设计的背景 31.2设计的意义和要求31.3筛板塔的特点 41.4筛板塔的发展及使用情况51.5设计步骤及内容 52设计方案的确定 72.1操作压力72.2进料热状态72.3加热方式72.4冷却方式72.5回流比的选择83精馏工艺的计算 93.1设计条件的重述与分析93.2理论板数的计算 103.3物料衡算 143.4塔板总效率的估算153.5实际板数的计算163.6热量恒算164塔板和塔的主要尺寸设计 204.1板间距的初选204.2塔径的计算204.3塔板详细设计234.3.1塔板上的流型选择234.3.2溢流装置234.3.3鼓泡区筛孔安排284.3.4塔板布置295塔板的流体力学验算及设计评述 325.1塔板的流体力学验算 325.2设计评述406设计成果 427.主要符号一览表 45参考文献 46致谢 47青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计筛板式乙醇精馏塔的设计摘要：化工生产中，常需要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。精馏因为有很多的优点，所以经常被优先考虑。长期以来精馏被误以为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而遭受冷遇。本次设计对其进行了重新的研究，结果表明：造成筛板操作范围狭窄的原因是设计不良，筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径筛板予以解决。本次对筛板式乙醇精馏塔的设计首先确定设计方案，再对精馏塔工艺各个环节进行计算，从而设计出塔板和塔的主要工艺尺寸，最后对塔板的流体力学验。关键词：乙醇；精馏塔；尺寸设计；塔板31Design of Sieve the distillation of ethanolStudent majoring in biological Engineering Cui HaichaoTutor Zhang YanAbstract: In the chemical production. The Liquid mixture were separated frequently. In order to purify or retrieve useful components. Distillation was choosed first of all, because distillation has a lot of advantages. Distillation was considered that scope of operation was narrow and sieve hole was jammed easily. Therefore, It was disesteemed. This design researched it again. Results indicate that the narrow scope of operation, because of the bad design, and using big sieve hole solved the problem of sieve was jammed easily. In the design. First of all, design plans were confirmed ,and all kinds of distillation processes were calculated. Then, the mian sizes of column plate and tower were designed. In the end, the Fluid mechanics of vcolumn plate was checked.Keywords: ethanol, distillation, dimension design, tray1.概述1.1设计的背景 精馏塔是石化工业中最为常见和能耗较大的设备之一。精馏塔能正常操作，并不能说明塔内件设计一定合理，往往由于设计者主观和客观的原因，存在着一些不合理之处，但因塔板数过多、塔径过大等原因而掩盖了这些方面的不足，而塔板数过多、塔径过大又往往由于塔能正常生产而不易觉察，造成浪费。精馏是利用各组分在相同条件下挥发性的差异而分离出各组分的过程，它广泛用于多组分混合物的分离。精馏过程的特点是重复进行汽化和冷凝，即不同沸点的组分通过一系列的馏分汽化和冷凝来实现分离，因此热效率很低。通常再沸器加热到精馏塔上的能量有95以上被塔顶冷凝器的冷却水带走，只有约5的能量被有效利用。据报道，我国目前精馏系统消耗的能量占总能耗的15以上。由于能源价格迅速升高，迫使人们想方设法降低能耗。如何降低精馏系统的能耗就成为化工设计工作者关注的重点。目前精馏系统节能的手段有：回收显热；回收潜热；减少系统的热损失；降低回流比来减少系统的能量需求等。回流比对精馏塔节能的影响很大。1.2设计的意义和要求本次设计为筛板式乙醇精馏塔的工艺设计。