苯—甲苯精馏塔设计.doc

此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 目目 录录 苯苯 甲苯精馏塔设计甲苯精馏塔设计任任务书务书 I 前前 言言 1 一 设计方一 设计方案案的的确定确定 1 1 1 设计流程的说明 2 1 2 操作方案的说明 2 1 3 本设计中符号的说明 3 二 精馏塔二 精馏塔的的物物料料衡算衡算 4 2 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 4 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 4 三 塔板数三 塔板数的的确定确定 5 3 1 理论板数 NT的求取 5 3 2 实际板层数的求取 7 四 四 精馏塔的工艺精馏塔的工艺条条件及物性数据的计算件及物性数据的计算 8 4 1 操作压力的计算 8 4 1 操作温度的计算 8 4 3 平均摩尔质量的计算 8 4 4 平均密度的计算 8 4 5 平均粘度计算 8 4 6 液体平均表面张力计算 9 五 精馏塔的塔体工艺尺五 精馏塔的塔体工艺尺寸寸计算计算 9 5 1 塔径的计算 10 5 2 精馏塔有效高度的计算 11 六 六 塔板主要工艺尺寸的塔板主要工艺尺寸的计计算算 11 七七 塔板的流体力学验塔板的流体力学验算算 12 八 八 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 15 九 九 筛板塔设计计算结果筛板塔设计计算结果 16 十 参考文献十 参考文献 17 十一十一 设计感言设计感言 18 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 板式精馏塔设计任务板式精馏塔设计任务 一 设计题目 苯 甲苯溶液连续精馏塔设计 二 设计任务及操作条件 1 进精馏塔的料液含苯 40 质量 其余为甲苯 2 塔顶产品的苯含量不得低于 98 质量 3 塔底产品的苯含量不得高于 0 02 质量 4 混合液处理量为 2000kg h 5 操作条件 A 精馏塔顶压强 4kpa 表压 B 饱和液料进料 C 回流比 R Rmin 3 D 间接蒸汽加热 E 单板压降不大于 0 7Kpa 三 设备形式 设备形式为筛板塔 四 设计内容 1 设计方案的确定及流程说明 2 塔的工艺计算 3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 1 塔高 塔径及塔板结构尺寸的确定 2 塔板的流体力学验算 3 塔板的负荷性能图 4 设计结果概要货设计一览表 5 塔板结构俯视图和塔板安装图 6 对本设计的评述或有关问题的分析讨论 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 苯苯 甲苯分离过程筛板精馏塔设计甲苯分离过程筛板精馏塔设计 大连大学环化学院 大连大学环化学院 摘要摘要 本设计对苯 甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计 主要进行了以 下工作 1 对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定 2 对生产的主 要设备 筛板塔进行了工艺计算设计 其中包括 精馏塔的物料衡算 塔板数的确定 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 精馏塔的塔 体工艺尺寸计算 精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算 3 绘制了生产工 艺流程图和精馏塔设计条件图 4 对设计过程中的有关问题进行了讨论和 评述 本设计简明 合理 能满足初步生产工艺的需要 有一定的实践指导 作用 关键词关键词 苯 甲苯 分离过程 精馏塔 前前 言言 塔设备的应用有着悠久的历史 在很多工业部门都有应用 尤其用在化工 石油 能源等部门 精馏塔是分离混合主份的常用方法 由于 蒸馏属于气液 两相见的传质过程 塔设备主要包括以下两类 板式塔 填料塔两大类 对一个具体达到分离 过程 设计中选择何种塔型 应该根据生产能力 分离效率 塔压力降 操作 弹性等要求 并结合制造 维修 造价等因素综合考虑 一 设计方案的确定 一 设计方案的确定 本设计任务为分离苯 甲苯溶液混合物 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送入精馏塔内 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝 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 该物系属易分离物系 最小回流比较小 故操 作回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 送至储罐 1 1 设计流程的说明 设计流程的说明 精馏装置包括精馏塔 原料预热器 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品 冷凝器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器 