程设计(苯—甲苯分离板式精馏塔)

1 课程设计任务书 2009 2010 学年第二学期 学生姓名 石华端 专业班级 07 级应用化学 指导老师 工作部门 1 课程设计题目 设计一台苯 甲苯分离板式精馏塔 2 设计要求 1 设计一座苯 甲苯连续精馏塔 具体工艺参数如下 原料苯含量 m m 25 0 5 原料处理量 2 万 t a 产品要求 m m xD 0 98 xW 0 02 2 操作条件 塔顶压力 常压 进料热状况 泡点进料 回流比 自选 单板压降 0 7kPa 加热方式 间接蒸气加热 冷凝方式 全凝器 泡点回流 年操作时数 8000h 3 塔板类型 浮阀塔板 F1 重阀 三 课程设计内容 1 精馏塔的物料衡算及塔板数的确定 2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计 3 精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算 4 塔板的流体力学验算 5 塔板的负荷性能图的绘制 6 精馏塔接管尺寸计算 7 绘制带控制点的生产工艺流程图 A3 图纸 8 绘制主体设备图 A2 图纸 4 进度安排 1 课程设计准备阶段 收集查阅资料 并借阅相关工程设计书 2 设计分析讨论阶段 确定设计思路 正确选用设计参数 树立工程观点 小组分工协作 较好完成设计任务 3 计算设计阶段 物料衡算 热量衡算 主要设备工艺尺寸计算 塔盘工 2 艺 尺寸计算及流体力学计算 4 课程设计说明书编写阶段 整理文字资料计算数据 用简洁的文字和适 当 的图表表达自己的设计思想及设计成果 3 1 课程设计的目的 化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节 也是培养学生 独立工作的有益实践 更是理论联系实际的有效手段 通过课程设计达到如下 目的 1 巩固化工原理课程学习的有关内容 并使它扩大化和系统化 2 培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力 3 熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法 4 学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图 5 训练查阅参考资料及使用图表 手册的能力 6 通过对 适宜条件 的选择及对自己设计成果的评价 初步建立正确的 设计思想 培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力 7 学会编写设计说明书 课程设计题目描述和要求 本设计的题目是苯 甲苯浮阀式连续精馏塔的设计 即需设计一个精馏塔用 来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯 采用连续操作方式 需设计一板式塔 板空上安装浮阀 具体工艺参数如下 生产能力 2 万吨 年 料液 原料组成 25 苯 60 甲苯 摩尔分数 下同 产品组成 馏出液 98 苯 釜液 2 苯 操作压力 塔顶压强为常压 进料温度 泡点 进料状况 泡点 加热方式 间接蒸汽加热 回流比 R 1 2 2 Rmin 3 课程设计报告内容 3 13 1 流程示意图流程示意图 冷凝器 塔顶产品冷却器 苯的储罐 苯 回流 原料 原料罐 原料预热器 精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器 甲苯的储罐 甲苯 3 2 流程和方案的说明及论证 4 3 2 13 2 1 流程的说明流程的说明 首先 苯和甲苯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 然后进入苯的储罐 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 完成苯与氯苯的分离 3 2 23 2 2 方案的说明和论证方案的说明和论证 浮阀塔之所以广泛应用 是由于它具有下列特点 1 生产能力大 由于塔板上浮阀安排比较紧凑 其开孔面积大于泡罩塔板 生产能力比泡罩塔板大 20 40 与筛板塔接近 2 操作弹性大 由于阀片可以自由升降以适应气量的变化 因此维持正常 操 作而允许的负荷波动范围比筛板塔 泡罩塔都大 3 塔板效率高 由于上升气体从水平方向吹入液层 故气液接触时间较长 而雾沫夹带量小 塔板效率高 4 气体压降及液面落差小 因气液流过浮阀塔板时阻力较小 使气体压降 及 液面落差比泡罩塔小 5 塔的造价较低 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50 80 