分离乙醇-水精馏塔设计.doc

1 2014 届化工原理课程设计 分离乙醇 水精馏塔设计分离乙醇 水精馏塔设计 说明书说明书 学生姓名 阿迪力 学 号 7021211238 所属学院 生命科学学院 专 业 应用化学 班 级 16 1 班 指导教师 张雷 塔里木大学教务处制 2 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 专业专业 班级班级 学生姓名学生姓名 发题时间 发题时间 2011 年年 11 月月 28 日日 一 设计题目 分离乙醇一 设计题目 分离乙醇 水混合液的板式精馏塔工艺设计水混合液的板式精馏塔工艺设计 原始数据及条件 生产能力 年处理乙醇 水混合液 37 万吨 原料 乙醇含量为 25 质量百分比 下同 的常温液体 分离要求 塔顶乙醇含量不低于 90 塔底乙醇含量不高于 1 建厂地址 阿克苏地区库车县 二 设计参数二 设计参数 1 设计规模 乙醇 水混合液处理量 51388kg h 2 生产制度 年开工 300 天 每天三班 8 小时连续生产 3 原料组成 乙醇含量为 25 质量百分率 下同 4 进料状况 含乙醇 25 质量百分比 下同 乙醇 水的混合溶液 泡点进料 5 分离要求 塔顶乙醇含量不低于 90 塔底乙醇含量不大于 1 塔顶压力 0 101325MPa 绝压 塔釜采用 0 5 Mpa 饱和蒸汽间接加热 表压 6 建厂地区 大气压为 760mmHg 自来水年平均温度为 20 的库车县 三 设计要求和工作量三 设计要求和工作量 完成设计说明书一份 四 设计说明书主要内容 参考 四 设计说明书主要内容 参考 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 摘摘 要要 第一章第一章 前言前言 第二章第二章 绪论绪论 设计方案 选塔依据 设计思路 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 精馏塔全塔物料衡算 常压下乙醇 水气液平衡组成与温度关系 理论塔的计算 3 塔径的初步设计 溢流装置 塔板的分布 浮阀数目及排列 第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压降 淹塔 物沫夹带 塔板负荷性能图 第五章第五章 塔附件设计塔附件设计 接管 筒体与封头 除沫器 裙座 吊柱 人孔 第六章第六章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计 塔的顶部空间高度 塔的底部空间高度 塔总体高度 第七章第七章 附属设备设计附属设备设计 冷凝器的选择 再沸器的选择 第八章第八章 设计结果汇总设计结果汇总 塔主要结构参数表 第九章 设计小结与体会 参考文献参考文献 主要符号说明主要符号说明 附 录 五 主要参考文献五 主要参考文献 1 谭天恩 等 化工原理 第三版 北京 化学工业出版社 2009 2 大连理工大学化工原理教研室 化工原理课程设计 大连 大连理工大学出版社 1994 3 贾绍义 柴诚敬 化工原理课程设计 天津 天津大学出版社 2002 4 时钧主编 化学工程手册 第二版 北京 化学工业出版社 1996 参考文献并不局限于上述所列 六 设计进度安排六 设计进度安排 下发设计任务书并进行初步讲解 0 5 天 搜集 查阅相关资料并完成综述 0 25 天 确定工艺条件和设计方案 0 25 天 完成设计计算 3 天 4 完成附属设备主要工艺尺寸计算 0 5 天 总结 0 5 天 七 仪器设备七 仪器设备 塔里木大学信息工程学院机房提供电脑给学生查资料和进行计算机辅助设计 指导教师 签名 指导教师 签名 2011 年年 月月 日日 学科部 系 主任 签名 学科部 系 主任 签名 2011 年年 月月 日日 5 摘摘 要要 鉴于筛板塔结构简单 造价低 板上液面落差小 气体压降低 生产能力鉴于筛板塔结构简单 造价低 板上液面落差小 气体压降低 生产能力 较大 气体分散均匀 传质效率较高等优点 本设计选用筛板式精馏塔精馏分较大 气体分散均匀 传质效率较高等优点 本设计选用筛板式精馏塔精馏分 离处理离处理 35000 吨吨 年的乙醇年的乙醇 水溶液 首先利用水溶液 首先利用 AutoCAD 做出相平衡做出相平衡 曲线 求曲线 求 出最小回流比为出最小回流比为 2 2 根据 根据 TM 图解法画出全塔所需的理论塔板数为图解法画出全塔所需的理论塔板数为 26 2 块块 含再沸器 含再沸器 通过设计计算 得出实际塔板数为 通过设计计算 得出实际塔板数为 52 块 含再沸器 块 含再沸器 然后对塔 然后对塔 和塔板的工艺尺寸进行计算 计算圆整得塔径为和塔板的工艺尺寸进行计算 计算圆整得塔径为 m2 1 