化工生产中，常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏就是一种分离互溶的液体混合物的常用方法之一。精馏在选择分离方案时常被优先考虑，因为它有下列优点：（1）精馏是一个使用能量分离剂的平衡分离过程；（2）系统内不含固体物料，操作方便；（3）有成熟的理论和实践；（4）没有产品数量的限制，从很小到很大的规模都能采用；（5）常常只需要能位等级很低的分离剂。对于工科类专业的学生，到工作岗位后都会遇到与设计基本知识有关的各种问题。在工厂中，技术人员必须对自己主管的设计有着清晰的了解，再结合现场的生产实际情况，就能正确判断生产是否有进一步改善和提高的可能。因此，掌握化工设计的基本概念和方法能帮助我们完成从学校走向工作岗位的转变，对个人学科素质有质的提高。在设计过程中，对于精馏塔有如下设计要求：（1）生产能力大，及气、液处理量大；（2）操作弹性大，分离效率高；（3）流体流动阻力小，操作费用低；（4）结构简单，造价低，制造、安装、维修方便。1.3筛板塔的特点 精馏属于气液传质过程，所用的设备应提供充分的气液接触。气液传质设备通常分为两大类：逐级接触式和微分接触式。逐级接触式的代表为板式塔。 板式塔是一种应用极为广泛的气液传质设备，有一个通常呈圆柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干块塔板所组成1。板式塔在正常工作时，液体在重力作用下自上而下通过各层塔板后有塔底排出；气体在压差推动下，经均布在板上的开孔由上而下穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆贮存一定的液体，气体通过板上层液时进行传质。筛板塔有以下特点：（1）结构简单，易于加工，造价低；（2）生产能力大；（3）板效率较高；（4）操作压强低；（5）操作弹性相对较小，安装水平度要求高，筛孔易堵。图1-1连续精馏过程Fig.1-1 Continuous distillation process在进行设计时，应保证在塔板上气液两相有充分的接触之外，还应在塔内造成一个对传质过程最有利的理想流动条件，在总体上使两相呈逆流流动，而在每一块塔板上两相呈均匀的错流接触。1.4筛板塔的发展及使用情况 筛板早在1832年问世，长期以来，一直被误认为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而受到冷遇。但因为其结构简单，在经济上有很大的吸引力，从20世纪50年代以来，许多研究者对其进行了重新研究。结果表明，造成筛板塔操作范围狭窄的原因是设计不良，而设计好的筛板是具有足够宽的操作范围的 。至于筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径予以解决2。 20世纪60年代，美国精馏公司（FRI）又以工业的规模，使用不同物质，在不同操作压强下，广泛的改变了筛孔直径、开孔率、堰高等结构参数对筛板进行了系统的研究。这些研究成果，使筛板塔德设计更加完善，其中关于孔径筛板的设计方法属于专利。 FRI的研究表明，设计良好的筛板是一种高效率、生产能力大的塔板，对筛板的推广应用起到了很大的促进作用。目前，筛板已经发展为应用最为广泛的通用塔板。在我国，筛板塔的使用也日益普通。1.5设计步骤和内容本次设计要求设计乙醇精馏塔，设计条件为：（1）进料含乙醇38.2%，其余为水（均为质量分数，下同）；（2）产品乙醇含量不低于93.1%；（3）釜残液中乙醇不高于0.01%；（4）要求生产能力为5000T/Y，年开工7200小时；（5）操作条件为间接蒸汽加热，泡点进料，单板压降低于100mm水柱，塔板压强为1.03atm（绝对压强）。设计内容包括：（1）设计方案的确定和说明；（2）精馏塔工艺计算；（3）塔板主要尺寸设计。设计步骤如下：（1） 确定设计方案和工艺流程；（2） 进行工艺计算；（3） 塔板设计：主要包括塔板主要工艺尺寸，进行流体力学校核；（4） 板式塔的结构选择；（5） 管路和辅助设备的计算和选型；（6） 绘制图纸；（7） 编制设计说明书。2.设计方案的确 设计方案指精馏装置的流程、设备的结构类型和操作参数等。确定的设计方案应该满足工艺和操作的要求，满足经济性要求和满足安全生产要求。 设计方案主要包括以下主要内容：2.1操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉分离问题，而且与塔顶和塔底温度选择有关。其选择原则是：对热敏性的物料可采用减压操作，对于常态下呈气态的物料可在加压下进行精馏，对于一般物料可采用常压蒸馏。根据物料应当选择常压蒸馏。2.2进料热状态进料有5种状态，分为过冷进料（q1）；泡点进料（q=1）;气液混合进料（0q1）；饱和蒸汽进进料（q=0）；过热蒸汽进料（qRmin时，塔板数有无限多降至有限数；R继续增加，塔板数虽然可以减少，但减少的速率很慢，因此可以在曲线倾斜部分区域选择一个合适的回流比。3.