课程设计--- 丙酮-水二元筛板精馏塔设计.doc

丙酮-水二元筛板精馏塔设计 南京工业大学化工原理课程设计设计题目 丙 酮水 体 系 筛 板 精 馏 塔 的 设 计 学生姓名 班级、学号 指导教师姓名 云志 王昌松 课程设计时间2010年6月14日-2010年6月25日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 化学化工学院课程名称 化工原理课程设计 设计题目 常压 丙酮水体系筛板精馏塔的设计 学生姓名 专业 化学工程与工艺 班级学号 1 0 0 1 0 7 0 4 13 设计日期 2010 年 6 月 14 日至 2009 年 6 月 25日设计条件及任务：设计体系： 丙酮水设计条件:进料量:F=200kmol/h;进料浓度:=0.35进料热状态：泡点进料;常压，塔釜间接蒸汽加热设计要求：操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用3kgf/cm2水蒸汽分离要求：0.9841, , 回流比R/Rmin =1.6指导教师 2010年6月11日 目录一、前言31、精馏与塔设备简介32、体系介绍43、筛板塔的特点44、设计要求4二、设计说明书51 设计单元操作方案简介52 筛板塔设计须知53 筛板塔的设计程序6三、设计计算书61、设计参数的确定61.1进料热状态61.2 加热方式61.3回流比R的选择61.4 塔顶冷凝水的选择72、流程简介和流程图72.1 流程简介72.1简略流程图73.理论塔板数的计算与实际板数的确定83.1理论板数计算83.1.1物料衡算83.1.2Rmin和R的确定83.1.3精馏段操作线方程的确定83.1.4精馏段和提馏段气液流量的确定93.1.5提馏段操作线方程的确定93.2实际板层数的确定94精馏塔工艺条件计算104.1操作压强的选择104.2操作温度的计算104.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算114.3.1 密度及流量114.3.2液相表面张力的确定：124.3.3 液体平均粘度计算124.4塔径的确定134.4.1精馏段134.4.2提馏段144.5塔有效高度154.6整体塔高155.塔板主要工艺参数确定155.1溢流装置155.1.1堰长lw155.1.2出口堰高hw165.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af165.1.4降液管底隙高度165.2塔板布置及筛孔数目与排列175.2.1塔板的分块175.2.2边缘区宽度确定175.2.3开孔区面积计算175.2.4筛孔计算及其排列186.筛板的力学检验186.1塔板压降186.1.1干板阻力计算186.1.2气体通过液层的阻力Hl计算196.1.3液体表面张力的阻力计算计算196.1.4气体通过每层塔板的液柱高196.2 液面落差196.3液沫夹带206.4漏液206.5液泛207.塔板负荷性能图217.1漏液线217.2液沫夹带线227.3液相负荷下限线237.4液相负荷上限线237.5液泛线237.6操作弹性248. 辅助设备及零件设计258.1塔顶冷凝器（列管式换热器）258.1.1估计换热面积258.1.2壳体内径D的确定268.1.3 折流挡板和支承板的设计278.1.4核算管程、壳程的流速及Re:278.1.5压降的计算288.1.6 计算传热系数298.2塔釜再沸器308.3原料预热器318.4管道的计算318.4.1塔釜残液出料管318.4.2回流液管328.4.3再沸器蒸汽进口管328.4.4塔顶蒸汽进冷凝器出水管328.4.5冷凝水管338.5 泵的选型339、设计结果总汇3410、参考文献及设计手册35四、设计感想36一、前言1、精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5）和水（沸点100.0）的混合物时,由于甲醇的沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。2、体系介绍丙酮水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)：3、筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。 筛板的优点足结构简单，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。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。4、设计要求设计条件：体系：丙酮水体系 已知：进料量F=200 kmol/h进料浓度ZF= 0.3（摩尔分数，下同）进料状态：q 1 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热 全塔效率ET = 52%分离要求： XD= 0.9981 ；XW= 0.0006212 ；回流比R/Rmin =1.6 。二、设计说明书1 设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。2 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。3 筛板塔的设计程序（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。（2）塔径计算。（3）塔板版面布置设计及降液管设计。（4）塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点。三、设计计算书1、设计参数的确定1.1进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q1。1.2 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130）间接水蒸汽加热。1.3回流比R的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R1.6Rmin。