塔高为 塔高为 m75 26 物料 物料 为泡点进料 通过核算 此精馏塔能够达到要求的分离效果 满足设计任务书为泡点进料 通过核算 此精馏塔能够达到要求的分离效果 满足设计任务书 的要求 的要求 关键词 筛板塔 筛板塔 精馏精馏 乙醇乙醇 设计设计 目录目录 第一章前言 8 第二章 绪论 9 2 1 设计方案 9 2 2 选塔依据 10 2 3 设计思路 10 第三章 塔板的工艺设计 11 3 1 精馏塔 精馏段 全塔物料衡算 11 3 2 计算温度 密度 表面张力 粘度 相对 12 3 3 塔径的初步设计 19 3 4 溢流装置 21 3 5 塔板布置及浮阀数目与排列 23 第四章 塔板的流体力学计算 24 第四章 塔板的流体力学验算 24 4 1 气相通过浮阀塔板的压降 24 4 2 淹塔 25 6 4 3 物沫夹带 26 4 4 塔板的负荷性能图 26 第五章 塔的附件设计 31 5 1 接管 31 5 2 筒体和封头 33 5 3 除沫器 33 5 4 裙座 33 5 5 吊柱 34 5 6 手孔 34 第六章 塔总体高度的设计 34 第七章 附属设备设计 34 7 1 冷凝器的选择 34 7 2 再沸器的选择 35 第一章第一章 前言前言 在炼油 石油化工 精细化工 食品 医药及环保部门 塔设备属于使用量大 应用在炼油 石油化工 精细化工 食品 医药及环保部门 塔设备属于使用量大 应用 面广的重要单元设备 而精馏操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段 其操作原理面广的重要单元设备 而精馏操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段 其操作原理 是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同 在气液两相相互接触时 易挥发的组分向气是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同 在气液两相相互接触时 易挥发的组分向气 相传递 难挥发的组分向液相传递 使混合物达到一定程度的分离 塔设备的基本功能是相传递 难挥发的组分向液相传递 使混合物达到一定程度的分离 塔设备的基本功能是 提供气液两相以充分的接触机会 使物质和热量的传递能有效的进行 在气液接触之后 提供气液两相以充分的接触机会 使物质和热量的传递能有效的进行 在气液接触之后 还应使气 液两相能及时分开 尽量减少相互夹带 还应使气 液两相能及时分开 尽量减少相互夹带 常用的精馏塔按其结构形式分为板常用的精馏塔按其结构形式分为板 式塔和填料塔两大类 板式塔内装有若干层塔板 液体依靠重力自上而下流过每层塔板 式塔和填料塔两大类 板式塔内装有若干层塔板 液体依靠重力自上而下流过每层塔板 气体依靠压强差的推力 自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶 气液两相在内进行气体依靠压强差的推力 自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶 气液两相在内进行 逐级接触 填料塔内装有各种形式的填料 气液两相沿塔做连续逆流接触 其传质和传热逐级接触 填料塔内装有各种形式的填料 气液两相沿塔做连续逆流接触 其传质和传热 的场所为填料的润湿表面 的场所为填料的润湿表面 板式塔具有结构简单 安装方便 压降很低 操作弹性大 板式塔具有结构简单 安装方便 压降很低 操作弹性大 持液量小等优点 同时 也有投资费用较高 填料易堵塞等缺点 持液量小等优点 同时 也有投资费用较高 填料易堵塞等缺点 本设计参考了部分化本设计参考了部分化 工原理课程设计书上的内容 还得到了老师和同学的帮助 在此表示感谢 工原理课程设计书上的内容 还得到了老师和同学的帮助 在此表示感谢 由于本人能由于本人能 力有限 经验不足 书中难免会出现一些错误 恳请大家批评指正 力有限 经验不足 书中难免会出现一些错误 恳请大家批评指正 7 第二章第二章 绪论绪论 2 1 设计方案 1 设计方案确定 筛板塔板上开有许多均布的筛孔 孔径一般为 3 8mm 筛孔在塔板上作正三角形排布 筛板塔的优点是 结构简单 造价低廉 气压降小 板上液面落差也较小 生产能力及板 效率较高 气流分布均匀 传质系数高 缺点 操作弹性小 筛孔小易发生堵塞 不利于 黏度较大的体系分离 2 塔型选择 根据生产任务 若按年工作日根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天开动设备天 每天开动设备 24 小时计算 小时计算 产品流量为产品流量为 由 由 