但是 比筛板塔高 20 30 浮阀塔盘的操作原理和发展 浮阀塔的塔板上 按一定中心距开阀孔 阀孔里装有可以升降的阀片 阀 孔的排列方式 应使绝大部分液体内有气泡透过 并使相邻两阀容易吹开 鼓 泡均匀 为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式 蒸汽自阀孔上升 顶开阀片 穿过环形缝隙 以水平方向吹入液层 形成泡沫 浮阀能随着气速 的增减在相当宽的气速范围内自由升降 以保持稳定的操作 但是 浮阀塔的 抗腐蚀性较高 防止浮阀锈死在塔板上 所以一般采用不锈钢作成 致使浮阀 造价昂贵 推广受到一定限制 随着科学技术的不断发展 各种新型填料 高 效率塔板的不断被研制出来 浮阀塔的推广并不是越来越广 近几十年来 人 们对浮阀塔的研究越来越深入 生产经验越来越丰富 积累的设计数据比较完 整 因此设计浮阀塔比较合适 3 2 33 2 3 设计方案的确定设计方案的确定 1 1 操作压力操作压力 精馏操作可在常压 加压 减压下进行 应该根据处理物料的性能和设计 5 总原则来确定操作压力 例如对于热敏感物料 可采用减压操作 本次设计苯 和甲苯为一般物料因此 采用常压操作 2 2 进料状况进料状况 进料状态有五种 过冷液 饱和液 气液混合物 饱和气 过热气 但在 实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点 才送入塔内 这样塔的操作比较 容易控制 不受季节气温的影响 此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同 在设计和制造上也叫方便 本次设计采用泡点进料 即 q 1 3 3 加热方式加热方式 精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式 若塔底产物基本上就是水 而 且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大 便可以直接采用直接接加热 直接蒸 汽加热的优点是 可以利用压力较低的蒸汽加热 在釜内只需安装鼓泡管 不 需安装庞大的传热面 这样 操作费用和设备费用均可节省一些 然而 直接 蒸汽加热 由于蒸汽的不断涌入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔底易挥发物 损失量相同的情况下 塔釜中易于挥发组分的浓度应较低 因而塔板数稍微有 增加 但对有些物系 当残液中易挥发组分浓度低时 溶液的相对挥发度大 容易分离故所增加的塔板数并不多 此时采用间接蒸汽加热是合适的 4 4 冷却方式冷却方式 塔顶的冷却方式通常水冷却 应尽量使用循环水 如果要求的冷却温度较 低 可考虑使用冷却盐水来冷却 5 5 热能利用热能利用 精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝 因此 热效率很低 可采用一些 改进措施来提高热效率 因此 根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求 本设计采用常压操作 泡点进料 间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式 适当考 虑热能利用 4 精馏塔的工艺计算 4 1 精馏塔的物料衡算 4 1 14 1 1 物料衡算 物料衡算 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 ol78 11kg km A Mol92 14kg km B M 25 0 F X98 0 D X02 0 W X 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 原料液的平均摩尔质量 kg kmol63 88 25 01 14 9225 011 78 F M kg kmol39 78 98 01 14 9298 011 78 D M kg kmol86 91 02 0 1 14 9202 0 11 78 W M 3 物料衡算 6 原料处理量 1 7 2 28 63 888000 102 F hkmol 总物料衡算 2 28 WD 苯的物料衡算 28 2 0 25 0 98D 0 02W 联立解得 1 76 6 hkmolD 1 44 21 hkmolW 4 1 24 1 2 相对挥发度的计算 相对挥发度的计算 气液相平衡数据 t 80 1859095100105110 6 aA kpp 101 33116 9135 5155 7179 2204 2240 0 aB kpp 40 046 054 063 374 386 0101 33 