化工原理万吨乙醇水溶液连续精馏塔设计课程设计

1、化工与制药学院课程设计说明书题 目 : 1.5 万吨乙醇 水溶液连续精馏塔设计 学院 : 化工与制药学院专业班级 : 学生姓名 :学 号 : 同组者 : 指导老师 : 完成日期 : 年 月 日09 生技 1 班化工原理课程设计任务书课程设计题目 乙醇-水溶液连续精馏塔设计课程设计的内容1设计方案的确定2带控制点的工艺流程图的确定3操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、回流比等）4塔的工艺计算1）全塔物料衡算2）最佳回流比的确定3）理论板及实际板的确定4）塔径的计算5）降液管及溢流堰尺寸的确定6）浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定7）塔板流动性能的校核8）塔板负荷性能图的绘制9）塔板

2、设计结果汇总表5辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计： （包括塔盘、裙座、进出口料管）三、课程设计的要求1、撰写课程设计说明书一份2、工艺流程图一张3、设备总装图一张四、课程设计所需的主要技术参数原料： 乙醇- 水溶液原料温度：30 C处理量： 1.5 万吨/ 年 原料组成（乙醇的质量分数） ： 50% 产品要求：塔顶产品中乙醇的质量分数： 94%； 塔顶产品中乙醇的回收率： 99% 生产时间： 300 天（ 7200 h ）冷却水进口温度：30 r加热介质： 0.6MPa 饱和水蒸汽五、课程设计的进度安排1、查找

3、资料，初步确定设计方案及设计内容， 1-2 天2、根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿， 2-3 天3、撰写设计说明书，总装图，答辩， 4-5 天六、课程设计考核方式与评分方法 指导教师根据学生的平时表现、 设计说明书、 绘图质量及答辩情况评定成 绩，采用百分制。其中：平时表现20%设计说明书40%绘图质量20%答辩20%指导教师：王为国学科部负责人：年月日化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年月日答辩记录答辩组成员签字：记录人：年月日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项目权 重分 值项目权 重分 值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202

4、、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名：学科部主任签名：年 月 日年 月 日目录、概述1.1设计依据 11.2技术来源 11.3设计任务及要求 2：计算过程1.塔型选择 22操作条件的确定32.1操作压力 32.2进料状态 32.3加热方式 32.4热能利用 33. 有关的工艺计算3.1最小回流比及操作回流比的确定 43.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 43.3全凝器冷凝介质的消耗量 63.4理论塔板层数的确定 63.5全

5、塔效率的估算 83.6实际塔板数 94. 精馏塔主题尺寸的计算4.1精馏段与提馏段的体积流量 94.1.1精馏段 94.1.2提馏段 104.2塔径的计算 114.3塔高的计算 135. 塔板结构尺寸的确定5.1塔板尺寸 135.2弓形降液管 145.2.1 堰高 14522降液管底隙高度hO 145.3浮阀数目及排列145.3.1浮阀数目 145.3.2 排列 155.3.3 校核 166. 流体力学验算6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 176.1.1干板阻力 176.1.2板上充气液层阻力 176.1.3由表面张力引起的阻力 176.2漏液验算 176.3液泛验算 186.4雾沫

6、夹带验算 187. 操作性能负荷图7.1雾沫夹带上限线 197.2液泛线 197.3液体负荷上限线 197.4漏液线 207.5液相负荷下限线 207.6操作性能负荷图 208. 各接管尺寸的确定8.1进料管 228.2釜残液出料管 228.3回流液管 238.4塔顶上升蒸汽管 238.5水蒸汽进口管 239 辅助设备的选取9.1 冷凝器 249.2再沸器 24三、 设计一览表 24四、 设计小结 26附录： 工艺流程图设备总装图: 概述乙醇在工业、医药、民用等方面， 都有很广泛的应用， 是很重要的一种原料。 在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这 是很有困难的

7、，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的 乙醇必须通过一定的方法。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，最简单的方法就是用连续 精馏的方法， 因为乙醇和水的挥发度相差不大。 精馏是多数分离过程， 即同时进 行多次部分汽化和部分冷凝的过程， 因此可使混合液得到几乎完全的分离。 化工 厂中精馏操作是在精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填 料。为实现精馏分离操作， 除精馏塔外， 还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶 引入下降液。 可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作， 还必须有塔底再沸器和塔 顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、 回流液泵等附属设备， 才能实现整个操作。乙