精馏工艺的计算3.1设计条件的重述与分析 设计条件如下：（1）进料含乙醇38.2%，其余为水（均为质量分数，下同）；（2）产品乙醇含量不低于93.1%；（3）釜残液中乙醇不高于0.01%；（4）要求生产能力为5000T/Y，年开工7200小时；（5）操作条件为间接蒸汽加热，泡点进料，单板压降低于100mm水柱，塔板压强为1.03atm（绝对压强）。分析过程如下:（1）组成分析xF =0.195 xD=0.841xW=3.91310-5（2）产量换算要求生产能力为5000T/Y，年开工7200小时，则馏出液流率D=4.6410-3Kmol/s 公式（3-1）（3）假设恒摩尔流物料为二元物系，且根据乙醇和水的物性可知，其组分分离的沸点相差较小，汽化潜热接近，（在1atm下，乙醇沸点78.3，水沸点100；在60温度时，乙醇的摩尔汽化潜热为39300kJ/mol，水的摩尔汽化潜热为40700kJ/mol）,故符合恒摩尔流假设条件，结论为：在精馏塔内没有加料与出料的任一塔段中，各个板的上升的蒸汽量相等，各个板的下降的液体量也相等。（4）塔内摩尔流率设精馏塔塔顶冷凝器将蒸汽完全冷凝，凝液在泡点温度下部分回流入塔（泡点回流）。根据恒摩尔流假设，此时回流液的流量L即为精馏段逐板的下降的液体量，由此可得塔内各段气液两相的摩尔流量为：精馏段 公式（3-2）提馏段 公式（3-3）FVL精馏段加料版提留段图1-2 塔内摩尔流示意图Fig.1-2 The tower Moore flow schematic diagram3.2理论板数的计算精馏段中，某一块上升蒸汽组成yn+1与下降液体xn的关系为： yn+1=xn+=xn+xD 公式（3-4）提馏段中，同样的关系表述为：yn+1=xn+ 公式（3-5）以上两方程在y-x图上交于一点，设此点的坐标为（yq, xq）,则有：yq =；xq= 从两式中消去xD,得：yq=xq为交点轨迹方程（q线方程）q=1q线为一条过（xF, xF）且与x轴垂直的直线，设此直线与平衡曲线交于e（xe, ye），则最小回流比为：=0.486Rmin=0.946图1-3 Rmin=0.946理论塔板数Fig.1-3 Rmin=0.946 Theoretical platesR=(1.12）R且当精馏塔操作方程在y轴上截距为0.39时，操作线大致与平衡曲线重合，计算理论塔板数较为困难，且此时板数较多。此时=0.39，R1.156R应该大于1.156，即R=（1.222）Rmin取R=2Rmin,R=1.7Rmin,R=1.4Rmin,分别计算不同情况下的回流比与理论塔板数（图解法），结果如下：表2-1 回流比与理论塔板数Table 2-1Reflux ratio and Theoretical platesR理论板数加料板的位置精馏段的板数R=2Rmin1.89212第 9 块板8R=1.7Rmin1.60916第13块板12R=1.4Rmin1.32419第16块板15 R=2Rmin时 0.291理论塔板数=12第9块板为加料板精馏段需8块板 图1-4 R=2Rmin理论塔板数Fig.1-4 R=2Rmin Theoretical platesR=1.7Rmin时0.322理论塔板数=16第13块板为加料板精馏段需12块板图1-5 R=1.7Rmin理论塔板数Fig. 1-5 R=1.7Rmin Theoretical platesR=1.4Rmin时0.362理论塔板数=19第16块板为加料板精馏段需15块板图1-6 R=1.4Rmin理论塔板数Fig.1-6 R=1.4Rmin Theoretical plates3.3物料恒算对于整个精馏塔，存在物料守恒式： 公式（3-6）xF=0.195，xD=0.841，xW=3.91310-5，D=4.6410-3Kmol/sW=1.5410-2Kmol/s，F=2.0010-2Kmol/s对于塔内各段而言，存在物料守恒式：精馏段 提馏段 （L、V、分别为精馏段和提馏段的下降液体与上升液体蒸汽量，提馏段上标“-”表示）FVL精馏段加料版提留段图1-7塔内摩尔流示意图Fig.1-7 The tower Moore flows chematic diagram对于选用不同的回流比的方案，计算结果如下：（流量单位均为Kmol/s）表2-2不同的回流比的方案Table2-2 Different reflux ratioRLVR=2Rmin1.8928.8710-31.3410-22.8810-21.3410-2R=1.7Rmin1.6087.4610-31.2110-22.7510-21.2110-2R=1.4Rmin1.3246.1410-31.0910-22.6110-21.0910-23.4塔板数总效率的估算采用Oconnell法，将精馏塔劝他效率关联呈L的函数4ET=0.49（L）-0.245 公式（3-7） 式中，ET为全塔效率，为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度，L为塔底及塔底平均温度下进料相对平均粘度mPas。 有乙醇-水体系t-x-y平衡相图，塔底易挥发成分摩尔比率约为0，对应塔底温度为100，塔底易挥发成分摩尔比率约为84%，对应塔底温度为78。