x 摩尔分数1 0000 7800 5810 4120 2580 1300 y 摩尔分数1 0000 9000 7770 6330 4560 2620 因此有 塔顶用 t 80 10 时 a 101 33kp A p a kp0 04 B p 54 2 B A D p p 塔底用 t 101 63 时 a kp 0 402 A p a kp33 101 B p 37 2 B A D p p 平均相对挥发度46 2 WD 7 4 2 塔板数的确定 4 2 14 2 1 理论板层数的求算理论板层数的求算 4 2 1 14 2 1 1 逐板法求塔板数逐板法求塔板数 1 平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式 y y y y y y x 46 1 46 2 1 1 2 q 线方程 进料状态由五种 即过冷液体进料 q 1 饱和液体进料 q 1 气液混合进 料 0 q 1 和过热蒸汽进料 q 0 本设计选用的为泡点进料 故 q 1 则 xF xq 3 最小回流比 25 0 Fp xx p p p y y x 46 1 46 2 由以上两式可得 451 0 p y632 2 min pp pD xy yx R 由于3 0 2 1 1 R min R 4 精馏段操作线方程 精馏段液相质量流量 1 20 28LRDkmol h 精馏段气相质量流量 V 1 27 04VLDkmol h 8 精馏段操作方程 0 750 24yx 提馏段液相质量流程 1 20 2828 248 48LLqFkmol h 提段气相质量流程 1 1 27 04VVqFkmol h 27 04 1 26 21 44 V R W 提馏段操作线方程 1 1 790 01 W xR yxx RR 由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得 两操作线交点的横坐标为 0 24 f x 5 理论塔板数的确定 先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下 11 0 980 9522 D yxx 相平衡 22 0 95410 8943yx 33 0 91090 8057yx 44 0 84430 6879yx 55 0 75590 5573yx 66 0 65800 4388yx 77 0 56910 3493yx 88 0 50200 2907yx 99 0 45800 2557yx 1010 0 44180 2434yx 1111 0 42250 22930 24 f yxx 以下交替使用提馏线操作线方程语相平衡方程得 1212 0 40040 2135yx 1313 0 37210 1942yx 1414 0 33750 1716yx 9 1515 0 29710 1466yx 1616 0 25250 1207yx 1717 0 20610 0955yx 1818 0 16090 0723yx 1919 0 11940 0522yx 2020 0 08350 0367yx 2121 0 05390 01980 02 W yxx 故理论板为 21 块 精馏板为 10 块 第 11 块为进料板 4 2 1 24 2 1 2 逐板法求塔板数逐板法求塔板数 由此算得于逐板法得一致 4 2 24 2 2 精馏塔塔效率的计算精馏塔塔效率的计算 在 t 95 4 时 此时查得苯和甲苯黏度 0 268 苯 0 295 甲苯 则 0 268 0 250 295 0 750 2875 L 时 此时的相对挥发度为 80 1 110 6 295 4T 158 66 2 64 64 37 A B p p 10 则 0 2875 2 640 759 L 查奥康内尔精馏塔全塔板效率图得 0 0 525E 4 34 3 塔的工艺条件及物性数据计算 4 3 14 3 1 混合液的平均摩尔质量计算混合液的平均摩尔质量计算 进料板苯的摩尔分数 在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为 94 y 0 649 x 0 428 0 649 78 1 0 649 92 82 914kg kmol VFm M 0 428 78 1 0 428 92 86 008kg mol LFm M 塔底摩尔分数 110 63 x 0 024 y 0 024 KmolkgMVWm 664 9192 024 01 78 024 0 kmolkgMLWm 664 9192 024 0 1 78 024 0 平均摩尔质量 82 914 91 664 2 87 289kg kmol Vm M 86 008 91 664 2 88 836kg