于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响 于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响 提高生产效率 选用浮阀塔 提高生产效率 选用浮阀塔 3 操作压力 精馏可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力主要是根据处理物料的性质 技术上的可 行性和经济上的合理性考虑的般来说 常压蒸馏最为简单经济 若物料无特殊要求 应尽 量常压下操作 对于乙醇 水体系 在常压下已经是液态 且乙醇 水不是热敏性材料 在常 压下也可成功分离 所以选用常压精馏 因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及 设备费用的增加 尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用 而且由于真 空下气体体积增大 需要的塔径增加 因此塔设备费用增加 8 因此 本设计选择常压操作条件 4 进料方式 进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这样一来 进料 温度就不受季节 气温变化和前道工序波动的影响 塔的操作就比较容易控制 此外 泡 点进料时精馏段与提馏段的塔径相同 设计制造均比较方便 因此 本设计选择泡点进料 5 加热方式 精馏段通常设置再沸器 采用间接蒸汽加热 以提供足够的热量 若待分离的物系为某种组 分和水的混合物 往往可以采用直接蒸汽加热的方式 但当在塔顶轻组分回收率一定时 由于蒸汽冷凝水的稀释作用 可使得釜残液中的轻组分浓度降低 所需的理论塔板数略有 增加 且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热 因此 本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量 6 热能的利用 精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝 因此 热效率很低 通常进入再沸器的能量仅 有 5 被有效的利用 塔顶蒸气冷凝放出 大量的热量 但其位能低 不可能直接用来作塔釜的热源 但可作低温热源 或通入 废热锅炉产生低压蒸气 供别处使用 或可采用热泵技术 提高温度再用于加热釜液 采用釜液产品去预热原料 可以充分利用釜液产品的余热 节约能源 因此本设计利 用釜残液的余热预热原料液至泡点 7 回流方式 泡点回流易于控制 设计和控制时比较方便 而且可以节约能源 但由于实验中的设计需要 所需的全凝器容积较大须安装在地 面 因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低 在本设计中 为设计和计算方便 暂时忽略其温度的波动 9 8 实验方案的说明 1 本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换 同时完成 进料液的预热和釜液的冷 却 经过热量与物料衡算 设想合理 釜液完全可以把进料液加热到泡点 且低温的釜液 直接排放也不会造成热污染 2 原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽 再通过 阀门和转子流量计控制 流量使其满足工艺要求 3 本流程采用间接蒸汽加热 使用 25 水作为冷却剂 通入 全凝器和冷却器对塔顶蒸 汽进行冷凝和冷却 从预热器 全凝器 冷却器出来的液体温度分别在50 60 40 和 35 左右 可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用 4 本设计的多数接管管径取大 为了能使塔有一定操作弹性 允许气体液体流量增 大 所以采取大于工艺尺寸所需的管径 图 2 1 流程图 10 2 2 选塔依据 根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天开动设备 24 小时计算 产品流量 为 由于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板 液面落差的影响 提高生产效率 选用浮阀塔 2 3 设计思路 首先 乙醇和水的原料混合物进入原料罐 在里面停留一定的时间之后 通过泵进入原料预热器 在原料预热器中加热到泡点温度 然后 原料从进料 口进入到精馏塔中 因为被加热到泡点 混合物中既有气相混合物 又有液相 混合物 这时候原料混合物就分开了 气相混合物在精馏塔中上升 而液相混 合物在精馏塔中下降 