1.4 塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t122、流程简介和流程图2.1 流程简介含丙酮0.3（摩尔分数，下同）的丙酮-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含丙酮0.9841），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含丙酮0.006212）。2.2简略流程图丙酮水精馏塔流程图3.理论塔板数的计算与实际板数的确定3.1理论板数计算3.1.1物料衡算已知进料量F200kmol/h，进料组成XF0.35，进料q1设计要求：XD0.984，Xw=0.00062 衡算方程 ： 3.1.2Rmin和R的确定由平衡线方程得： 3.1.3精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程： 3.1.4精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D71.01kmol/h R3.461精馏段：LRD245.77kmol/h V（R1）D316.78 kmol/h提馏段：LLqF245.77+200=445.77kmol/h VV（1q）FV316.78kmol/h3.1.5提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：读图可知：精馏段理论板数19块，提留段理论板数3块。3.2实际板层数的确定N精=19/0.5237块N提=3/0.526块(包括再沸器)NPN精+N提37+6=43块4精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择 应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa 单板压降 P=0.7kPa进料板压力pF=105.3+0.7*37=131.2kPa塔底压力pw=105.3+0.7*43=135.4kPa精馏段平均压力pm=(105.3+131.2)/2=118.25 kPa提留段平均压力pm =(131.2+135.4)/2=133.3kPa4.2操作温度的计算泡点进料：XF0.35 通过“t-x-y”图查得：进料板温度tF=60.7塔顶温度：tD=56.6塔底温度：tW=99.5精馏段平均温度tm=(60.7+56.6)/2=58.65提镏段平均温度tm=(99.5+60.7)/2=80.14.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1 密度及流量设丙酮为a，水为b丙酮分子量为：58.08kg/kmol (Ma) 水的分子量为：18.015 kg/kmol (Mb)、精馏段精馏段平均温度58.65查t-x-y图得 xa0.73，ya0.881查表得：=734.9，液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=47.26kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=53.31kg/kmol液相密度： 气相密度：（气相视为理想气体）液相流量： 气相流量： 、提馏段提馏段平均温度：80.1查t-x-y图得 xa0.041，ya0.53=705.1，=971.8液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=19.66kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 39.25kg/kmol液相密度：气相密度：（气相视为理想气体）液相流量： 气相流量： 4.3.2液相表面张力的确定：查图知：塔顶液相表面张力=56.6, =18.51 ,=66.71=0.984*18.51+(1-0.984)*66.71=19.28进料板液相表面张力TF=60.7, =17.99, =66.1=0.35*17.99+0.65*66.1=49.26塔底液相表面张力tw=99.5，=14.1，=58.83=0.00062*14.1+0.99938*58.83=58.8精馏段平均液相表面张力提馏段平均液相表面张力全塔平均液相表面张力4.3.3 液体平均粘度计算塔顶液体粘度:=56.6,=0.241,=0.494同理,进料板液体=0.363塔底液体=0.285精馏段平均液相粘度(+)/2=0.3035提馏段平均液相粘度(+)/2=0.324全塔平均液相粘度(+)/2=0.26454.4塔径的确定4.4.1精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数umax 功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图查得：，由于m/su=0.7=0.7*1.597=1.12圆整得 D=1.6m塔截面积：实际空塔气速：4.4.2提馏段功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图查得：，由于u=0.7=0.7*2.11=1.477 圆整取： D=1.6m塔截面积：空塔气速：4.5塔有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米所以应多加高(0.7-0.45)43/7=1.54mZ=+1.0=16.2+2.25+1.54=19.99m4.6整体塔高(1)塔顶空间HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定m取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 1+0.313=1.313m整体塔高 5.塔板主要工艺参数确定5.1溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。