化工原理筛板精馏塔课程设计案例.doc

化工原理筛板精馏塔课程设计案例 作者 日期 吉吉林林化化工工学学院院 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 材材 化化 08010801 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 0815010808150108 指导教师指导教师 张张 福福 胜胜 20102010年年6 6 月月 1414日日 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 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 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 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 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 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 56 0 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 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 63 0 289 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 62 10 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 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 Kpa P 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 7 24 122 1 Kpa W P D P PN 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 0 984 78 11 1 0 984 92 13 78 33 kg Kmol VD M 1 y A M 1 y B M 1 0 9599 78 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 0 763 78 11 1 0 748 92 13 83 82kg Kmol VF M 7 y A M 7 y B M 1 0 562 78 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 0 91 18 y 18 x 1 0 035 78 11 1 0 035 92 13 90 85kg Kmol VW M 18 y A M 18 y B M 1 0 091 78 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 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 19 2mN m 20 5mN m A B 1 0 98 19 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 54 17 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 0 035 14 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 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 T H L h T H L h 0 05 0 35m 由史密斯关联图查得 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 7 1 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 7 1 05 0 735 m s m ax u 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 63 1 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 精馏段 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 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 73s 3 5s 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 95s 3 5s 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 017m 0 013m W h o h 提馏段 0 029m o h 0 0172m 0 013m W h o h 2 塔板布置 塔板的分块 塔径D 0 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 孔区面积计算 其中 x D 2 Wd WS 1 4 2 1 736 0 075 0 4514m R D 2 WC 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 3 5 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5 15 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 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 700Pa PtC tLtt hhhh 提馏段 PtptLt P h g 653 4Pa 700Pa 符合设计要求 3 3 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计的塔径和液流量均不大 故可忽略液面落 差的影响 3 3 3液沫夹带 液沫夹带量 3 2 6 5 710 a V LTf u e Hh 根据设计经验 一般取 2 5 0 065 0 16m2 5 fL hh 精馏段 提馏段 3 2 6 3 5 7100 856 0 0178Kg液 Kg气 0 1Kg液 Kg气 0 4 0 1619 01310 故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内 3 3 4漏液 对筛板塔 漏液点气速 o m i n0LLV u 4 4C 0 0056 0 13h h 精馏段 3 2 6 aj vj LjTf u 5 710 e H h 3 2 6 3 5 7100 86 0 018Kg液 Kg气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 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 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 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3 8 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 mPa s 比热容 kJ kg K 导热系数 W m K 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 4 1T2T 20 38 1 t 2 t 60 36 23 4 1 t1T2t2 t2T1t m 51 39T 2 选K值并估算传热面积 查文献初选K 700w m2 K 则 A 3 2 m Q283 61110 24 4m K t70055 16 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 35 0 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 u 0 021 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 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 12 0 6 3 0 45 0 6 1 42 3 0 49 19 66m 12 1 FpTFFpPDB HNNnHN Hn HHHHH 2 H 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 计算数据 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