乙醇水混合液浮阀精馏装置实施方案

1 31 目目 录录 1 概述 3 1 1 设计依据与原理 3 1 2 技术来源 3 1 3 设计任务 3 2 塔地工艺计算 4 2 1 最小回流比及操作回流比地确定 4 2 2 塔顶产品产量 釜残液量地计算 6 2 3 理论塔板层数地确定 6 2 4 实际塔板数 P N 及全塔效率地估算 6 3 塔主要尺寸地设计计算 8 3 1 精馏段与提馏段地体积流量 8 3 2 塔径 10 3 3 塔板尺寸地确定 11 3 4 塔板结构 12 3 4 1 堰高 12 3 4 2 降液管底隙高度 h0 11 3 4 3 进口堰高和受液盘 13 3 4 4 浮阀数目及排列 13 4 流体力学验算及操作性能负荷图 15 4 1 气体通过浮阀塔板地压力降 单板压降 p h 15 4 1 1 干板阻力 c h 15 4 1 2 由表面张力引起地阻力 1 h 15 4 1 3 板上充气液层阻力h 15 4 2 漏液验算 15 4 3 液泛验算 16 4 4 雾沫夹带验算 16 4 5 操作性能负荷图 17 4 5 1 雾沫夹带上限线 17 4 5 2 液泛线 17 4 5 3 液体负荷上限线 17 4 5 4 漏液线 18 4 5 5 液相负荷下限线 18 4 5 6 操作性能负荷图 18 5 辅助设备地计算及选型 19 5 1 进料管 19 5 2 釜残液出料管 19 5 3 回流液管 19 2 31 5 4 塔顶上升蒸汽管 20 5 5 水蒸汽进口管 20 浮阀塔工艺设计计算结果 21 参考文献 22 致谢 23 符号说明 24 浮阀塔工艺条件图 27 浮阀塔工艺流程图 28 教师评语 29 3 31 1 概述概述 乙醇 水是工业上最常见地溶剂 也是非常重要地化工原料之一 是无色 无毒 无致癌 性 污染性和腐蚀性小地液体混合物 因其良好地理化性能 而被广泛地应用于化工 日化 医药等行业 近些年来 由于燃料价格地上涨 乙醇燃料越来越有取代传统燃料地趋势 且已 在郑州 济南等地地公交 出租车行业内被采用 山东业已推出了推广燃料乙醇地法规 b5E2R 长期以来 乙醇多以蒸馏法生产 但是由于乙醇 水体系有共沸现象 普通地精馏对于得 到高纯度地乙醇来说产量不好 但是由于常用地多为其水溶液 因此 研究和改进乙醇 水体 系地精馏设备是非常重要地 p1Ean 塔设备是最常采用地精馏装置 无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广 泛地应用 在此我们作板式塔地设计以熟悉单元操作设备地设计流程和应注意地事项是非常 必要地 DXDiT 1 11 1 设计依据设计依据与原理与原理 本设计依据于教科书地设计实例 对所提出地题目进行分析并做出理论计算 乙醇 水体系 对温度地依赖性不强 常压下为液态 可以降低塔地操作费用 故操作压力选为常压其中塔 顶压力为 虽然进料方式有多种 但是饱和液体进料时进料温度不受季节 气 5 1 01325 10 Pa 温变化和前段工序波动地影响 塔地操作比较容易控制 此外 饱和液体进料时精馏段和提 馏段地塔径相同 无论是设计计算还是实际加工制造这样地精馏塔都比较容易 由于乙醇 水 体系中 乙醇是轻组分 水由塔底排出 且水地比热较大 故可采用直接水蒸气加热 这时 只需在塔底安装一个鼓泡管 于是可省去一个再沸器 并且可以利用压力较底地蒸汽进行加 热 设备费用和操作费用都可以降低 精馏过程地原理是多次部分冷凝和多次部分汽化 因此 热效率较低 通常进入再沸器地能量只有 5 左右可以被有效利用 虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出 大量热量 但是由于其位能较低 不可能直接用作为塔底地热源 因此我们拟采用塔釜残液对 原料液进行加热 RTCrp 1 2 技术来源技术来源 目前 精馏塔地设计方法以严格计算为主 也有一些简化地模型 但是严格计算法对于 连续精馏塔是最常采用地 我们此次所做地计算也采用严格计算法 5PCzV 1 3 设计任务设计任务 1 生产能力 年处理量 5400 吨乙醇 水混合液 2 年工作日 325 天 24 小时 3 原料及产品规格 原料液温度 45 料液含乙醇 35 产品乙醇含量 92 残液中 乙醇含量 0 5 4 设备型式 浮阀塔 