8、醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、 无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理 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 的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势， 且已在郑州、济南等地的公交、 出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。 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，普通的精 馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此， 研究和改进乙醇 '水体系的精馏设备是非常重要的。 塔设备是最常采用的精馏装置， 无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中

9、得 到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应 注意的事项是非常必要的。1.1 设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主， 也有一些简化的模型， 但是严格计算 法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务及要求原料：乙醇 水溶液，年产量 1.5 万吨乙醇含量：45%（质量分数），原料液温度：30C 设计要求：塔顶的乙醇含量不小于 94%（质量分数） 塔顶的乙醇回收率 99%（质量分数 ）二：计算过程1. 塔型选择根据生产任务，若按年工作日 3

10、00 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 2083kg/h,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。其被广泛使用原因浮阀塔的主要特点如下： 操作弹性大，在较宽的气液负荷变化范围内均可保持高的板效率。其弹性范围为5-9,比筛板塔和泡罩塔的弹性范围都大； 处理能力大，比泡罩塔大 20% -40%，但比筛板塔略小； 气体为水平方向吹出，气液接触良好，雾沫夹带量小，塔板效率高，一般比泡罩塔高15%左右； 干板压降比泡罩塔小，但比筛板塔大； 结构简单、安装方便，制造费用约为泡罩塔的60%-80%，为筛板塔的120 % -130

11、 %;2. 操作条件的确定2.1 操作压力由于乙醇 水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用， 操作压力选为常压其中塔顶压力为 1.01325 105 Pa塔底压力 1.01325 105 N(265 530) Pa2.2 进料状态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， 饱和液体进料时精馏段和提馏 段的塔径相同， 无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易， 为 此，本次设计中采取饱和液体进料2.3 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

12、量供应；由于乙醇 水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热 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的蒸汽进行加热， 无论是设备费用还是操作 费用都可以降低。2.4 热能利用精馏过程的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 沸器的能量只有 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的热源。 为此， 我们拟采用塔釜残 液对原料液进行加热。3. 有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩 尔分

13、数。原料液的摩尔组成：45 460.2425454655 48nCH 2CH 2OHXf nCH 2CH 2OHnH 200.7788,xW 0.002同理可求得：XD原料液的平均摩尔质量：Mf XfMcH3cH20H (1 Xf )Mh2o 0.2812 46 0.7188) 18 25.87kg / kmol 同理可求得：Md 39.81kg / kmol, M W 18.1kg / kmol30C下，原料液中h2o 995.7kg/m3, ch3ch2oh 780.97kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。表2原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液

14、馏出液釜残液xf / %50900.5Xf (摩尔分数)0.28120.77880.002摩尔质量kg / kmol25.8739.8118.1沸点温度t/c8078.6299.383.1最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，Xq Xf 0.2812，过点e(0.2812,0.2812)做直线x 0.2812交平衡线于点d，由点d可读得y 0.567，因此:Rmin(1)70.7788°5670.741yq xq 0.5670.2812又过点a(0.779,0.779)作平衡线的切线，切点为g，读得其坐标为Rmin(2)常圧下乙醇“水溶液的曾y图XDYqYq' Xq&#

15、39;0.7788 0.6780.678 0.550.788所以，KminRming)0.788可取操作回流比 R 1(R/Rmin 1.27)3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为:1.5 104F93.42kmol / h300 24 22.3由全塔的物料衡算方程可写出：DXdXw =0.002Vo F D W y00（蒸汽）D 33.39kmol / hV°y0 FXf Dxd Wxw W 126.79kmol/hW L' L qF RD qF q 1（泡点）V066.76kmol /h3.3全凝器冷凝介质的消耗

16、量塔顶全凝器的热负荷：Qc (R 1)D(Ivd Ild)可以查得 IvD 1266kJ/kg,lLD 253.9kJ/kg，所以6Qc (1 1) 33.39 39.81(1266 253.9)2.7 10 kJ /h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为30C和40C则平均温度下的比热Cpc 4.174kJ/kg oC，于是冷凝水用量可求664686.2kg /hQc2.7 10Cpc（t2 切 4.174 （40 30）3.4理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：Rxyn 1xnD 0.5xn 0.389R 1 R 1提馏段操作线方程：W Wyn 1XmXw 1.9Xm 0.0038 q