5.1.1堰长lw取堰长lw0.66D5.1.2出口堰高hwhwhLhow 其中 近似取E1，得how=0.01696m ，how= 0.01223m hw取0.05m hw取0.05m实际5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af查图知 精馏段： 验算液体在降液管内停留时间提镏段： 停留时间5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取则精馏段：=提镏段：=故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度取0.06m5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块D800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。5.2.2边缘区宽度确定取m5.2.3开孔区面积计算精馏段：x=0.8-（0.208+0.07）=0.522m，r=0.8-0.05=0.75m，=1.428 提镏段：x=0.8-(0.208+0.07)=0.522m, r=0.8-0.05=0.75m ，=1.4285.2.4筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为=0.907精馏段：筛孔数目n为个 气体通过阀孔的气速:提馏段 筛孔数目n为个6.筛板的力学检验 6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算由/=1.67查图得=0.772故精馏段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(2.285/754.47)(14.23/0.772)=0.0525m液柱提馏段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(1.78/929.11)(13.45/0.772)=0.0297m液柱6.1.2气体通过液层的阻力Hl计算精馏段:ua=Vs/(AT-2Af)=2.053/(2.01-20.14472)=1.193m/s =ua=1.803查表得=0.58Hl=(h+h)=0.580.06696=0.0388m（液柱）提馏段ua=Vs/(AT-2Af)=1.94/(2.0096-20.145)=1.128m/s =ua=1.51 查表得=0.61Hl=(h+h)=0.610.06404=0.0391m（液柱）6.1.3液体表面张力的阻力计算计算精馏段=液柱提馏段=液柱6.1.4气体通过每层塔板的液柱高可按下计算精馏段=0.0525+0.06696+0.00370=0.12316m液柱 提馏段=0.0297+0.06404+0.00474=0.09848m液柱6.2 液面落差对于D1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。6.3液沫夹带(kg液/kg气)精馏段， 提馏段, 本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求.6.4漏液筛板塔,漏液点气速=带入数据得：精馏段m/s,提馏段m/s实际孔速:精馏段,提馏段稳定系数:精馏段K=uo/uomim=12.43/6.356=1.956,提馏段K =uo/uomim =11.74/7.34=1.599均大于1.5小于2,所以设计无明显液漏符合要求.6.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd()对于设计中的丙酮-水体系=0.5, Hd0.5=0.25m由于板上不设进口堰精馏段m液柱提馏段所以不会发生淹泛现象7.塔板负荷性能图7.1漏液线由=得精馏段：=得=提馏段：=得=7.2液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由精馏段：， 整理得提馏段：， 整理得7.3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式计算精馏段 提馏段 7.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留的下限故精馏段： 提镏段： 7.5液泛线Hd=()由，得其中代入数据精馏段 提馏段所以精馏段提馏段7.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线操作点由图，故精馏段操作弹性为/=4.58操作点由图，故提馏段操作弹性为/=4.67精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。8. 辅助设备及零件设计8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）丙酮-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1估计换热面积丙酮-水冷凝蒸汽的数据TD=56.6冷凝蒸汽量：由于丙酮摩尔分数为0.984,所以可以忽略水的冷凝热,r=501.14KJ/kg 冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为20，在平均温度物性数据如下（丙酮56.6下，水在平均温度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)丙酮-水32.574310-50.1868水998.84.1862111110-50.5887a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=700W/(m2.) 传热面积的估计值为：安全系数取1.2 换热面积A=1.2*89.4=107.29m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管数：个管长：6m选定每程管长为3m，则Np=6/3=2所以换热器总管数Nt=2*392.8=786个，取管心距8.1.2壳体内径D的确定采用其中对于正三角形排列：；取b=22.5mm;求得壳体直径为977mm，则取D=1000mm。