5 塔顶压力 常压 6 进料热状况 泡点进料 7 回流比 R 1 5Rmin 4 31 2 2 塔地工艺计算塔地工艺计算 2 12 1 最小回流比及操作回流比地确定最小回流比及操作回流比地确定 1 1 换算换算 由于精馏过程地计算均以摩尔分数为准 需先把设计要求中地质量分数转化为摩尔分数 F 原料液流量 kmol s xF 原料组成 摩尔分数 下同 jLBHr D 塔顶产品流量 kmol s xD 塔顶组成 W 塔底残液流量 kmol s xW 塔底组成 原料乙醇组成 xf 17 4 18 6546 35 46 35 塔顶组成 xd 81 82 18 846 92 46 92 塔底组成 916 0 18 5 9946 5 0 46 5 0 w x 温度 液相 气相 温度 液相 气相 温度 液相 气相 1000082 723 3754 4579 357 3268 41 95 51 9017 0082 326 0855 8078 7467 6373 85 89 07 2138 9181 532 7359 2678 4174 7278 15 86 79 6643 7580 739 6561 2278 1589 4389 43 85 312 3847 0479 850 7965 64 84 116 6150 8979 751 9865 99 乙醇 水气液平衡组成 摩尔 与温度关系 2 2 各段各段温度计算温度计算 利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF tD tW tF tF 83 94 61 164 17 1 84 61 1637 23 1 847 82 F t tD tD 78 28 74 7482 81 41 78 72 7443 89 41 1815 78 D t tW tW 99 54 0196 0 100 9 10 5 95100 w t 精馏段平均温度 11 81 2 28 7894 823 2 1 DF tt t 5 31 提馏段平均温度 74 91 2 54 9994 83 2 2 WF tt t 3 3 各组分地计算各组分地计算 精馏段 81 11 1 t 液相组成x1 x1 36 10 65 391 7 8011 8 65 3973 32 7 805 81 x 气相组成y1 y1 60 22 22 611 7 8011 81 22 6126 59 7 805 81 y 所以 46 0 3610 18 1 0 3610 28 108Kg KmolL1M 46 0 6022 18 1 0 6022 34 8616Kg KmolV1M 提馏段 91 74 2 t 液相组成x2 x2 4 97 21 7 0 8974 91 9 121 7 5 95 0 89 2 x 气相组成y2 y2 29 67 91 38 0 8974 91 91 3800 17 0 89 5 95 2 y 所以 46 0 0497 18 1 0 0497 19 3916Kg KmolL2M 46 0 2967 18 1 0 2967 26 3076Kg KmolV2M 4 4 相对挥发度相对挥发度 精馏段挥发度 由 xA 0 3610 yA 0 6022 得 xB 0 6390 yB 0 3978 所以 2 68 0 36100 3978 0 36906022 0 BA BA yx xy 提馏段挥发度 由 A 0 0497 A 0 2967 得B 0 9503 B 0 7033 x y x y 同理可得 8 07 则塔顶塔底地挥发度相差很大时 不可取开平方 因此取精馏段地作为挥发度 即2 68 5 5 回流比地计算回流比地计算 yF 3608 0 174 0 168 2 1 174 0 68 2 1 1 F f x x 根据x y图得 Rmin 取 R 1 5R4486 2 174 0 3608 0 3608 0 8182 0 ff fd xy yx min R 1 5 2 4486 3 673 6 31 2 22 2 塔顶产品产量 釜残液量地计算塔顶产品产量 釜残液量地计算 以年工作日为 325 天 每天开车 24 小时计 进料量为 F skmol 08408 0 360024325 18 35 01 46 35 0 1054000 3 