苯乙苯精馏工段工艺设计

1、 南京工业大学浦江学院化工原理课程设计设计题目 苯-乙苯精馏工段工艺设计 专业 生物工程 班级 浦生工0904 团队编号 D 指导教师 金自强 设计日期 2012 年 6 月 11 日至 2012 年 6 月 24日评分表：队内编号姓名学号队长加分（5）队长打分(20)教师打分(30)团队报告分(50)总分五级分制1杨天杰155192朱俊茂140193陆飞鹏160194盛成17019指导教师签字： 化工原理课程设计任务书目录第1章 前言第二章 设计方案的确定及流程说明 2.1设计条件 2.2设计主要任务 2.3工艺流程 2.4设计内容 2.5主要物性数据第三章 工艺计算 3.1 精馏塔物料的衡

2、算 3.2 塔板数的确定 3.3 实际塔板数的求取第4章 相关物性参数的计算 4.1 操作压强 4.2 平均温度 4.3 平均摩尔质量 4.4 平均密度 4.5 液体平均黏度 4.6 液体平均表面张力 4.7 气液相负荷 4.8塔的工艺条件及物性数据统计第5章 塔和塔板的主要工艺尺寸计算 5.1 塔径 5.2 溢流装置 5.3 弓形降液管宽度Wd和截面Af 5.4 降液管底隙高度 5.5 塔板布置 5.6 开孔区（鼓泡区）面积计算 5.7浮阀塔的开孔率及阀孔排列第六章 塔板的流体力学验算 6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 6.1.1 干板压降 6.1.2 板上充气液层阻力 6.1.3

3、 表面张力引起的阻力 6.2 液泛验算 6.3 雾沫夹带验算第七章 塔板负荷性能图 7.1精馏段 7.2提馏段第八章板式塔的结构与附属设备 8.1塔体结构 8.1.1塔顶空间 8.1.2塔底空间 8.1.3人孔 8.2 精馏塔的附属设备 8.2.1塔主要接管尺寸计算 8.1.2塔底空间 8.1.3人孔 8.2 精馏塔的附属设备 8.2.1塔主要接管尺寸计算 8.3 设计结果一览表第九章 换热器的设计 9.1 确定设计方案 9.2 确定物性数据 9.3 估算传热面积 9.4 工艺结构尺寸第1章 前言 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，

4、达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。第二章 设计方案的确定及流程说明2.1设计条件（1）工艺条件：体系：主要含苯-乙苯的烃化液，要求采用常规连续精馏的

5、方法，从烃化液中分离出苯。浮阀塔，总板效率ET=0.65；（2）物料条件：表1 烃化液摩尔流量小组编号ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表2 烃化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烃化液进料温度60。塔顶：压力为0.12Mpa（绝压，下同），采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余馏出液D经产品冷却器冷却后送储罐；塔底：塔釜采用间接蒸汽加热的釜式再沸器，塔釜产品冷却后送储罐。（3）共用工程条件：加

6、热蒸汽等级：0.9MPa。循环冷却水：30。供电容量可满足需要。（4）工作日：300 d/a，24 h/d。2.2设计主要任务（1）分离要求：要求从塔顶馏出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%（摩尔分数，下同）。釜液中苯含量要求小于0.2%。（2）其它要求：详见化工原理课程设计指导书。 本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：2.3 工艺流程如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝

7、，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。苯-乙苯精馏体系冷夜进料设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结

8、构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内。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设计的依据与技术来源本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽

9、化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。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，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。2.4 设计内容1、完成精馏塔的工艺设计和计算； l 物料衡算，物性计算l 操作压力、温度等条件计算l 塔高、塔径计算l 塔板主要工艺尺寸的计算l 塔板流体力学计算l 负荷性能图2、换热设备计算和选型l 进出料换热器计算选型及工艺条件表（附图）；l 塔顶全凝器计算选型及工艺条件表仅5人团队做；l 塔底再沸器计算选型及工艺条件表（附图） 仅5人团队做 ；3

10、、附属设备计算和选型l 管路尺寸的确定、管路阻力计算及汇总表；l 泵、储罐等的计算和选型及汇总表；4、绘制相关工艺图纸绘制精馏系统的工艺流程图一张（CAD绘图，A3图纸）；绘制精馏塔的工艺条件图一张（CAD绘图，A3图纸）；各换热器的工艺条件图（CAD绘图，A4图纸）5、编写设计说明书（手写或电子文档）l 封面及任务书（打印）；l 说明书目录（到三级目录，即写到1.1.1）；l 前言（每组不能相同）l 设计要求中的各项内容（具体的计算、公式、图表）；l 对本设计的评价及某些问题的讨论（重要）；l 参考书目录；l 必要的附录（工艺流程图、各工艺条件图、表）；l 设计的相关电子文档（设计说明书，C