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中 这些气相混合 物被降温到泡点 其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中 停留一定的时间 然后进入乙醇的储罐 而其中的气态部分重新回到精馏塔中 这个过程就叫做 回流 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中 一部分进入再沸 器 在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔 塔里的混合物不断重复前 面所说的过程 而进料口不断有新鲜原料的加入 最终 完成乙醇和水的分离 11 1 精馏方式的选定2 操作压力的选取3 加料状态的选择 4 加热方式的选择5 回流比的选择 6 冷凝方式及介质选择7 塔的选择 图 2 2 设计思路 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 3 13 1 精馏塔 精馏段 全塔物料衡算精馏塔 精馏段 全塔物料衡算 F 原料液流量 kmol s xF 原料组成 摩尔分数 下同 D 塔顶产品流量 kmol s xD 塔顶组成 W 塔底产品流量 kmol s xW 塔底组成 原料乙醇组成 0 127Fx 18 72 0 07 46 28 0 07 46 28 0 塔顶组成 0 779dx 18 1 007 46 9 0 07 46 9 0 塔底组成 0 00393wx 18 99 0 07 46 01 0 07 46 01 0 进料量 F skmol 672 0 360024300 75 18 025 46 0 101037 37 43 万吨 12 物料衡算式为 FDW FDW FxDxWx 联立方程组解得 0 0963kmol sD W 0 5757kmol s 3 23 2 计算温度 密度 表面张力计算温度 密度 表面张力 粘度 相对 粘度 相对 挥发度气液相及体积流量挥发度气液相及体积流量 表一 常压下乙醇 水气液平衡组成 摩尔 与温度关系 温度 oC液相气相温度 oC液相气相温度 oC液相气相 100 95 5 89 0 86 7 85 3 84 1 0 1 90 7 21 9 66 12 38 16 61 0 17 00 38 91 43 75 47 04 50 89 82 7 82 3 81 5 80 7 79 8 79 7 23 37 26 08 32 73 39 65 50 79 51 98 54 45 55 80 59 26 61 22 65 64 65 99 79 3 78 74 78 41 78 15 57 32 67 63 74 72 89 43 68 41 73 85 78 15 89 43 FDW 1 温度 利用表中数据由拉格朗日插值可求得t t t 84 97 Ft 21 7 5 1166 921 7 7 86 0 890 89 Ft 78 35 Dt 43 89 9 77 15 78 72 7443 89 41 7815 78Dt 99 07 wt 0393 0 100 9 10 5 95100 wt 精馏段平均温度 t1 2 FD tt 66 81 提馏段平均温度 t2 2 Fw tt 02 92 13 2 密度 已知 混合液密度 依式 a 为质量分数 为平均 L 1 B B A Aaa M 相对分子质量 混合汽密度 依式 0 0 22 4 v T pM T 塔顶温度 78 35 D t 气相组成 80 7 43 89 100 15 7835 78 43 8915 78 15 7841 78 Dy D y 进料温度 84 97 F t 气相组成 47 4 Fy10091 38 97 84 0 89 75 4391 38 7 86 0 89 F y 塔府温度 99 07 w t 气相组成 3 5 wy1000 07 99100 00 170 5 95100 w y 1 精镏段 液相组成 1 x 1 2 DF xxx 7 441 x 气相组成 1y 1 2 DF yyy 05 64 1 y molkgML 55 30 447 0 1 18447 007 461 35 98kg mol 6405 0 1 186405 0 07 461 VM 2 提馏段 液相组成 2 x 2 2 wF xxx 95 52 x 气相组成 2 y 2 2 wF yyy 45 252 y 所以 19 67kg kmol 0594 0 1 180594 007 462 LM 25 14kg kmol 2545 0 1 182545 007 462 VM 14 表二 不同温度下乙醇和水的密度 温度 oC 乙 水 温度 oC 乙 水 80 85 90 735 730 