17、线方程：x 0.2812表1乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的汽相中乙醇的液相中乙醇的汽相中乙醇的含量（摩尔分数）含量（摩尔分数）含量（摩尔分数）含量（摩尔分数）0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5

18、750.950.9420.350.5951.01.0 0.01%(H均闖刑閒闔那旳阳如切 «孜夭 |±'II性-tt-tt-II性 4MI tr * - -rf- 洞2藪o总亠£ 就塔 一 一一一 T 一 一一一* H在yx相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出Nt 17块(含塔釜)其中，精馏段13块，提馏段4块3.5全塔效率的估算用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算:由相平衡方程式yX 可得 疸卫1 (1)xx(y 1)根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：y Xd 0.7788 %0.741 (塔顶第一块板)出 0.567

19、Xf 0.2812(加料板)Xw 0.002 yw 0.026(塔釜)因此可以求得：11.231, f 3.35, w 13.32全塔的相对平均挥发度：m 3 -_f_:31.231 3.35 13.323.8全塔的平均温度：tmtD tftW378.62 80 99.38386oC在温度 tm下查得 h2o 0.335mPa s, ch3ch2oh 0.395mPa s因为L 人Li所以， Lf 0.2812 0.395 (1 0.2812) 0.3350.352mPa s全塔液体的平均粘度：Lm ( Lf LD lw)/3(0.3350.382 0.352)/3 0.356mPa s全塔效

20、率Et0.49(、0.245 L)0.491(3.8 0.356)0.24545.5%3.6实际塔板数NpNp Nt/Et 17/0.45537.4，即 38 块（含塔釜）其中，精馏段的塔板数为：13/0.455 28.6，即29块4. 精馏塔主题尺寸的计算4.1精馏段与提馏段的体积流量 4.1.1精馏段整理精馏段的已知数据列于表 3（见下页），由表中数据可知:液相平均摩尔质量:25.87 38.75232.31kg/kmol液相平均温度：tmtf tD280 78.62279.3oC表3精馏段的已知数据位置进料板塔顶（第块板）质量分数Xf 0.5y1'xd ' 0.9y

21、9;f0.77x1'0.88摩尔分数xf 0.2812y1 xD0.7788y 0.567x10.741摩尔质量/kg / kmolM Lf 25.88M Lf 38.75M Vf 33.88MVl 39.81温度/C83.8378.62在平均温度下查得h2o 971.8kg/m3, ch3ch2oh738kg / m3液相平均密度为:XLmXLm0.5 0.880.69其中，平均质量分数xLm所以，Lm 794.9kg/m3精馏段的液相负荷L RD 33.39kmol/hLnLMLm33.39 32.31794.931.357m /h同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表

22、4表4精馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol32.3136.845平均密度/ kg / m3794.91.274体积流量/m /h1.357(0.0003773 , m / s)3862.7(1.0733 , m /s)4.1.2提馏段整理提馏段的已知数据列于表5,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段 的负荷，结果列于表6。表5提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数Xw0.005Xf 0.5yw 0.065y'f 0.77摩尔分数xW0.002Xf0.2812yW 0.026yf 0.567摩尔质量/kg / kmolM LW18YM Lf 25.87Mlv 1

23、8.7M Vf 33.88温度/c99.3883.83表6提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/ kg / kmol21.9826.9平均密度/ kg / m(LSJ st)0.0003770.000869Ls2汽塔的汽相平均密度：VJ VT 匸274V 2 2汽塔的液相平均密度：889.20.878体积流量/ m / h3.13(0.000869 m /s)3999.2(1.1 m /S)4.2塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相 等。有以上的计算结果可以知道： 汽塔的平均蒸汽流量:(V 述卫 i.09m3/s2 2汽塔的平均液相流量：30.

24、000623m /s08781.076 kg/m3LJ lt 794.9 889.22 23842.05 kg / m3塔径可以由下面的公式给出:D由于适宜的空塔气速U (0.6 0.8)Umax，因此，需先计算出最大允许气速UmaxUmax取塔板间距Ht 0.4m，板上液层高度h1 60mm 0.06m，那么分离空间:Ht hi 0.4 0.060.34m功能参数：(鸟)L 0.001468630.0382VS V 1.103 V 1.0335从史密斯关联图查得：C20 0.073，由于C C20( )0'2，需先求平均表面张力：20全塔平均温度Td Tf Tw 7&2 80