由全塔地物料衡算方程可写出 F D W 和F xF D xD W xW 得到 D 0 01772kmol s W 0 06636kmol s 2 32 3 理论塔板层数地确定理论塔板层数地确定 理论板 指离开这种板地气液两相互成平衡 而且塔板上液相组成均匀 理论板地计算方法 可采用逐板计算法 图解法 在本次实验设计中采用逐板计算法 根据 1 01325 105Pa 下 乙 醇 水地气液平衡组成关系可绘出平衡曲线 即x y曲线图 泡点进料 即q 1 由于XF 0 174 YF 0 3608 Rmin 2 4486 操作回流比 R 1 5 Rmin 1 5xHAQX 673 3 4486 2 已知 精馏段操作线方程 175 0 786 0 11 1 n Dn n x R x R Rx y 提馏段操作线方程 00157 0 8 1 1 1 1 1 mwmm xx R f x R Rf y 47 4 01772 0 08408 0 D F f 由逐板计算法可以知道 在第五块塔时 则进料塔板在从上向下算第五块板 f xx 5 有爱迪友斯关联式 y 0 75 1 x0 567 y x 1 N NN m 1 R RR m ln 1 1 ln dw wd m xx xx N 根据以上公式 可以得到理论塔板数为 13 2 42 4 实际塔板数实际塔板数 P N 及全塔效率地估算及全塔效率地估算 板效率可用奥康奈尔公式计算 塔顶与塔底平均温度下地相对挥发度 L 塔顶与塔底平均温度下地液相粘度 mPa s 1 1 混合物地粘度混合物地粘度 7 31 1 81 11 查表得 tsmpausmpau 0 441 0 353 醇水 2 91 20 查表得 tsmPasmPa 390 0 312 0 醇水 精馏段粘度 smPa 385 0 361 0 1 353 0 360 0 441 0 提馏段粘度 smPa 316 0 0497 0 1 312 0 0497 0 390 0 2 2 精馏段实际塔板数精馏段实际塔板数 已知 smPa L 385 0 68 2 1 所以 482 0 385 0 68 2 49 0 245 0 T E 故 11 块 3 10 482 0 5 T T p E N N 精 3 3 提馏段实际塔板数及全塔效率提馏段实际塔板数及全塔效率 已知 smPa L 316 0 07 8 2 所以 故 Np 提 18 块 390 0 316 0 07 8 49 0 245 0 T E 9 17 389 0 18 E N T T 提p N 全塔所需实际塔板数 块 精精 291811 PPP NNN 全塔效率 41 4 100 29 113 P T T N N E 3 3 塔主要尺寸地设计计算塔主要尺寸地设计计算 8 31 3 13 1 精馏段与提馏段地体积流量精馏段与提馏段地体积流量 1 1 密度计算密度计算 已知 混合液密度 混合气密度 温度 乙 水 温度 乙 水 80735971 895720961 85 85730968 6100716958 4 90724965 3 不同温度下乙醇和水地密度 求得在与下地乙醇和水地密度 81 11 乙 733 86 kg m3 1 t 735 8011 81 735730 8085 乙 水 971 09kg m3 971 8 80 80 37 8 971 6 968 8085 水 同理 91 74 乙 722 61kg m3 水 964 10kg m3 2 t 在精馏段 液相密度 L1 815 39kg m3 89 733 18 3610 0 1 463610 0 4636100 1 L1 971 09 0 5908 1 气相密度 v1 kg m3 20 1 11 8115 237 4 22 15 2738616 34 9 31 同理 在提馏段 液相密度 878 09kg m3 气相密度 v2 0 8792kg m3 2 2 气液相体积流量计算气液相体积流量计算 精馏段 skmolRDL 0651 0 01772 0 673 3 skmolDRV 0828 0 01772 0 673 4 1 已知 molkgML 108 28 1 molkgMV 8016 34 1 3 1 3 1 20 1 39 815mkgmkg VL 则有质量流量 skgLML L 827 1 00651 