724 971 8 968 6 965 3 95 100 720 716 961 85 958 4 求得在和下的乙醇和水的密度 1 t 2 t kg mkg m3 366 811 t 735 8066 81 735730 8085 zp 乙 34 733 kg mkg m3 3 8 971 8066 81 8 971 6 968 8085 水p 水 74 970 同理同理 kg mkg m3 302 922 t 724 9002 92 724720 9095 zp 乙 38 722 kg mkg m3 3 959094 4390 961 85965 3 水 965 3 水 91 963 在精馏段 液相密度 L1 74 970 326 0 34 733 447 0 11846447 0 46447 01 1 Lp 3 1 91 796mkgpL 气相密度 3 1 24 1 66 8115 273 4 22 98 3515 273 mkgpV 在提馏段 液相密度 L2 91 963 8608 0 38 722 0595 0 118460595 0 460595 0 1 2 Lp 3 2 04 921mkgpL 气相密度 3 2 840 0 02 9215 273 4 22 15 27314 25 mkgpV 3 混合液体表面张力 二元有机物 水溶液表面张力可用下列各式计算 15 公式 W 00 WW WW x V x Vx V 00 0 00WW x V x Vx V 1 41 41 4 00mSWWS SWSWWS xVV 00 0 S S S x V V 0 lg q W B 2 3 2 3 00 0 441 WW Vq QV Tq ABQ 2 0 lg SW S A 0 1 SWS 式中下角标 W O S 分别代表水 有机物及表面部分 XW XO指主体 部分的分子体积 为纯水 有机物的表面张力 对乙醇 q 2 W 0 1 精馏段 66 811 t 温度 oC 708090100 乙醇表面张力 10 2N m2 1817 1516 215 2 水表面张力 10 2N m2 64 362 660 758 8 molcm p m V w w W 59 22 91 796 18 3 molcm p m V 10 37 24 1 46 3 0 0 0 乙醇表面张力 乙 2 16 15 172 16 66 8190 8090 99 16 乙 水的表面张力 水 7 60 66 8190 6 62 7 60 8090 1154 59 水 0 32 22 0 00000 1 WWWW WWWW x Vx V x V x Vx Vx V x Vx V 50 0 32 0lg 0 2 w B 0 94 2 3 2 3 00 0 441 WW Vq QV Tq 16 A B Q 1 44 联立方程组 2 0 lg SW S A 0 1 SWS 173 0 SW 827 0 0 S 72 21 159 2 99 16827 0 1154 59173 0 4 14 14 1 m m 2 提馏段 92 02 2 t molcm m V W W W 54 19 04 921 18 molcm m V 76 54 840 0 46 0 0 0 乙醇表面张力 乙 2 15 02 92100 2 16 2 15 90100 998 15 乙 水的表面张力 水 8 58 02 92100 7 608 58 90100 25 60 水 22 0 00000 1 WWWW WWWW x Vx V x V x Vx Vx V x Vx V 83 4 76 540591 0 54 199409 0 76 540591 0 54 190591 0 1 2 68 0 B 2 3 2 3 00 0 441 WW Vq QV Tq 783 0 54 1925 60 2 76 54998 15 15 27302 92 2 441 0 3 2 3 2 Q 103 0 QBA 联立方程组 2 0 lg SW S A 0 1 SWS 578 0 sw 442 0 0 s 28 36 45 2998 15422 0 25 60578 0 4 1 4 14 14 1 m m 4 混合物的粘度 17 查表得 66 811 tsmPa 3501 0 水 smPa 433 0 醇 92 02 C 查表得 2 tsmpa 308 0 水 smpa 381 0 醇 精馏段粘度 111 1 xx 醇水 smpa 392 0 提馏段粘度 222 1 xx 醇水 smPa 312 0 5 相对挥发度 由 0 474 0 115 yFxF 得 93 6 115 0 1 474 01 115 0 474 0 F 由 0 807 0 779 yDxD D 19 1 779 0 1 