进行精馏分离 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走 在此过程中 热 能利用率很低 为此 在确定流程装置时应考虑余热的利用 注意节能 另外 为保持塔的操作稳定性 流程中除用泵直接送入塔原料外 也可以采用高位槽 送料以免受泵操作波动的影响 塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器 以便于准确地控制回流比 若后继装置使用气态物料 则宜用全分凝器 总而言之确定流程时要较全面 合理的兼顾设备 操作费用操作控制及安全因素 冷凝器 再沸器 连续精馏操作流程图连续精馏操作流程图 2 2 操作方案操作方案的说明的说明 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 降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏 塔内 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝 冷凝器在泡点下一部分回流到塔内 其 余部分经产品冷却器冷却后送入储罐 该物系属于易分离物系 最小回流比较 小 故操作回流比去最小回流比的两倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品冷 却送到储罐 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 设计操作流程图设计操作流程图 二 二 精馏塔精馏塔的物料衡算的物料衡算 1 1 原料及原料及塔顶产品的摩尔分率塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量为 78 11kg kmol 甲苯的摩尔质量为 92 13kg kmol xf 0 35 78 11 0 35 78 11 0 65 92 13 0 388 xd 0 96 78 11 0 96 78 11 0 04 92 13 0 966 xw 0 01 78 11 0 01 78 11 0 99 92 13 0 012 2 2 原料液及原料液及塔顶产品的平均摩尔质量塔顶产品的平均摩尔质量 Mf 0 388 78 11 92 13 1 0 412 86 69kg kmol Md 0 966 78 11 92 13 1 0 966 78 59kg kmol Mw 0 012 78 11 92 13 1 0 012 91 96 kg kmol 则可知 原料的处理量 F 50000 86 69 57 67kmol h 由总物料衡算 F D W 以及 xf F xd D W xw 容易得出 D 22 73 kmol h W 34 94 kmol h 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 三三 塔板数塔板数的确定的确定 1 理论板数的求取 T N 1 相对挥发度的求取 苯的沸点为 80 1 甲苯额沸点为 110 63 1 当温度为 80 1 时 006 2 79 220 1 80 033 1211 0355 6 lg AP 591 1 482 219 1 80 8 1344 07954 6 lg BP 解得 KPaPA34 101 KPaPB96 38 2 当温度为 110 63 时 376 2 79 22063 110 033 1211 0355 6 lg AP 006 2 482 21963 110 8 1344 07954 6 lg BP 解得 KPaPA95 237 KPaPB34 101 则有 600 296 3831 101 1 348 234 10195 237 2 47 2 348 2 600 2 21 2 最小回流比的求取 由于是饱和液体进料 有 q 1 q 线为一垂直线 故 根据相 388 0 Fq xx 平衡方程有 610 0 388 0 147 2 1 388 0 47 2 1 1 q q q x x y 最小回流比为 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 60 1 388 0 610 0 610 0 966 0 min qq qD xy yx R 回流比为最小回流比的 1 5 倍 即 4 260 1 5 15 1 min RR 3 精馏塔的气 液相负荷 hKmolRDL 55 5473 224 2 hKmolDRV 28 7773 22 60 2 1 1 hKmolqFLL 22 11267 5755 54 hKmolVV 28 77 4 操作线方程 精馏段操作线方程 284 0 706 0 160 2 966 0 160 2 60 2 11 1 xx R x x R R y n D nn 提馏段操作线方程 005 0 452 1 1 m w mm x WqFL Wx x WqFL qFL y 两操作线交点横坐标为 388 0 160 2 388 0 160 2 1 1 qR xqxR x DF F 理论板计算过程如下 气液平衡方程 x x xa ax y 47 11 47 2 1 1 变形有 y y x 47 1 47 2 由 y 求的 x 再将 x 带入平衡方程 以此类推 