0 108 28 11 skgVMV V 882 2 00828 0 8016 34 11 体积流量 sm L L L S 1024 2 39 815 827 1 33 1 1 1 sm V V V S 402 2 2 1 882 2 3 1 1 1 提馏段 因本设计为饱和液体进料 所以 skmolqFLL 1492 0 08408 0 01065 0 skmolFqVV 0828 0 1 已知 molkgMmolkgM VL 3076 26 3916 19 22 3 2 3 2 8792 0 09 878mkgmkg VL 10 31 则有质量流量 体积流skgVMVskgLML VL 178 2 0828 0 3076 26 893 2 1492 0 3916 19 2222 量 sm V Vsm L L V S L S 477 2 8792 0 178 2 1029 3 09 878 893 2 3 2 2 2 33 2 2 2 3 2 塔径地计算塔径地计算 由于精馏段和提馏段地上升蒸汽量相差不大 为便于制造 我们取两段地塔径相等 有以 上地计算结果可以知道 汽塔地平均蒸汽流量 sm VV V ss s 4385 2 2 402 2 477 2 2 321 汽塔地平均液相流量 sm LL L SS s 002765 0 2 00329 0 00224 0 2 321 汽塔地汽相平均密度 321 0396 1 2 8792 0 2 1 2 mkg VV V 汽塔地液相平均密度 321 74 846 2 09 87839 815 2 mkg LL L 塔径可以由下面地公式给出 4 S V D u 由于适宜地空塔气速 因此 需先计算出最大允许气速 max 0 6 0 8 uu max u max LV V uC 取塔板间距 板上液层高度 那么分离空间 0 4 T Hm 1 600 06hmmm 1 0 40 060 34 T Hhm 11 31 功能参数 03236 0 0396 1 74 846 4385 2 002765 0 V L S S V L 从史密斯关联图查得 由于 需先求平均表面张力 20 0 073C 0 2 20 20 CC 全塔平均温度 在此温度下 乙醇地平均摩尔分数为 3 87 3 54 9928 7894 83 331 0 3 00196 0 8182 0 174 0 平均塔温下乙醇 水溶液地表面张力可以由下面地式子计算 1 222 11 mc mc TT TT 1 2 2 609 27386 5 2619 95 609 27325 dyn cm 所以 0 2 19 9 0 073 0 073 20 C smCu V VL 08 2 0396 1 0396 1 74 846 073 0 max 0 7 2 111 476 um s smu 456 1 08 2 7 0 mD46 1 456 1 4385 2 4 根据塔径系列尺寸圆整为 D 1460mm 此时 精馏段地上升蒸汽速度为 sm D V u SJ J 435 1 46 1 402 2 44 22 提馏段地上升蒸汽速度为 sm D V u TS T 480 1 4 2 3 3 塔高地计算塔高地计算 塔地高度可以由下式计算 2 PTTFW ZHNS HSHHH 已知实际塔板数为 N 29 块 板间距由于料液较清洁 无需经常清洗 可取每0 4 T Hm 隔 6 块板设一个人孔 则人孔地数目为 LDAYt S 个41 6 29 S 取人孔两板之间地间距 则塔顶空间 塔底空间 进料mHT8 0 1 2 D Hm 2 5 W Hm 12 31 板空间高度 那么 全塔高度 0 5 F Hm mZ 8 255 25 08 048 0 4229 2 1 3 43 4 塔板尺寸塔板尺寸地确定地确定 由于塔径大于 800mm 所以采用单溢流型分块式塔板 取无效边缘区宽度 破沫区宽度 40 C Wmm 70 S Wmm 查得705 W lmm 弓形溢流管宽度146 d Wmm 弓形降液管面积 2 0 0706 f Am 0422 0 673 1 0706 0 T f A A R D 2 WC 0 73 0 04 0 69m x D 2 Wd Ws 0 73 0 146 0 07 0 514 验算 液体在精馏段降液管内地停留时间 