故塔顶、塔底平均温度为：=89 公式（3-8） 对于两组份体系，总压不太高时，相对挥发度= 公式（3-9）；而lgp*=A-（mmHg）式中，t为温度（），A、B、C为常数。表2-3常数取值Table2-3Constant valueA B C水（60150）7.96681 1668.21 2528.00乙醇（25110）8.11576 1595.76 226.52 在89下，水的饱和蒸汽压为67477.76Pa5，(因为公式计算不合理，查化工手册得) 水的饱和蒸汽压为506.2mmHg（公式计算所得）乙醇的饱和蒸汽压为1143.4mmHg（公式计算所得） =0.547 纯液体的粘度采用下式估算：lg（）=（-1） 式中：L为液体的粘度，单位为CP(1CP=10-3Pas)，L为液体的密度，gcm3，Tr为对比温度，为结构加和因数。 对于89下的乙醇液体，计算结果为： =2C+6H+1.0=2 (-0.462) +60.249+0.054=0.624Tr=0.70（TC查表可得） =0.789gcm-3 （298K条件下） 乙醇在89下黏度为0.1919CP(公式应用温度应在沸点以下，故有误差),查表得水在89下黏度为3.16510-4Pas=0.3165cp L=0.1950.1919+0.8050.3165=0.2922cp 公式（3-10）ET=0.49（L）-0.245=0.49（0.29220.547）-0.24576.79% 公式（3-11） 故塔板总效率的估算值约为76.8%（采用Oconnell方法是未考虑啊板上液层高度及液汽比对塔板效率的影响）。3.5实际塔板数的计算 精馏塔的实际板数可按下式计算：N=（NT-1）/ET 公式（3-12） 式中，N为塔内实际塔板数，NT为理论塔板数 对于R=2Rmin,N1=(12-1)/0.76815 R=1.7Rmin,N2=(16-1)/0.76820 R=2Rmin,N3=(19-1)/0.768243.6热量横算图1-8乙醇水体系 t-x-y相图Fig. 1-8 Ethanol - water system, x-y phase diagramFQVLQDQ图1-9再沸器Fig. 1-9 reboilers （1）由于采用泡点进料，进料前应将原料预热，有t-x-y图得，进料状态的泡点温度为86，常温下乙醇的比热容为cp1=24kJ/kg.K，水的比热容cp2=4.2kJ/kg.K 采用R=1.7Rmin为计算条件，则F=2.010-2Kmol/s=0.19546+0.80518=23.5g/molF=0.47kg/s Q1=n1r1t+n2r2t 公式（3-13） =(0.1950.472.4+0.8050.470.474.2 （86-25）=110.35kw （2）采用再沸器使液体转化为气体，乙醇的汽化潜热r乙=46.3kJ/kg,水的汽化潜热r水=2270kJ/kg（均在100条件下），则=1.2110-2kmol/s=0.55kg/s。 Q2=n1r1+n2r2=0.550.1952270+0.550.80546.3=263.96kw （3）采用冷水循环使蒸出的产物冷凝，冷凝量为: L+D=7.4610-3+4.6410-3=1.2110-2kmol/s=0.55kg/s 则Q3=263.96kw4塔板和塔的主要工艺尺寸设计4.1塔板间距的初选 塔板间距的大小液沫夹带和液泛气速有重要影响，板距大，塔身高度达，但允许气速大，对一定的生产任务而言，所需塔径较小，故在经济上存在一个合理的板间距，板间距还要考虑到制造、安装、维修的方便6。选择板间距时，可按下表所示经验关系选取：表2-4经验关系Table2-4 empirical relationship塔径/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/mm200300250350300450350600400600塔径在0.81.6范围内，选取板间距为400mm为初选值。4.2塔径的计算 由于蒸汽速度太快会产生液沫，故蒸汽有一定的限速，成为容许蒸汽速度，已知容许蒸汽速度后可计算它的内径，计算公式为：max =Kw. 公式（3-14） 式中： max为塔内的容许蒸汽速度，m/s; l为溢流液的密度，kg/m3； v为上升蒸汽的密度，kg/m3； Kv为常数，可通过下图获得： Kv板间距（cm）图1-10求Kv标准曲线Fig.1-10 solve Kv standard curve1为筛板、无溢流筛板、阶梯式塔板标准值 2为泡罩塔标准值 3为苏德斯-布朗值 4为吸收塔 5为处理发泡性及高粘度液体的减压塔计算max的过程如下：溢流液密度L=(水，89 )x水+(乙醇，89 )x乙醇 公式（3-15） =965.30.159+0.72999.90.841=759.00kg/m3上升蒸汽密度v= 公式（3-16）=0.15918+0.84246=41.6g/mol根据PV=nRT，在1atm,89条件下理想气体的体积为：V=22.4=29.7L/molv=1.4kg/m3在Kv-板间距关系图中，查的板间距为400mm时，Kv=0.06max=Kv. =0.06=1.4m/s确定max后，塔内径计算公式为：D=2 公式（3-17）式中：D为塔内径，m; V为塔内蒸汽上升量，m3/s;max为容许蒸汽速度。