25、 "a 86.190C，在此温度下，乙醇的平33均摩尔分数为0.741 0.2812 0.0020.341，所以，液体的临界温度：3Tcxc 0.307 (273 243) (1 0.307) (273 342.2) 609K设计要求条件下乙醇水溶液的表面张力1 26dyn/m2平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算:19.95dy n/ cm609 (273 86)1-2 26609 (273 25)所以:C 0.073(空严200.086UmaxVV0.086842.05 1.076V 1.0762.4m/ su 0.7 2.4 1.68m/ sD . 4 1.090

26、.909m¥ 1.68根据塔径系列尺寸圆整为 D 1000mm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为：4VSJ 4 1.073Uj笃21.37m/sD212提馏段的上升蒸汽速度为：uT 4Vs-21.4m /s4.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z Hp (N 2 S)Ht SHt Hf Hw已知实际塔板数为N 40块，板间距Ht 0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：S 38 14个8取人孔两板之间的间距Ht 0.6m，则塔顶空间Hd 1.2m，塔底空间Hw 2.5m，进料板空间高度Hf 0.5m，那么，全塔高度：Z 1.2 (38 2 4)

27、 0.4 4 0.6 0.5 2.519.4m5. 塔板结构尺寸的确定5.1塔板尺寸由于塔径大于800mm,所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度 WC 40mm，破沫区宽度Ws 70mm，查得 lW 705mm弓形溢流管宽度 Wd 146mm弓形降液管面积Af 0.0706m2Af/AT 0.0706/0.78540.09R D/2 WC 0.5 0.040.46mx D/2 Wd Ws 0.5 0.146 0.070.284m验算：液体在精馏段降液管内的停留时间Af Ht0.0706 0.4LSJ0.00037776.3s 5s液体在精馏段降液管内的停留时间Af Ht0.0706 0

28、.40.00086932.5s5s5.2弓形降液管5.2.1堰高采用平直堰，堰高hw A how取 hi 60mm, how 10mm，贝U hw 60 10 50 mm5.2.2降液管底隙高度h0若取精馏段取h0 5mm，提馏段取为15mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段：'LSJU0-lwh0O.。003770.0107m/s0.705 0.05提馏段:'lstU0Iwh。0.0008690.083m/ s0.705 0.015u0的一般经验数值为0.07 0.25m/s5.3浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。5.3.1浮阀数目浮阀数目N4

29、Vs20 uo气体通过阀孔时的速度u011取动能因数F 11，那么uo 10.6m/s，因此J1.0761.076 40.0392 10.685个5.3.2排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距 t 75mm，那么相邻两排间的阀孔中心距t计为：t计ANt2x. R2x2R2 sin1801R20.2840.4620.28420.462si n 10聖1800.46=0.487m20.48776.4mm85 0.075取t' 80mm时画出的阀孔数目只有 60个，不能满足要求，取t' 65mm画出阀孔的排布图如图1所示，其中t 75mm,t'

30、 65mm图中，通道板上可排阀孔40个，弓形板可排阀孔 20个，所以总阀孔数目为N 40 20 2 80个533校核气体通过阀孔时的实际速度：Uo4Vsd0N10.5m/ s实际动能因数：F010.5 ,1.076 10.89（在 912之间）开孔率:阀孔面积塔截面积100%d；N4 At型39口0 12.16%4 0.7854开孔率在10%14之间，满足要求6. 流体力学验算6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hphch! h6.1.1干板阻力hc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为Uoc :Uoc 1.825 73.1/ V 1.825 7

31、3.1/1.07610.09m/s因为 Uoc uo 10.38m/s所以hc25.34且2 Lg5.341.076 10.0922 842.05 9.810.0354m6.1.2板上充气液层阻力h1取板上液层充气程度因数0.5，那么:h| hL 0.5 0.060.03m6.1.3由表面张力引起的阻力h由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以:hp 0.0354 0.03 0.0654m0.0654 842.05 9.81540.2Pa6.2漏液验算动能因数F。5,相应的气相最小负荷Vsmin为:其中 UominF5/ .1.076 4.82m/s所以Vsmin0.