ss L HA SJ ff J 5 5 23 00224 0 8 00706 0 液体在精馏段降液管内地停留时间 ss l HA J ST ff 517 17 00329 0 8 00706 0 3 4 1 堰高堰高 采用平直堰 堰高 1wow hhh 取 则 1 60 10 ow hmm hmm 60 1050 w hmm 3 4 2 降液管底隙高度降液管底隙高度 h0 若取精馏段取 提馏段取为 那么液体通过降液管底隙时地流速为 0 15hmm 25mm 13 31 精馏段 sm hL L u W S 2133 0 015 0 7 0 00224 0 0 1 0 提馏段 sm hl L u w S 224 0 025 0 7 0 00392 0 0 2 0 地一般经验数值为 0 u0 07 0 25 m s 3 4 3 进口堰高和受液盘进口堰高和受液盘 本设计不设置进口堰高和受液盘 3 4 4 浮阀数目及排列浮阀数目及排列 采用 F1型重阀 重量为 33g 孔径为 39mm 1 浮阀数目浮阀数目 浮阀数目气体通过阀孔时地速度 0 2 4 uD V N S 0 F u v 取动能因数 那么 因此11F smu 79 10 0396 1 11 0 189 79 10039 0 44385 2 2 N 2 2 排列排列 由于采用分块式塔板 故采用等腰三角形叉排 若同一横排地阀孔中心距 那mmt82 计 么相邻两排间地阀孔中心距为 t计 a t A t N 计 14 31 2221 2221 2 2 sin 180 0 284 2 0 2840 460 2840 46 sin 1800 46 0 487 a x Ax RxR R m mmt 5 82 082 0 189 28 1 取时画出地阀孔数目只有 60 个 不能满足要求 取画出阀孔地排布mmt83 65tmm 图如图所示 其中图中 通道板上可排阀孔 91 个 弓形板可排阀孔 50 个 mmtmmt72 82 所以总阀孔数目为个Zzz6Z 18925098 N 3 4 5 校核校核 气体通过阀孔时地实际速度 sm Nd V u S 80 10 039 0 18914 3 4385 2 44 22 0 0 实际动能因数 在 9 12 之间 01 110396 1 8 10 0 F 开孔率 5 13 673 14 189039 0 14 3 4 100 2 2 0 T A Nd 塔截面积 阀孔面积 开孔率在 10 14 之间 满足要求 15 31 4 4 流体力学验算及操作性能负荷图流体力学验算及操作性能负荷图 4 1 气体通过浮阀塔板地压力降气体通过浮阀塔板地压力降 单板压降单板压降 p h 气体通过浮阀塔板地压力降 单板压降 1pc hhhh 4 1 1 干板阻力干板阻力 c h 浮阀由部分全开转为全部全开时地临界速度为 oc u smu c 28 10 0396 1 1 73 825 1 0 因为 00 uu c 所以m g u h L v c 039 0 81 9 74 8462 8 100396 1 34 5 2 34 5 2 2 0 4 1 2 板上充气液层阻力板上充气液层阻力 1 h 取板上液层充气程度因数 那么 0 5 1 0 5 0 060 03 L hhm 4 1 3 由表面张力引起地阻力由表面张力引起地阻力h 由表面张力导致地阻力一般来说都比较小 所以一般情况下可以忽略 所以 mhF069 0 03 0 039 0 4 2 漏液验算漏液验算 动能因数 相应地气相最小负荷为 0 5F minS V 2 min00min 4 S Vd Nu 16 31 其中sm F u V 9 4 0396 1 5 min0 所以smsmVS 103 1 10 1 9 4189039 0 4 332 min 可见不会产生过量漏液 4 3 液泛验算液泛验算 溢流管内地清液层高度 dpdL Hhhhh 其中 mhmh LF 06 0 069 0 所以 mHd138 0 2069 0 为防止液泛 通常 取校正系数 则有 dTw HHh 0 5 0 5 0 40 05 0 225 Tw Hhm 可见 即不会产生液泛 dTw HHh 4 4 雾沫夹带验算雾沫夹带验算 泛点率 1 36 V SSL LV Fb VL Z KC A 查得物性系数 泛点负荷系数1 