kmol Lm M 4 3 24 3 2 平均密度计算平均密度计算 进料板平均密度 t 94 时 789 3 789 0 39 苯 3 kg m 甲苯 3 kg m 苯 参考 化工原理 P361某些有机液体的相对密度图 下同 798 LFm 798 61 0 798 39 0 1 3 kg m 塔底平均密度 t 110 63 780 775 0 02 苯 3 kg m 甲苯 3 kg m 苯 3 1 775 775 98 0 780 02 0 1 mKmol m m LW LW 故 775 1 798 2 786 55kg m3 102 315 Lm m E vm 2 83kg m3 m Vmm RT MP 15 273315 102 314 8 287 87 33 101 11 4 3 34 3 3 液体的平均张力液体的平均张力 t 110 63 时 17 2 17 8 苯 1 mN m 甲苯 1 mN m t 94 时 19 8 19 9 由 化工原理 第三版 苯 甲苯 甲苯 1 mN m P379查得 t 101 63 时 0 024 17 2 1 0 024 17 8 17 7859 Lw 1 mN m t 94 时 0 428 19 8 1 0 428 19 9 19 8572 LF 1 mN m 提馏段平均张力 18 82 2 7856 178572 19 1 mN m 4 3 44 3 4 提馏段气液相的体积流量提馏段气液相的体积流量 Lh 26 02m3 h Lm Lm ML 55 786 886 88 382 230 Vh 5044 5m3 h Vm Vm MV 83 2 289 87 548 163 4 44 4 塔体工艺尺寸计算 4 4 14 4 1 精馏段塔径计算精馏段塔径计算 由 FLV及 HT hl 查 Smith 图 化工单元过程及课程设计 P161 气流动参数 FLV 0 086 V L VV VL H h q q 83 2 55 786 5 5044 02 26 取塔盘清夜层高度 hL 0 07m HT 0 45m 液滴沉降高度 HT hL 0 45m 0 07m 0 38m 当 18 82 时的负荷因子 C20等于 0 028 由工艺条件得 C C20 0 2 0 081 20 液乏气速 uf c 0 081 1 35m s V VL 83 2 83 2 55 786 取泛点率为 0 75 故空塔气速 u 0 75 0 75 1 35 1 013m s f u 气相通过的塔截面积 A 1 38m2 013 1 3600 5 5044 u q s VV 取7 0 Dlw 12 0 0877 1 sin 21 D l D l D l A A w ww T d 由计算 D T d A A 2 513 1 0877 0 1 38 1 1 m A A A A T d T D m AT 388 1 4 故取 D 1 4m 22 54 1 4 mDAT 2 405 1 1 m A A AA T d T s m Aqu s VV 997 0 405 1 3600 5 5044 设计点的泛点率 739 0 35 1 997 0 f u u 4 4 4 4 2 精馏塔高度计算精馏塔高度计算 1 精馏段有效高度计算 Z 精 N 精 1 HT 10 0 35 3 5m 2 提馏段有效高度计算 Z 提 N 提 1 HT 17 1 0 45 7 2m 如进料板上面开一人孔 其高度为 0 6m 3 精馏塔的有效高度为 Z 有 Z 精 Z 提 0 8 3 5 7 2 0 6 11 3m 4 精馏塔的实际高度为 塔两端空间 上封头留 1 5m 下封头留 1 5m Z 实 Z 有 1 5 2 11 3 3 14 3m 4 4 34 4 3 溢流装置的计算溢流装置的计算 由 化工单元过程及设备课程设计 P166流液收缩图 降管液的尺寸 2 135 0405 154 1 mAAA Td 降液管宽度 mDlDbd w 2001 02 1 选取 hb 0 04m 溢流堰尺寸 m D l Dl w w 98 07 0 4 1 堰上液头高 how 取 E 1 m l q Ehow w VLh 025 0 3 2 10 84 2 3 堰高 mhowhh lw 045 0 025 0 07 0 溢流强度 55 26 98 0 02 26 3 hmm l q u w VLh L 13 降液管底隙流体速度 sm hl q u bw VLs b 184 0 04 0 98 0 3600 02 26 4 5 塔板负荷性能 4 5 14 5 1 浮阀计算及其排列浮阀计算及其排列 1 浮阀数 选取 F1型浮阀 阀孔直径 d0 0 039m 根据表 5 4 选择单流型 初取 F0 11 则 smVFu 54 6 83 