807 0 1 779 0 807 0 由 0 035 0 00393 yWxW W 19 9 00393 0 1 035 01 00393 0 035 0 1 精馏段相对挥发度 06 4 2 19 1 93 6 1 2 提馏段相对挥发度 06 8 2 19 9 93 6 2 6 气液量体积流量计算 因为是饱和液体进料 所以 q 1 又因 0 115 所以 q 为一条直线 由Fx x y 相图知 1 q115 0 qx424 0 qy 所以 043 1 115 0 440 0 440 0 779 0 min qq qD xy yx R 356 1 3 1min RR 已知 精馏段操作线方程 3306 0 576 0 11 1 x R x x R R y D nn 18 00997 054 31 m w mmx V Wx x V L y 在图上作操作线 由点 0 779 0 779 起在平衡线与精馏段操作线间画 阶梯 过精馏段操作线与 q 线交点 直到阶梯与平衡线的交点小于 0 00393 为 止 由此得到理论 NT 14 快 包括再沸器 加料板为第 11 5 块理论板 板效率与塔板结构 操作条件 物质的物理性质及流体力学性质有关 它 反映了实际塔板上传质过程进行的程度 板效率可用奥康奈尔公式 计算 0 245 0 49 TL E 其中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s L 1 精馏段 已知 smpa 392 0 06 4 0 49 块 ET 437 0 392 006 4 245 0 P精 E N T T 26 437 0 5 11 2 提馏段 已知 smpa 312 006 8 0 49 3 8 块 T E 39 0 312 0 06 8 245 0 提 E N T T 39 0 5 1 全塔所需实际塔板数 26 3 8 29 8 块 NP P精 提 全塔效率 62 43 100 P T T N N E 19 0 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 Y 3 3 塔径的初步设计 1 气 液相体积流量计算 根据 x y 图查图计算 或由解析法计算求得 043 1 min R 取 356 1 3 1min RR 1 精馏段 227 0 1 13 0 DRV RDL 则质量流量 skgVMV skgLML V L 167 8 97 3 11 11 则体积流量 sm V V sm L L V S L S 586 6 1098 4 3 1 1 1 33 1 1 1 2 提馏段 q 1 skmolqFLL 802 0 skmolFqVV 227 01 20 则质量流量 71 5 78 15 2 2 V L 公式同精馏段得 则体积流量 smV smL S S 798 6 017 0 3 2 3 2 2 精馏段 有 安全系数 安全系数 0 6 0 8 uumax V VL cu max 式中可由史密斯关联图查出 c 横坐标数值为 019 0 2 1 1 1 1 1 V L S S V L 取板间距 则 m HT 45 0 m HL 07 0 HT m HL 38 0 查图可知 075 0 20 c c 076 0 20 2 0 1 20 C 925 1max 0 7 1 35 uumax m V D S 49 2 4 1 1 圆整 塔截面积 mD5 2 2 91 4 mAT 实际空塔气速为 34 1 91 4 586 6 1 3 提馏段 横坐标数值为 082 0 2 1 2 2 2 2 V L S S V L 取板间距 则 m HT 45 0 m HL 07 0 HT m HL 38 0 查图可知 08 0 20 c c 09 0 sm 98 2 max 21 0 7 uumax sm 09 2 mD04 22 圆整 塔截面积 mD5 2 2 91 4 mAT 实际空塔气速为 2 u sm 38 1 22 3 43 4 溢流装置溢流装置 1 1 堰长wl 取 1 75Dlw7 0 出口堰高 本设计采用平直堰 堰上液高度按下式计算owh 近似取 E 1 2 3 2 84 1000 A OW W L hE l 1 精馏段 mhow 3 1047 7 mhhhowlw06253 0 2 提馏段 mhow0202 0 mhw0498 0 2 弓降液管的宽度和横截面积 查图得 0 1240721 0 A A T F D WD 则 2 354 0mAF mWD31 0 验算降液管内停留时间 精馏段 s99 31 1098 4 45 0 354 0 3 提馏段 s37 9 017 0 45 0354 0 停留时间 5s 故降液管可以使用 3 降液管底隙高度 1 精馏段 23 取降液管