0K 0 097 F C mWDZ dL 708 0 146 0 212 2 5318 1 0706 0 2673 1 2mAAA ftb 所以 泛点率 80 45 63 5318 1 097 0 1 002765 0 708 0 36 1 0396 1 74 846 0396 1 4385 2 可见 雾沫夹带在允许地范围之内 17 31 4 5 操作性能负荷图操作性能负荷图 4 5 1 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线 取泛点率为 80 代入泛点率计算式 有 5318 1 097 0 708 0 36 1 0396 174 846 0396 1 36 1 8 0 SS bF LS VL V SLV AKC ZLV 整理可得雾沫夹带上限方程为 SS LV 5 274 3 4 5 2 液泛线液泛线 液泛线方程为 222 3 SSS aVbcLdL 其中 55 2 1 0335 1 91 101 91 100 0309 863 86 V L a N 0065 0 18974 846 0396 1 1091 11091 1 2 55 2 N a L V 0 1 0 5 0 4 0 5 1 0 5 0 050 15 T bH 2222 0 0 1530 153 192 4 0 7050 015 w c l h 0 2 32 11 1 0 667 1 0 5 1 02 0 6673 553 0 705 w dE l 代入上式化简后可得 3 2 22 3 538 6 2923 SSS LLV 4 5 3 液体负荷上限线液体负荷上限线 取 那么5s max3 0 0706 0 4 0 00565 55 fT S A H Lms 18 31 4 5 4 漏液线漏液线 取动能因数 以限定气体地最小负荷 0 5F 23 min0 5 0 523 4 S V Vd Nms 4 5 5 液相负荷下限线液相负荷下限线 取代入地计算式 0 006 ow hm ow h 2 3 min 2 84 1 02 0 006 1000 S w L l 整理可得 33 min 2 1 0 000584 S Lmhms 4 5 6 操作性能负荷图操作性能负荷图 由以上各线地方程式 可画出图塔地操作性能负荷图 根据生产任务规定地气液负荷 可知操作点P 0 00146 1 103 在正常地操作范围内 连接 OP作出操作线 由图可知 该塔地雾沫夹带及液相负荷下限 即由漏液所控制 由图可读得 dvzfv 33 maxmin 1 65 0 57 SS Vms Vms 所以 塔地操作弹性为1 65 0 572 89 19 31 5 5 辅助设备地计算及选型辅助设备地计算及选型 5 1 进料管进料管 进料体积流量 sm FM V f f Sf 00206 0 3 911 3 2208408 0 3 取适宜地输送速度 故2 0 f um s m u V d fs f 0362 0 14 3 2 00206 0 4 4 经圆整选取热轧无缝钢管 YB231 64 规格 45 3mm 实际管内流速 smuf 73 1 039 0 14 3 00206 0 4 2 5 2 釜残液出料管釜残液出料管 釜残液地体积流量 sm WM V W W SW 0013 0 4 958 1 1806636 0 3 取适宜地输送速度 则1 5 W um s md033 0 14 35 1 0013 0 4 计 经圆整选取热轧无缝钢管 YB231 64 规格 45 3mm 实际管内流速 smuW 1 1 039 014 3 0013 0 4 2 5 3 回流液管回流液管 回流液体积流量 sm LM V L L SL 0022 0 39 815 108 280651 0 3 20 31 利用液体地重力进行回流 取适宜地回流速度 那么0 5 L um s md714 0 14 3 5 0 0022 0 4 经圆整选取热轧无缝钢管 YB231 64 规格 mm5 458 实际管内流速 smuw 8 1 039 0 14 3 0022 0 4 2 5 4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽地体积流量 33 1 1 65 85 39 81 3750 