11、AD文件，计算程序等）；l 2.5 主要物性数据1、 苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72、 苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、 苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740

12、.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、 苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、 不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600第3章 工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数XF=（0.65/78）（0.65/78+0.35/106）=0.74

13、65XD=（0.995/78）（0.995/78+0.005/106) =0.9963XW=（0.002/78）（0.002/78+0.998/106）=0.002716 塔底产品的平均摩尔质量Mw=0.002716×78+(1-0.002716)×106=105.9kg/kmol全塔物料衡算F=D+W；FXF=DXD+WXWD=130kmol/h则：可知F=173.66Kmol/h；w=43.66Kmol/h年产量=43.66×24×300=314352吨。3.2 塔板数的确定查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/xy-11840.860.97488

14、0.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上图可得q线与平衡线的交点坐标（xq，yq）为（0.67，0.91）则最小回流比为取回流比则精馏塔的气液负荷：V=（R+1）D=210.6kmol/hL=RD=80.6kmol/h提馏段：V"=V=130kmol/hL"=L+F=254.26kmol/h求取操作线方程精馏段

15、操作线方程：提馏段操作线方程：由x-y图，画梯级可得理论板数为8（不包含塔釜），进料板为第3块板。3.3 实际塔板数的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。计算实际塔板数全塔效率计算实际塔板数精馏段提馏段故全塔实际所需塔板数13块加料板位置在第6块第四章 相关物性参数的计算4.1 操作压强塔顶压强PD =120 kpa，取每层塔板压强P=0.7 kpa，则进料板压强PF =120+5*0.7=123.5

16、kpa 塔釜压强PW=123.5+8*0.7=129.1 kpa精馏段平均操作压强Pm精 =(PD+PF )/2=121.75kpa提馏段平均操作压强Pm提 =(PW+PF)/2=126.3kpa全塔压强Pm=(PW+PD)/2=124.55kpa4.2 平均温度由前精馏段平均温度:提馏段平均温度:全塔平均温度:4.3 平均摩尔质量由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知xy(图解理论板)x（平衡曲线）xD=0.985yD=0.985xD'=0.93xf=0.67yF=0.865xf'=0.557xw=0.027yW=0.027xw'=0.00539进料板平均摩尔质量气相液

17、相塔顶平均摩尔质量气相液相塔底平均摩尔质量气相液相则精馏段平均摩尔质量气相液相提馏段平均摩尔质量气相液相全塔平均摩尔质量液相4.4 平均密度气相密度精馏段提馏段全塔液相密度式中为质量分率查的在下苯乙苯的密度为温度（）83809.79810.2390.5801.47803.31129.5758.24767.31塔顶平均密度 进料板平均密度 塔釜平均密度 精馏段平均密度提馏段平均密度全塔液相平均密度4.5 液体平均黏度查的在温度下各组成的黏度 黏度 温度83129.590.5苯(mPas)0.3010.2810.201乙苯(mPas)0.3500.3270.242由公式计算平均黏度进料板塔顶塔釜精

18、馏段平均黏度提馏段平均黏度全塔平均黏度4.6 液体平均表面张力由公式进行计算查资料得温度下苯乙苯的表面张力 表面张力 温度8390.5129.5苯(mN/m)2120.0815.33乙苯(mN/m)22.6721.8917.83进料板表面张力塔顶表面张力塔底表面张力精馏段液体平均表面张力提馏段液体平均表面张力全塔液体平均表面张力4.7 气液相负荷精馏段提馏段4.8塔的工艺条件及物性数据统计项目符号单位计算数据平均压强精馏段kPa121.75提馏段126.3全塔124.55平均温度精馏段86.75提馏段110全塔98.4液相平均摩尔质量精馏段kg/kmol85.31提馏段98.28全塔91.8气

19、相平均摩尔质量精馏段kg/kmol80.22提馏段93.65全塔86.94液相平均密度精馏段Kg/m3808.85提馏段787.6全塔798.225气相平均密度精馏段Kg/m33.26提馏段3.71全塔3.49液体平均黏度精馏段mPa·s0.297提馏段0.269全塔0.283液体平均表面张力精馏段mN/m20.77提馏段18.97全塔19.87气相负荷精馏段m3/s1.4354提馏段1.477液相负荷精馏段m3/h8.496提馏段29.268第五章 塔和塔板的主要工艺尺寸计算5.1 塔径塔径的计算按照下式计算： 式中 D 塔径m；Vs 塔内气体流量m3/s；u 空塔气速m/s。空塔