V值在先前塔内的物料守恒中已经算出，可根据V2=对V进行单位换算，结果如下：表2-5不同R求VTable2-5 Different R solving VR=2RminR=1.7RminR=1.4RminV11.3410-21.2110-21.09 10-2V20.400.360.32对于选取板间距400mm情况下，R取不同值时，塔内径不同：R=2Rmin时，D=0.60m ；R=1.7Rmin时，D=0.57m；R=1.4Rmin时，D=0.54m；再分别选取板间距为300，350，400，450，500（mm），分别对不同条件下的R计算塔内径，计算结果如下：表2-6不同条件下的R计算塔内径Table 2-6 different conditions of R calculation tower diameter板间距（mm）Kvmax(m/s)RD(m)3000.0420.98R=2Rmin0.72R=1.7Rmin0.68R=1.4Rmin0.653500.0501.16R=2Rmin0.66R=1.7Rmin0.63R=1.4Rmin0.594000.0601.40R=2Rmin0.60R=1.7Rmin0.57R=1.4Rmin0.544500.0701.63R=2Rmin0.55R=1.7Rmin0.53R=1.4Rmin0.505000.0801.81R=2Rmin0.53R=1.7Rmin0.50R=1.4Rmin0.48通过此法计算出的塔径为初步塔径，此后需进行流体力学校核，合格后能定出实际的塔径。4.3塔板详细设计4.3.1塔板上的流型选择塔板上的流型有三种形式：回流型、单流型、双流型。对于R=2Rmin有最大的精馏段、提馏段液体流量，分别为1.73m3/h，5.68m3/h。根据流型选择参考表选择回流型7。表2-7流型选择参考表Table2-7 flow type selection reference list塔径（mm）液体流量（m3/h）回流型单流型双流型1000以下7以下45以下-14009以下70以下-200011以下90以下901604.3.2溢流装置板式塔的溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘、入口堰。a.降液管降液管是塔板间液体流动的通道，也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。降液管有圆形、弓形两类，生产中多采用弓形降液管8。设计时应参考一下原则：（1）降液管中的液体线速度小于0.1m/s，液体在降液管中的停留时间一般应等于或大于35s,以保证溢流中的气泡以足够的时间在降液管中分离：=35s 公式（3-18）式中：Af为降液管横截面积（2）弓形降液管宽度wd与截面积Af可根据堰长与塔径的比值，查图获得。（3）降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以h0表示，为保证良好的液封，又不使液流阻力过大，一般h0可按下式计算：h0=hw-(0.0060.012)mh0不宜小于0.020.025m。弓形降液管宽度wd可有图查得。b.溢流堰为了维持塔板上一定高度的均匀流动液层，一般采用平直溢流堰9。主要计算：（1）堰长lw。依据溢流形式及液体负荷决定堰长，单单溢流型塔板lw一般取（0.60.8）D，双溢流型板两侧堰长为（0.50.7）D，其中D为塔径。堰长也可由溢流强度计算，公式为：Lh/lw100130m3/m.h 公式（3-19）式中：lw为溢流堰长，m；Lh为液体流量，m3/h（2）堰高hw。堰高与板上液层高度及堰上液层高度关系如下：（50-how）hw（100-how）式中hw、how的单位为mm（3）堰上液层高度how。堰上液层高度应适宜，大小则堰上液体均布差，太大则塔板压降增加，雾沫夹带增加。平直堰要求设计时how一般大于0.006m。计算公式为：how= 公式（3-20） 式中：E为液流收缩系数，一般可取值为1。一般筛板板上液层高度在0.050.1m内取，先求how，再求hw。工业塔中，堰高一般为0.040.05m，一般不宜超过0.1m，一般应该使堰高在降液管底端0.006m以上，以实现降液管底端的液封。c.受液盘及入口堰塔板上接受上一层流下的液体的地方为受液盘。目前生产的受液盘有2种：平受液盘，用于塔径小于800mm及含固体悬浮液的液体；凹形受液盘，用于塔径大于800mm的场合，其深度一般为50mm。当大直径塔采用平行受液盘是，为保证降液管的液封并均匀进入塔板的液流，也可设进口堰。