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 W F D xxy xy xy xy xy xy xy xxy xy xy xy xy xy xy xxy 006 0 013 0 0123 0 030 0 017 0 041 0 032 0 075 0 055 0 126 0 090 0 197 0 139 0 480 0 388 0 334 0 554 0 385 0 607 0 458 0 676 0 556 0 739 0 645 0 818 0 756 0 884 0 851 0 934 0 920 0 966 0 1515 1414 1313 1212 1111 1010 99 88 77 66 55 44 33 22 11 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 总理论板数为 15 包括蒸馏釜 精馏段理论板数为 7 第 8 块板为进料板 2 2 实际板层数的求取实际板层数的求取 由 t x y 图 td 82 1 tw 110 5 平均温度 tm td tw 2 82 1 110 5 2 96 3 查手册 知 tm 下的粘度为 A 0 27 B 031 由 t x y 图得 xa 0 365 xb 0 635 ya 0 581 yb 0 419 L 0 365 0 27 0 635 0 31 0 296 a ya xb yb xa 0 581 0 635 0 419 0 365 2 412 Et 0 49 0 49 2 412 0 296 0 53 T E L 245 0 245 0 精馏段实际板层数 N 精 6 0 53 11 3 12 N 提 7 5 0 53 14 15 15 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 四四 精馏塔的精馏塔的工艺工艺条件及有关物性数据的计算条件及有关物性数据的计算 操作压力的计算 塔顶操作压力 Pd 101 3 4 105 3 Kpa 每层板压力 Pm 0 7 KPa 进料板压力 PW 105 3 12 0 7 189 3 KPa 精馏段平均压力 Pm 105 3 189 3 2 147 3 KPa 操作温度的计算 塔顶温度 tD 82 1 进料板温度 tF 97 2 塔釜温度 tW 103 2 精馏段平均温度 tm 82 1 103 2 2 89 65 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知 983 0 1 D xy92 0 1 x molKgMVDm 59 7813 92 966 0 1 11 78966 0 molKgMLDm 23 7913 92 92 0 1 11 78959 0 进料板平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知 610 0 F y388 0 F x molKgMVFm 58 8313 92 610 0 1 11 78610 0 molKgMLFm 69 8613 92 388 0 1 11 78388 0 精馏段的平均摩尔质量为molKgM Vm 085 812 58 8359 78 molKgM Lm 96 822 69 8623 79 平均密度的计算 a 精馏段平均密度的计算 气相 由理想气体状态方程得 Vm PmMvw RTm 147 81 91 8 314 273 15 89 65 4 00kg m3 液相 查不同温度下的密度 可得 tD 82 1 时 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 A 812 7kg m3 B 807 9kg m3 tF 97 2 时 A 793 0kg m3 B 788 54kg m3 LDm 1 0 96 812 7 0 04 807 9 812 5kg m3 进料板液相的质量分率 A 0 388 78 11 0 388 78 11 0 612 92 13 0 35 LFm 1 0 35 793 0 0 65 788 54 791 6kg m3 精馏段液相平均密度为 Lm 789 9 791 2 790 45kg m3 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即 lg Lm xilg i a 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD 82 1 查手册得 A 0 302mPa s B 0 306mPa s lg LDm 0 966lg 0 302 0 034lg 0 306 解得 LDm 0 302mPa s b 进料板平均粘度的计算由 tF 97 2 查手册得 A 0 261mPa s B 0 3030mPa s lg LFm 0 388lg 0 2610 0 612lg 0 3030 解得 LFm 0 261mPa s 精馏段平均粘度 Lm 0 302 0 261 2 0 282mPa s 液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 Lm xi i 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 