2 11 00 浮阀数 180 54 6 039 0 3600 4 5 5044 4 2 0 2 0 ud q n VVs 2 排列方式 取塔板上液体进 出口安定区宽度mbsbs075 0 取边缘区宽度 bc 0 05m mbdbs D x425 0 2001 0 075 0 2 4 1 2 mbc D r65 005 0 2 4 1 2 21222 02 1 sin 2m r x rxrXAa 2 0 02 2 0 0 907 0 60sin 4 t d t dn A A a md A A t a 0809 0 907 0 0 0 根据估算提供孔心距进行布孔 按 t 75mm 进行布孔 实排阀数 n 163 阀孔气速 sm dn q u VVs 2 7 4 2 0 0 动能因子 11 1283 2 2 7 0 F 塔板开孔率 126 0 54 1 4 163 2 00 dAA T 4 6 塔板的流体性能的校核 4 6 14 6 1 泡沫夹带量校核泡沫夹带量校核 为控制液沫夹带量 eV过大 应使泛点 F10 8 0 82 浮阀塔板泛点率计算如下 14 bF LVLs V V Ws AKC Zq L q F 36 1 1 由塔板上气相密度及板间距 HT 0 45m 查图 5 26 泛点荷 3 83 2mkg V 因数 得系数 GF 0 128 根据表 5 11 物性系数 所提供的数据 取 k 1 塔板液流道长 ZL D 2bd 1 4 2 2 0 2 1 0 m 液流面积 27 1 135 0 254 12 2 mAAA dTb 故得 8 0578 0 27 1 128 0 0 1 3600 02 26 36 1 83 2 55 786 83 2 3600 5 5044 H 故不会产生过量的液沫夹带 4 6 24 6 2 塔板阻力计算塔板阻力计算 由 化工单元过程及设备课程设计 P171泛点负荷因数图 1 干板阻力 0 h 临界孔速 20 7 95 5 73 0 825 1 1 0 uu V c 阀孔大于其临界孔阀气速 故应在浮阀全开状态计算干板阻力 0 u 0c u 051 0 81 9 2 20 7 55 786 83 2 34 5 2 34 5 22 0 0 m g u h L V 2 塔板清液层阻力 1 h m 035 0 07 0 5 05 0 Ll hh 3 克服表面张力所造成阻力 h 10 46 2 039 0 81 9 55 786 82 18 10 410 4 4 3 0 3 m gd h L 由以上三阻力之和求得塔板阻力 f h 0862 0 000246 0035 0 051 0 0 mhhhh lf 4 6 34 6 3 降液管液面校对降液管液面校对 流体流过降液管底隙的阻力 0052 0 10 18 1 28 m hl q h bw VLh d 15 浮阀塔板上液面落差较小可以忽略 则降液管内清液层高度 1614 00052 00862 0025 0 045 0mhhhowhH dfwd 取降液管中泡沫层相对密度 则可求降液管中泡沫层高度 6 0 269 0 d d H H 而 故不会发生降液管液泛 495 0 045 0 45 0 dwT HhH 4 6 44 6 4 液体在降液管内停留时间校核液体在降液管内停留时间校核 应保证液体在降液管内的停留时间大于 3S 5S 才能保证液体所夹带的 气 体的释放 5 4 802 26 45 0 135 0 3600 ssqHA VLsTd 故所夹带气体可以释出 4 6 54 6 5 严重漏液校核严重漏液校核 当阀孔的动能因子 F0 5 的相应孔流气速 97 2 83 2 55 0 sm V u 稳定系数 故不会发生严重漏液0 2 5 142 2 97 2 20 7 0 0 u u K 4 6 64 6 6 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 由 化工单元过程及设备课程设计 P187塔板负荷性能图 1 过量液沫夹带线关系式 根据前面液沫夹带的校核选择 F1 0 8 则有 1 128 0 27 1 36 1 83 255 786 83 2 8 0 VLsWs qq hmqhmq hmqq VVhLVh VVhLVh 5 6678 50 2 780 33 3 时 当 时 当 由此两点作过量液夹带线 a 2 液相下限线关系式 对于平直堰 其堰上液头高度 how 必须大于 0 006m 取 how 0 006m 即可以确定液相流量的下限线 006 0 10 84 2 3 23 w VLh l q Ehow 16 取 E 1 0 代人 lw 0 98 00 3 98 0 07 3 07 3 3 hmlq wVLh 该线为垂直轴的直线 记为 b VLh q 3 