对于溢流装置的具体计算过程如下：取堰长lw=0.7D；当板间距HT=0.3m，R=2Rmin时 D=0.72mlw=0.70.72=0.50m当R=2Rmin时，=2.8810-2kmol/s=1.5810-3m3/s L=8.7810-3kmol/s=4.8210-4m3/s提馏段how= 精馏段hw=m提馏段有50-14how100-14，即36how86，精馏段有50-7hw100-7，即43hw93取ho=hw-0.009；则提馏段 27how77，精馏段 44hw84根据弓形降液管宽度与面积关系图，当AT= =0.09Af=0.037m2=0.14wd=0.14D=0.10m；此时=35s分别取lw=0.6D、0.8D，在不同的板间距及回流比下进行计算，结果如下： 列出计算青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计表2-8 lw=0.6D时的计算结果Table2-8 lw=0.6 Dcomputational resultslw=0.8DAf/AT=0.16Wd/D=0.20HT(m)R=?RminD(m)lw(m)how提流段(m)how精馏段（m）提流段hw下限（m）提流段hw上限（m）精流段hw下限（m）精流段hw上限（m）AT（m2）Af（m2）Wd提流段（s）精流段（s）0.320.720.4320.016 0.0070.034 0.0840.0430.093 0.407 0.0200.072 3.9 12.70.31.70.680.4080.016 0.007 0.034 0.084 0.043 0.093 0.363 0.018 0.068 3.6 13.30.31.40.650.3900.016 0.006 0.034 0.084 0.044 0.094 0.332 0.017 0.065 3.5 14.80.3520.660.3960.017 0.008 0.033 0.083 0.042 0.092 0.342 0.017 0.066 3.8 12.40.351.70.630.3780.017 0.007 0.033 0.083 0.043 0.093 0.312 0.016 0.063 3.6 13.30.351.40.590.3540.017 0.006 0.033 0.083 0.044 0.094 0.273 0.014 0.059 3.3 14.20.420.60.3600.018 0.008 0.032 0.082 0.042 0.092 0.283 0.014 0.060 3.6 11.70.41.70.570.3420.018 0.008 0.032 0.082 0.042 0.092 0.255 0.013 0.057 3.4 12.50.41.40.540.3240.018 0.007 0.032 0.082 0.043 0.093 0.229 0.011 0.054 3.2 13.60.4520.550.3300.019 0.009 0.031 0.081 0.041 0.091 0.237 0.012 0.055 3.4 11.10.451.70.530.3180.019 0.008 0.031 0.081 0.042 0.092 0.221 0.011 0.053 3.3 12.10.451.40.50.3000.019 0.007 0.031 0.081 0.043 0.093 0.196 0.010 0.050 3.1 13.10.520.530.3180.019 0.009 0.031 0.081 0.041 0.091 0.221 0.011 0.053 3.5 11.50.51.70.50.3000.020 0.008 0.030 0.080 0.042 0.0920.196 0.010 0.050 3.3 12.00.51.40.480.2880.019 0.007 0.031 0.081 0.043 0.0930.181 0.0090.048 3.2 13.4表2-9 lw=0.7D时的计算结果Table2-9 lw=0.7 Dcomputational resultslw=0.8DAf/AT=0.16Wd/D=0.20HT(m)R=?RminD(m)lw(m)how提流段(m)how精馏段（m）提流段hw下限（m）提流段hw上限（m）精流段hw下限（m）精流段hw上限（m）AT（m2）Af（m2）Wd提流段（s）精流段（s）0.320.720.5040.0140.006 0.036 0.086 0.044 0.094 0.407 0.0370.1017.022.80.31.70.680.4760.0140.006 0.036 0.086 0.044 0.094 0.363 0.033 0.095 6.524.00.31.40.650.4550.0140.005 0.036 0.086 0.045 0.095 0.332 0.030 0.091 6.326.60.3520.660.4620.0150.007 0.035 0.085 0.043 0.093 0.342 0.031 0.092 6.822.40.351.70.630.4410.0150.006 0.035 0.085 0.044 0.094 0.312 0.028 0.088 6.524.00.351.40.590.4130.0150.006 0.035 0.085 0.044 0.094 0