a 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 82 1 查手册得 A 21 24mN m B 21 42mN m LDm 0 966 21 24 0 034 21 42 21 25 mN m b 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 97 2 查手册得 A 19 10mN m B 19 56N m LFM 0 388 19 10 0 612 19 56 19 43 mN m 精馏段液相平均表面张力 Lm 21 25 19 43 2 20 34 mN m 五五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1 1 塔径塔径的的计算计算 精馏段的气 液相体积流率为 VS VMVm 3600 Vm 77 28 81 085 3600 4 00 0 451m3 s LS LMLm 3600 Lm 54 55 82 96 3600 790 45 0 0017m3 s 式中 负荷因子由史密斯关联图查得 C20再求 max LV V uC 2 0 20 02 0 CC 图的横坐标为 Flv L V l v 0 5 0 0533 取板间距 HT 0 40m 板上清液层高度取 hL 0 06m 则 HT hL 0 34 m 由上面史密斯关联图 得知 C20 0 073 气体负荷因子 C C20 20 0 2 0 0732 Umax 1 033 m s 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 0 7 U Umax 0 7 1 033 0 723m s 0 891m u14 3 s4 V D 按标准塔径圆整后为 D 0 9m 塔截面积为 At 3 14 0 9 0 9 0 636 m2 实际空塔气速为 U实际 0 451 0 636 0 709 m s U实际 Umax 1 887 2 43 0 78 安全系数在充许的范围内 符全设计要 求 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 由上面可知提馏段 L 389 65kmol h V 189 61kmol h 2 2 精馏塔有效精馏塔有效高高度的计算度的计算 精馏段有效高度为 Z 精 N 精 1 HT 12 1 0 40 4 4 m 提馏段有效高度为 Z 提 N 提 1 HT 15 1 0 40 5 6 m 在进料板上方开一个人孔 其高度为 0 8 m 故精馏塔有效高度为 Z Z精 Z提 0 5 4 4 5 6 0 8 10 8m 六六 塔板塔板主要主要工艺尺寸的计算工艺尺寸的计算 1 1 溢流堰装置计算溢流堰装置计算 因塔径 D 0 9m 所以可选取单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 此种溢流方式液体 流径较长 塔板效率较高 塔板结构简单 加工方便 在直径小于 2 2m 的塔中被广泛使用 各项计算如下 1 堰长 lw 可取 lw 0 65D 0 59m 2 溢流堰高度 hw 由 hw hL how 选用平直堰 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种 设计中一般采用 平直形溢流堰板 堰上层液高度 how 由下列公式计算 即有 how 2 84 1000 E Lh lw 2 3 并由图液流收缩系数计算图 则可取用 E 1 0 则 how 0 014m 取板上清液层高度 hL 0 06 m 故 hw 0 046m 3 弓形降液管的宽度 Wd 和截面积 Af 由 Wd D 0 65 m 查图可求得 Af AT 0 071 1 Wd D 0 122 Af 0 057 0 636 0 0452m2 Wd 0 122 0 9 0 110 m 并依据下式验算液体在降液管中的停留时间 即 3600 Af HT Lh 3600 0 0452 0 40 3600 0 0017 10 64s 5s 其中 HT即为板间距 0 40m Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 4 降液管底隙高度 ho ho Lh 3600 lw uo 取 uo 0 09m s 则 ho 0 0017 3600 3600 0 65 0 09 0 029 m Hw ho 0 046 0 029 0 017m 0 006 m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 h w 50mm 2 2 塔板布置塔板布置 1 塔板的分块 因为 D 800mm 所以选择采用分块式 查表可得 塔板可分为 3 块 2 边缘区宽度确定 取 Ws W s 65mm Wc 35mm c 开孔区面积计算 开孔区面积 Aa 按下面式子计算 则有 Aa 2 x r2 x2 0 5 r2 180 sin 1 x r 其中 x D 2 Wd Ws r D 2 Wc 并由 Wd D 0 122 推出 Wd 0 110 由上面推出 Aa 0 420m2 d 筛孔计算与排列 本实验研究的物系基本上没有腐蚀性 可选用 3mm 碳钢板 取筛 