20、气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即 因此，需先计算出最大允许气速。式中 umax允许空塔气速，m/s；V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正： 精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为： 精馏段的汽，液相平均密度为： 板间距与塔径的关系 塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200300250350300450350600那么分

21、离空间，初选板间距，取板上液层高度。查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为20.86mN/m时的C取安全系数为0.7，则调整塔径为1.4m;提馏段塔径的计算提馏段的汽，液相平均密度为：查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为19.22mN/m时的C调整塔径为1.4m，综上，则取塔径为1.4m，空塔气速为0.75m/s5.2 溢流装置 采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长lw取堰长为0.6D，则出口堰高hw由,选用平直堰,堰上液层高度式中 how堰上液流高度，m； ls塔内平均液流量，m3/h； lw 堰长，m； E 液流收缩系数。如右图

22、一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1,则精馏段m提馏段mm5.3 弓形降液管宽度Wd和截面Af由 查右图得：、则有计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积故符合要求。5.4 降液管底隙高度 式中 降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般)取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则5.5 塔板布置边缘区宽度确定取（安定区宽度） （无效区宽度）5.6 开孔区（鼓泡区）面积计算开孔区面积按计算故5.7浮阀塔的开孔率及阀孔排列浮阀数目的确定F1型浮阀的孔径d0 = 0.039 m（F0）c = (u0)c 综合塔板效率、板压降、及生产能力，一般希望浮阀刚刚全开时操作。所以（F

23、0）c=9-12u0 =(u0)c = = 5.367.15m/s取u0=5.6m/s n = = = 276.9=277（个）阀孔的排列塔径D=1.4m，浮阀一般按等边三角形排列，间距75mm核算实际阀孔个数：N =284阀孔气速：u0 = = = 5.51 m/s阀孔动能因数： = u0 =5.51× = 9.24，在9 12之间，故合理。开孔率： = = = 13.3% 在1014%之间，也合理。第六章 塔板的流体力学验算6.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）气体通过一层浮阀塔时的压强降为：其中：-气体通过一层浮阀塔板的压降，Pa； -气体克服干板阻力产生的压强降，Pa；

24、-气体克服板上充气液层的静压强产生的压强降，Pa； -气体克服液体表面张力产生的压强降，Pa。 习惯上，常把压强降折合成塔内液体柱高度表示，所以上式可写为：式中：-与相当的液柱高度，m，； -与相当的液柱高度，m； -与相当的液柱高度，m； -与相当的液柱高度，m。6.1.1 干板压降计算干板压降前，首先确定临界孔速u0c对F1型重阀：u0c = = =3.73 m/s所以u0 >u0c 故浮阀未全开临界速度hc= = = 0.030 m其中： -阀孔气速，m/s； -液体密度，kg/ m3； -气体密度，kg/ m3。6.1.2 板上充气液层阻力一般的经验公式计算：=0.5 0.06=

25、0.03m其中：-板上液层高度，m； -反映上液层充气程度的因数，称为充气因数，无因次。液相为水时，=0.5；为油相是=；为碳水化合物时，=，故可以选择=0.5。 6.1.3 表面张力引起的阻力此阻力很小可忽略阀孔动能因数及开孔率则：hp=0.03+0.03=0.06 m(液柱)故单板压降：= hp = 0.06×811.27×9.81 = 477.5Pa小于所要求的700Pa ，因此满足要求。6.2 液泛验算溢流管内的清液层高度：Hd=hp+hd+hL式中：-与液体流过降液管的压强降相当的液柱高； -板上液层高度，m -上升气体通过一层塔板所相当的液柱高度，m。因为：=0

26、.03m；=0.03m又因为板上装有进口堰：hd=式中：-液体体积流量，m/s -堰长，m -降液管底隙高度，m m故:Hd=0.03+0.03+3.4×10-4=0.06034 m为防止液泛，通常Hd不大于（HT+hw），取校正系数=0.35;则有：（HT+hw）=0.35×（0.38+0.06034）=0.154Hd ,故不会产生液泛6.3 雾沫夹带验算 大塔：泛点率<80% 直径0.9m以下塔：泛点率<70% 减压塔：泛点率<75%泛点率=其中：K-物性系数。对无泡正常系统K=1.0；ZL-板上液体的流经长度，m。对于单溢流塔板ZL=D-2Wd=1.