32、0390 80 4.8240.46m3/s 1.103m3/s可见不会产生过量漏液6.3液泛验算溢流管内的清液层高度Hd hp hd hL h其中，hp 0.0654m,hL 0.06m所以，Hd 0.654 0.06 0.003 0.1284 m为防止液泛，通常Hd(Ht hw)，取校正系数0.5，则有：(Ht hw)0.5 (0.40.05)0.225m可见，Hd (Ht hw)，即不会产生液泛6.4雾沫夹带验算查得物性系数K 1.0，泛点负荷系数CF 0.097ZL D 2Wd12 0.1460.708m2Ab At 2Af 0.7854 2 0.0706 0.6442m所以,1.103

33、泛点率=1.076842.05 1.0761.36 0.000623 0.7081 0.097 0.644264.1%80%可见，雾沫夹带在允许的范围之内7. 操作性能负荷图7.1雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有:0.81.36LsZl/1.076842.05 1.0761.36 0.708LSKCFAb0.097 0.6442整理可得雾沫夹带上限方程为:VS 1.397 26.9LS7.2液泛线1.911051.0760.038842.058620.4(0.51 0.5)0.050.15123000.5)1.020.667J 3.5530.7052lN厶bHt(10)0.5

34、c0.1530.153lWho0.705 0.0052其中，a 1.91 105 J0.00565m3 / s液泛线方程为aV| b CL； dLs37.4漏液线取动能因数Fo 5,以限定气体的最小负荷:心 沽 严392*80* 磊 0-460m3/s7.5液相负荷下限线取h°w 0.006m代入h°w的计算式：284 1.02 LsminL2/30.0061000lw整理可得：Lsmin2.1m3/h 0.000584m3/s7.6操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图o.操作线0. 002 0. 004 0.006 0. 0080. 01Ls

35、9; (m3/s)根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146, 1.103)在正常的操作范围 内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏 液所控制。在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA,即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制由图可读得:33(Vs)max 1.65m /s,(Vs)min0.57m /s所以，塔的操作弹性为1.65/0.57 2.89有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7表7浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径D,m1.0板间距H T ,m0.4塔板型式单溢流弓形 降液管分块式塔板空塔气速

36、u,m/s1.44溢流堰长度lW,m0.705溢流堰咼度hW , m0.05板上液层咼度hL, m0.06降液管底隙高度h0,m0.015浮阀数N,个80等腰三角形叉排阀孔气速u0,m/s10.5阀孔动能因数F05临界阀孔气速u0c ,m / s10.09孔心距t,m0.0764同一横排的孔心距排间距t',m0.06相临二横排的中心线距离单板压降 p, Pa540.2液体在降液管内的停留时间,s76.3精馏段32.5提馏段降液管内的清液咼度 Hd, m0.1284泛点率，%64.1气相负荷上限(Vs)max1.65雾沫夹带控制气相负荷下限(Vs) min0.57漏夜控制开孔率，%13.

37、5操作弹性2.898. 各接管尺寸的确定 8.1进料管进料体积流量 VSf W f93.42_25.87 2.58m3 / h 0.00072m3/sf935.3取适宜的输送速度uf 2.0m/ s，故dif0.04m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：32 5mm 实际管内流速： uf -0.00072 1.9m / s0.0228.2釜残液出料管釜残液的体积流量:VSWWMw126.79 18.1995.27332.31m / h 0.00064m /s取适宜的输送速度uw 1.5m/s，则,4 °.000640.024m1.5经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-6

38、4)，规格：32 2.5mm实际管内流速：4 0.00064，uW21.12m/ s0.02728.3回流液管回流液体积流量VSLLM LL33.39 39.81828.5331.6m / h 0.00044m /s利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 Ul 0.5m/s，那么4 0.000440.50.034m实际管内流速：4 0.00044 门.Uw20.43m/ s0.036经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：42 3mm8.4塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量:VSV(1 1) 33.39 39.811.1362340.2m3/h 0.65m3/s取适宜速度Uv 2

39、.0m/s，那么4 0.65 :200.287m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格:实际管内流速：usv - 芈 9.85m/s0.29325 17.5mm8.5水蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量：66.76 181530.8m3/h 0.425m3/s0.785取适宜速度U02.5m/s，那么 d计4 0.425I 250.147m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：159 4.5mm实际管内流速：u04 0.42524.06m/s0.1529辅助设备的选取9.1冷凝器冷凝器选用单壳程的列管式换热器，冷凝剂选用冷水，冷水走管程，蒸汽走壳程，该冷凝器为全冷凝器，对全凝器作热量衡算并忽略热量损失，选定冷水的入口温度为t1=25C，出口温度为t2=40C,选定