孔直径 do 5mm 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 t 3do 15mm 筛孔的数目 n 为 n 1 155Ao t2 2156 个 开孔率为 0 907 do t 2 10 1 气体通过阀孔的气速为 uo Vs Ao 0 451 Aa 10 63m s 七 塔版流体 七 塔版流体力学验算力学验算 1 塔板的压降 a 干板的阻力 hc 计算 干板的阻力 hc 计算由公式 hc 0 051 uo co 2 v l 并取 do 5 3 1 67 可查史密斯关联图得 co 0 772 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 所以 hc 0 051 10 63 0 772 2 4 801 2 0 0483m 液柱 b 气体通过液层的阻力 hl 的计算 气体通过液层的阻力 hl 由公式 hl hL ua Vs AT Af 0 451 0 636 0 0452 0 763m s Fo 0 763 4 00 1 2 1 53kg1 2 s m1 2 可查 得 得 0 59 所以 hl hL 0 59 0 046 0 014 0 0354 m 液柱 c 液体表面张力的阻力 h 计算 液体表面张力的阻力 h 由公式 h 4 L l g do 计算 则有 h 4 20 34 10 3 801 2 9 81 0 005 0 0021 m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hP 可按下面公式计算 hP hc hl h 0 0483 0 0354 0 0021 0 0858m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp hP l g 0 0858 801 2 9 81 674KPa 0 9KPa 设计允许值 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 由于塔径和液流量均不大 所以可忽略液 面落差的影响 3 液沫夹带 液沫夹带量 采用公式 ev 5 7 106 L ua HT hf 3 2 由 hf 2 5hL 2 5 0 06 0 15m 所以 ev 5 7 10 6 20 34 10 3 0 763 0 4 0 15 0 010kg 液 kg 气 0 1kg 液 kg 气 可知液沫夹带量在设计范围之内 4 漏液 对于筛板塔 漏液点气速 uo min可由公式 Uo min 4 4Co 0 0056 0 13 hL h L V 1 2 5 110m s 实际孔速为 o10 63m s Uo min 稳定系数为 Uo Uo min 10 63 5 110 2 08 1 5 故在本设计中无明显漏液 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液高度 Hd 应服从式子 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 Hd HT hw 甲醇与水属于一般物系 取 0 5 则 HT hw 0 5 0 40 0 046 0 223m 而 Hd hp hL hd 板上不设进口堰 则有 hd 0 153 uo 2 0 153 0 099 2 0 00151m 液柱 Hd hp hL hd 0 0858 0 06 0 00151 0 147m 液柱 则有 Hd HT hw 于是可知本设计不会发生液泛 八 塔板 八 塔板负负荷性能图荷性能图 精馏段精馏段 a 漏液线 Uo min 4 4Co 0 0056 0 13 hL h L V 1 2 Uo min Vs min Ao hL h w hOW hOW 2 84 1000 E Lh lw 2 3 Vs min 4 4Co Ao 0 0056 0 13 hW 2 84 1000 E Lh lw 2 3 h L V 1 2 2 039 0 00948 0 127Ls2 3 1 2 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值计算结果列于下 表 Ls m3 s0 00060 00150 00300 0045 Vs m3 s0 2080 2150 2240 231 b 液沫夹带线 ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 ev 5 7 10 6 L ua HT hf 3 2 ua Vs AT Af 1 693 Vs hf 2 5hL 2 5 hw how hw 0 046 how 2 84 1000 E Lh lw 2 3 hf 2 5 0 046 0 98 Ls2 3 0 115 2 5 Ls2 3 HT hf 0 40 0 115 2 5Ls2 3 0 285 2 5 Ls2 3 ev 5 7 10 6 20 34 10 3 1 693Vs 0 285 2 5 Ls2 3 3 2 0 1 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 整理得 Vs 1 06 9 27 Ls2 3 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值计算结果列于下表 