由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm1000管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa）1.6管子长l/m6管程数Np2管数n/根786壳程数Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列8.1.3 折流挡板和支承板的设计折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=600mm则板数支承板厚度取10mm8.1.4核算管程、壳程的流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水的流速（二）壳程流通截面积： 取=30壳内丙酮-水流速 当量直径 8.1.5压降的计算换热器的压降需分管程和壳程两部分计算 管程压降：管程压降可由下面三部分组成直管阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查图得摩擦系数=0.03 求得=8.99KPa。局部阻力 对于双管程 流体通过进出口接管时的阻力考虑到管内结垢对阻力的影响，为其中对液体=1.4；Np=2；Ns=1；求得总压降为2*（8.99+6+3）=50.3KPa500，故.求得= 4.60KPa=3.61KPa故=8.22KPa105.2/2KPa，符合要求；故管壳程压力损失均符合要求8.1.6 计算传热系数管程对流给热系数雷诺数 所以为湍流流动；Pri=壳程对流给热系数Re= Pr0=0.36其中取0.95（被冷却）求得计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=150/(m2.)计算传热面积 A=m2所选换热器实际面积为A=n=372.6m2裕度所选换热器合适8.2塔釜再沸器计算热负荷：塔釜温度为99.5，考虑到5%的热损失后 选用0.2MPa饱和水蒸气加热，因两侧均为恒温相变 取传热系数K=1000W/（m2.K）估算传热面积取安全系数0.8，实际传热面积A=18.02 /0.8=22.525 m28.3原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130，冷凝温度至130流体形式，采用逆流加热 查表Cp丙酮=1.59 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩尔分数 xF=0.30根据上式可知：Cpc=1.590.3+4.1380.7=3.37kJ/(kgK)设加热原料温度由20到60.7 考虑到5%的热损失后选择传热系数K=800 计算传热面积：取安全系数为0.8 A实际=0.887 /0.8=1.11m28.4管道的计算8.4.1塔釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度uw=0.75m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：42mm3.5mm实际管内流速：8.4.2回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 108mm4 mm实际管内流速：8.4.3再沸器蒸汽进口管V=316.7818/0.6=2.64设蒸汽流速为15m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格480mm9mm实际管内流速：8.4.4塔顶蒸汽进冷凝器出水管V=316.7858.08/3=1.703设蒸汽流速为10m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：426mm24mm实际管内流速：8.4.5冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363mPa*s,=4.219KJ/（Kg*K ）深井水的质量流率，取流速为2.5m/s管径选取 21914mm热轧无缝钢管实际流速为8.5 泵的选型 取=0.1mm，,查图摩擦系数=0.0175各管件及阀门阻力系数如下名称水管入口进口阀90弯头4半开型球阀0.560.7549.5设管长为5米,=20m 流量选择IS200-150-315型离心泵,参数为流量V=443.8,扬程,H=28.5m转速1450泵效率,=80%轴功率Na=44.6kW9、设计结果总汇筛板塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度58.6580.1P m (kpa)平均压力118.65133.3M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质47.2619.66M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量53.3139.25lm (kg/m)液相平均密度754.47929.11vm (kg/m)气相平均密度2.2851.78m (dyn/cm)液体平均表面张力34.2754.03m (mpas)液体平均粘度0.30350.324Vs(m/s)气相流量2.0531.78Ls (m/s)液相流量0.004280.00262N实际塔板数376Z( m)有效段高度16.22.25D(m)塔径1.61.6H T(m)板间距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长1.0561.056h W (m)堰高0.050.05hl (m)板上液层高度0.066960.06223h OW (m)堰上液层高度0.016960.01223h O (m)降液管底隙高度0.0410.024W d (m)降液管宽度0.2080.208W s (m)安定区宽度0.070.07W c (m)边缘区高度0.050.05Aa (m)有效传质面积1.4261.426A T (m)塔横截面积2.00962.0096A f (m)降液区面积0.144720.014472A O （m）筛孔面积0.1650.165d O（m）筛孔直径0.0050.005t（m）孔中心距0.0140.014n筛孔数目84158415（%）开孔率11.5711.57U （m/s）空塔气速1.021.02