27、8-2×0.198 = 1.404m；其中D为塔径，为弓形降液管高度；Ab-板上液泛面积，。对于单溢流塔板Ab=AT-2Af=2.543-2×0.1399 =2.263 m2；CF-泛点负荷系数，查图可得CF=0.118。则：泛点率 = 47.0680，可见雾沫夹带均在允许范围内。第七章 塔板负荷性能图塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组

28、成。7.1精馏段7.1.1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。由 得整理得在操作范围内，任取几个值，依上试计算出值，计算结果列于下表Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs0.5830.5980.62690.65780.68267.12 雾沫夹带线 当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故 整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.41832.3252.14

29、2461.935971.762787.1.3 液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰,取上液层高度作为最小液体负荷标准由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。7.1.4 液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得故据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。7.1.5 液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不

30、能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。 令将代入得：Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.154992.09761.95101.67341.24077.2 提馏段7.2.1 漏液线由 、 得整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs0.487590.50300.53180.56270.58747.2.2雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液

31、/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:故 整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.71602.6252.44672.24522.07617.2.3 液相负荷下限线取上液层高度作为最小液体负荷标准由下式得取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。7.2.4 液相负荷上限线以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,得故据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。7.2.5液泛线将代入得：Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.10352.05751.96271.84491.7337第八章 板式塔的结构与附

32、属设备8.1塔体结构8.1.1塔顶空间取HD = 1.0 m8.1.2塔底空间a.由于贮存液量停留3 - 5 min，因此取 5min;b.塔底液面至最下层塔板之间要有1-2m的间距。故：HB = = = 1.14 m因此：可取HB = 1.2 m8.1.3人孔苯和乙苯不需经常清洗，因此可每隔6层设一人孔，故可在实际板中设3个人孔。设人孔处板间距0.7m，人孔直径0.45m所以塔高： =（16-1-3-1）×0.38+1×0.4+3×0.7+1.0+1.2=8.88m8.2 精馏塔的附属设备8.2.1塔主要接管尺寸计算（1）塔顶蒸汽出口管径因是常压操作因此蒸汽流速

33、：u = 15 m/s故： = = 0.3985m=398.5mm所以选择:=426mm×10mm的无缝钢管，流速核算：,u=15.12m/s ,符合1220m/s范围，所以u = 15 m/s可取。（2）回流液管径在重力回流状态下，取u = 0.3 m/s。故： = =0.088 m=88mm所以选择=95mm×3.5mm的无缝钢管，流速核算：，u=0.29m/s，符合0.20.5m/s范围。所以u = 0.3 m/s可取。（3）加料管径由于使用泵输送原料液 所以选取进入流速u=2m/s F = 234.96 Kmol/h MF = xFMA+(1-xF)MB = 0.7

34、602×78+（1-0.7602）×106= 84.71kg/kmol86.8时：苯的密度：912-1.187t=912-1.187×86.8=808.97乙苯的密度：=1060.5故：= = = ；所以选择=70mm×3mm的无缝钢管流速核算： u=2.02m/s 符合1.52.5m/s范围。所以u = 2 m/s可取（4）排液排出管径选取u=0.7m/s所以： =0.13629m；所以选择=140mm×4.5mm的无缝钢管流速核算：，u=0.718m/s ，符合0.51.0m/s范围。所以u = 0.7 m/s可取。（5）饱和水蒸汽管径由于

35、表压在785kPa以下，所以选择u=50m/s 。 水蒸气密度（水蒸汽操作压力为500Kpa） =89mm所以选择=102mm×6mm的无缝钢管流速核算：，u=49.63m/s ，符合4060m/s范围。所以u = 50 m/s可取。（6）辅助设备的选取表4-2 25×2加热管数据 名称公称直径/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格9002.54554名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格270.0480125.2530008.3 设计结果一览表表5-1 浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径D,m1.4板间距HT,m0.45

36、塔板型式单流型弓形降液管空塔气速u，m/s0.7454板上液层高度hl,m0.06浮阀数N，个284等腰三角形叉排阀孔气速u0,m/s5.51阀孔动能因素F09.6孔心距t,m0.075同一横排孔心距排间距t,m0.70阀孔直径，m0.039降液管内的清液高度Hd,m0.06034溢流堰高度hw,m0.0506气相负荷上限（Vs）max3.39气相负荷下限（Vs）min1.05开孔率13.33操作弹性3.23单板压降/m0.06液柱（m）降液管面积，m20.1399降液管宽，m0.198塔顶蒸汽出口管径=462mm×10mm回流液管径95mm×3.5mm加料管径70mm×3mm排液出口管径140mm×4.5mm饱和水蒸汽管径102mm×6mm塔高8.88m人孔45cm×3第九章 换热器的设计1物性特征：混和气体在35下的有关物性数据如下 密度 定压比热容 =3.297kj/kg 热导率 =0.0279w/m粘度 循环水在34 下的物性数据： 密度=994.3/m3定压比热容=4.174kj/kg 热导率 =0.624w/m粘度 9.1 确定设计方案1 选择换热器的类型