严重漏液线关系式 因动能因子 F0 5 时 会发生严重漏液 故取 F0 5 计算相应气体流 量 VVh q 97 2 5 3600 00 00 VV VVh Fu uAq 87 2080 5 4 3600 4 3600 32 00 2 0 hmdnudnq VVVh 该线为平行轴的直线 为漏液线 也称为气相下限线 记 c VLh q 4 4 液相上限线关系式 液相上限线关系式 降液的最大流量为 s5 hmHAHAq TdTdVLh 74 4345 0 135 0 7207205 3600 3 该线为平行轴的直线 记为 d VVh q 5 5 降液管液泛关系式 降液管液泛关系式 根据降液管液泛的条件 得以下将液管液泛工况下的关系 285 0 025 0 45 0 06 0 howHH Td 或 howHhhhowh Tdfw 即 25 3 2 327 10 17 1 10 32 4 10 53 5 2295 0 VLhVLhVVh qqq 10 20 30 40 50 60 3 hm qVLh 6133 7 590 75 566 2 538 3 506 06 468 1 3 hm qVVh 操作弹性 56 3 87 2080 7410 minmax VVhVVh qq 适宜裕度 46 9 hhh VVVVVV qqq min 4 7 换热器的计算 4 7 1 原料预热器 17 11 11 65 1 75 1 KkgkJC KkgkJC hp hp 甲苯 苯 44 0 F xhkgQ hm 10417 24 320 1000 80000 1 694 1 65 1 56 0 75 1 44 0 KkgkJC cp 设加热原料温度由 10 加热到 104 则 hkJtCQ cphm 10 66 1 94 694 1 10417 6 4 7 2 塔顶冷凝器 R苯 390kJ kg skJrqmh 93 14439390 3600 548 163 815 苯 4 7 3 塔底再沸器 kgkJr 360 甲苯 skJrqmb 6 12676360 3600 548 163 1 775 4 7 4 贮罐的体积计算 由 化工单元过程及设备课程设计 查得在 0 11MPa下 塔顶采量 D 7394kmol h 3 810mkg 故 hkgDrqVVh 22182 1 3 810mkg L 设冷凝液停留 20min 补充系数7 0 则 3 13 7 0 810 60 20 22182 mqV LVLh 贮罐容积估算结果表 4 7 5 进料罐线管径 选择原液流速 u 0 5m s 管线直径 m u V d L 0961 0 5 0 14 3 798 3600 10417 4 4 选取管材 其内径为 0 121m6 133 位号名称 停留时 间 容积 m3 V 101 原料中间罐 20min13 V 102 回流罐 10min7 V 103 塔顶产品罐 24h937 V 104 塔底产品罐 24h937 18 其实际流速为 u 10471 3600 798 0 785 0 09162 0 5m s 19 5 设计结果汇总表 表一 设备一览表 序号位号设备名称形式主要结构参数或性能 1T 101循环苯精馏塔筛板塔D 1400 Np 27 H 18500 2E 101原料预热器固定管板式24m2 3E 102塔 T 101 顶冷凝器固定管板式151m2 4E 103塔 T 101 再沸器固定管板式166m2 5E 104塔顶产品冷却器固定管板式55m2 6E 105塔底产品冷却器固定管板式62m2 7P 101进料泵 2 号离心泵qv 14m3 h H 10m 8P 102釜液泵 2 号离心泵qv 8 m3 h H 4m 9P 103回流泵 2 号离心泵qv 11 m3 h H 19m 10P 104塔顶产品泵 2 号离心泵qv 6 m3 h H 19m 11P 105塔底产品泵 2 号离心泵qv 8 m3 h H 4m 12V 101原料罐卧式V 13m3 13V 102回流罐卧式V 7 m3 14V 103塔顶产品罐立式937m2 15V 104塔底产品罐立式937m2 16V 105不合格产品罐立式937m2 20 表二 提留段塔板设计结果汇总表 塔板主要结构参数数据塔板主要流动参数数据 塔径 m 塔板间距 T H 堰长 lw 堰宽 d b 堰高 hw 入口堰高 W h 底隙 hb Td AA 塔截面积 AT 降液管面积 d A 有效传质区 Aa 开孔面积 0 A 气相流通面积A 阀孔直径 0 d 阀孔数 n 开孔率 T AA 0 孔心距 t 边缘区宽 c b 塔板厚 S 安定区宽 s b 排列方式 1 4m 0 6m 0 98m 0 2001m 0 045m 无 0 04m 0 0877m 1 513m 0 1