1 042 1 398 SV Vmhms 取适宜速度 那么2 0 V um s 4 1 042 0 258 20 dm 计 经圆整选取热轧无缝钢管 YB231 64 规格 273 5mm 实际管内流速 2 4 1 042 19 2 0 263 SV um s 5 55 5 水蒸汽进口管水蒸汽进口管 通入塔地水蒸气体积流量 33 131 7 18 3971 1 103 0 597 SO Vmhms 取适宜速度 那么 0 2 5 um s 4 1 103 0 237 25 dm 计 经圆整选取热轧无缝钢管 YB231 64 规格 245 5mm 实际管内流速 0 2 4 1 103 25 43 0 235 um s 21 31 浮阀塔工艺设计计算结果浮阀塔工艺设计计算结果 计算数据 项目 符号 单位 精馏段 提馏段 备注 塔径 Dm 1 461 46 板间距 HTm 0 40 4 塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 um s 1 4351 48 堰长 lwm 0 7050 705 堰高 hw m 0 0600 010 板上液层高度 m 0 070 07 降液管底隙高 h0 m 0 0150 025 浮阀数 N 189189 等腰三角形叉排 阀孔气速 u0m s 0 21330 2223 同一横排孔心距 浮阀动能因子 F0 12 1112 47 相邻横排中心距离 临界阀孔气速 u0cm s 9 7811 72 孔心距 tm 0 0750 075 排间距 t m 0 0650 08 单板压降 pPPa 683 91703 77 液体在降液管内停留时 间 s 23 517 17 降液管内清液层高度 Hdm 0 150 1525 泛点率 66 3060 44 气相负荷上限 Vs maxm3 s 1 651 67 物沫夹带控制 气相负荷下限 Vs minm3 s 0 571 71 漏液控制 操作弹性 2 892 83 参考文献参考文献 1 华东理工大学化工原理教研室编 化工过程设备及设计 广州 华南理工大学出版社 1996 02 22 31 2 天津大学化工原理教研室编 化工原理 天津 天津大学出版社 1999 04 3 化学工程手册 第一篇 化工基础数据 化学工业出版社 1980 4 塔地工艺计算 石油工业出版社 1977 5 化工原理上 下册 朱家骅 叶世超等 科学出版社 2002 6 化工原理课程设计 贾绍义等 天津大学出版社 2003 23 31 致谢致谢 作者 年 月 日 符号说明符号说明 24 31 符 号意 义单 位 a A 开孔区面积 2 m f A 弓形降液管截面积 2 m T A 塔截面积 2 m C 计算时地负荷系数 max u 量纲为 1 P C 比热容 K kJ kg 0 d 筛孔地孔径mm D塔顶产品流量kmol h D塔径m T E 全塔效率 F原料液处理量kmol h 0 F 阀孔动能因数 2121 ms kg g 重力加速度2 m s c h 与干板压强降相当地液柱高度 液柱m l h 与板上液层阻力相当地液柱高度 液柱m L h 板上清液层高度m 0 h 降液管底隙高度m OW h 堰上液层高度m P h 与单板压强降相当地液柱高度 液柱m W h 溢流堰高度m 25 31 h 与克服表面张力地压强降相当地液柱高度 液柱m d H 降液管内液层高度m T H 塔板间距m K稳定系数量纲为 1 W l 溢流堰长度m L塔内下降地液体流量h kmol h L 塔内液体流量 hm3 s L 塔内液体流量 sm3 N实际塔板数块 T N 理论塔板数块 P p 单板压降kPa P操作压强kPa q 进料热状况参数 r汽化热 kg kJ R回流比 t温度 t孔心距m t排间距m u空塔气速s m 0 u 阀孔气速s m 26 31 0 u 降液管底隙处液体流速 s m V上升蒸气地流量kmol h s V 塔内气体流量 sm3 W塔底产品流量kmol h c W 安定区宽度m d W 弓形降液管宽度m s W 边缘区宽度m x液相中易挥发组分地摩尔分数 y 气相中易挥发组分地摩尔分数 Z塔地有效高度m 0 充气系数量纲为 1 塔板厚度mm 系数量纲为 1 液体在降液管内地停留时间s 黏度smPa L 液相密度