Ls m3 s0 00060 00150 00300 0045 Vs m3 s0 9960 9410 8710 812 c 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 how 2 84 1000 E Lh lw 2 3 0 006 Ls min 0 00056m s 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 d 液相负荷上限线 以 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 由下式 Af HT Ls 5 故 Ls max Af HT 5 0 0452 0 40 5 0 00362 m3 s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 e 液泛线 令 Hd HT hw Hd hp hL hd hP hc hl h hl hL hL h w hOW 联立得 HT 1 hw 1 hOW hc hd h 忽略 h 将 hOW与 Ls hd 和 Ls hc 与 Vs 的关系代入上式 得 a V2s b c Ls2 d Ls2 3 式中 a 0 051 Aoco 2 v l b HT 1 hw c 0 153 lwhO 2 d 2 84 10 3 E 1 3600 lw 2 3 将有关数据代入 得 a 0 051 0 101 0 42 0 772 2 4 00 801 2 0 237 b 0 5 0 4 0 5 0 59 1 0 046 0 150 c 0 153 0 59 0 029 2 522 63 d 2 84 10 3 1 1 0 59 3600 0 59 2 3 1 552 故 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 V2s 0 63 2205 19 Ls2 6 55 L2 3s 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 的值 计算结果如下 表 Ls m3 s0 00060 00150 00300 0045 Vs m3 s0 7640 7360 6900 640 在负荷性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即作出操作线 由图二可看 出 该筛板的操作上限为液泛控制 下限为漏控制 由图查得 Vs max 0 704m3 s Vs min 0 207 m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 0 704 0 207 3 400 Ls Vs max 1 0 1 0 2 03 0 2 0 1 2 3 4 5 P smLs 10 33 图二图二 408 0 10787 4 4 179 1 10833 13 4 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 九 九 筛板筛板塔设计计算结果塔设计计算结果 序号项目数值 1平均温度 tm 89 65 2平均压力 Pm kPa147 3 3气相流量 Vs m3 s0 451 4液相流量 Ls m3 s0 0017 5实际塔板数27 6有效段高度 Z m10 8 7精馏塔塔径 m0 9 8板间距 m0 4 9溢流形式单溢流 10降液管形式弓形 11堰长 m0 59 12堰高 m0 046 13板上液层高度 m0 06 14堰上液层高度 m0 014 15降液管底隙高度 m0 029 16安定区宽度 m0 065 17边缘区宽度 m0 035 18开孔区面积 m20 420 19筛孔直径 m0 005 20筛孔数目2156 21孔中心距 m0 015 22开孔率 10 1 23空塔气速 m s0 723 24筛孔气速 m s10 63 25稳定系数2 08 26每层塔板压降 kPa674 27负荷上限液泛控制 28负荷下限漏液控制 此文档收集于网络 如有侵权 请联系网站删除 精品文档 29液液沫夹带 ev 0 1kg 液 kg 气 0 010 30气相负荷上限 m3 s0 705 31气相负荷下限 m3 s0 208 32操作弹性3 400 3 本设计本设计中符号的说明中符号的说明 英文字母英文字母 A0筛孔面积 h0降液管底高度 m Aa塔板开孔面积 h 相克服表面张力压降所当高度 m Af降液管面积 k 筛板的稳定系数 AT 塔截面积 L 塔内下降液体流量 kmol h C 计算时 umax的负荷因数 lW溢流堰高度 m CO流量系数 LS下降液体流率 m3 s D 塔径 m N 理论板数 d0 筛孔直径 mm NP实际塔板数 E 液流收缩系数 NT理论塔板数 ET 全塔效率 n 筛孔数 ev 雾沫夹带量 kg 液 kg 气 P 操作压强 pa或 kpa F 进料流量 kmol h P 压强降 pa或 kpa Fa气相动能因数 q 进料热状态承参数 H 板间距 mm R 回流比 hc 与干板压降相当液柱高度 m S 直接蒸汽量 kmol h h1 进口堰与降液管的水平距离 m t 筛孔中心距 mm hl 与气流穿过液层的压降 相当液柱高度 m u 空塔气速 m s h