化工原理筛板精馏塔课程设计案例

1、吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计题目题目 筛板精馏塔分离苯筛板精馏塔分离苯甲苯工艺设计甲苯工艺设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 材材 化化 08010801 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 0815010808150108 指导教师指导教师 张张 福福 胜胜 20102010 年年 6 6 月月 1414 日日目录摘要.一绪论.二第一章 流程及流程说明.1第二章 精馏塔工艺的设计.22.1 产品浓度的计算.22.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.22.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

2、22.2 最小回流比的确定.32.3 物料衡算 3 2.4 精馏段和提馏段操作线方程.32.4.1 求精馏塔的气液相负荷3 2.4.2 求操作线方程 32.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 32.6 实际板数的计算 32.7 实际塔板数及实际加料位置 . 3第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.53.1 物性数据计算.53.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算.93.3 筛板流体力学验算.133.4 塔板负荷性能图.16第四章 热量衡算.214.1 塔顶气体上升的焓.21VQ4.2 回流液的焓.21RQ4.3 塔顶馏出液的焓.21DQ4.4 冷凝器消耗焓.21CQ4.5 进料的焓.21FQ4.6 塔

3、底残液的焓.21WQ4.7 再沸器的焓.22BQ第五章 塔的附属设备的计算.235.1 塔顶冷凝器设计计算.235.2 泵的选型.245.4 塔总体高度的设计.25结论.27致谢.28参考文献.29主要符号说明 30 摘 要在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为：进料量为 F=85kmol/h塔顶组成为：0.98Dx 进料馏出液组成为：0.5Fx 塔釜组成: Wx =0.03加料热状态:q=1 塔顶操作压强:(表压)101.3kPaP 首先根据精馏塔的物料衡算，求得 D 和 W，通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，

4、继而求得实际板数，确定加料位置。然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图，对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。第二步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。关键词：苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构 塔附属设备下图为连续精馏过程简图： 出料 回流 苯蒸汽塔底绪论绪论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹

5、性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。第一章 流程及流程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

6、用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。 出料苯甲苯混合液 回流 塔底出料 图 1第二章 精馏塔工艺的设计 2.1 产品浓度的计算2.1.1 原

7、料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量=92.13kg/molAMBM产品中苯的质量分数=0.984Dx0.98/78.110.98/78.11 0.02/92.13进料中苯的质量分数=0.54Fx0.5/78.110.5/78.11 0.5/92.13残液中苯的质量分数=0.0350.03/78.110.03/78.11 0.97/92.13wx 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量DW0.54 78.11 (1 0.54) 92.1483.989 kg/KmolM0.984 78.11 (1 0.984) 92.1478.301 k

8、g/KmolM0.035 78.11 (1 0.035) 92.1492.114 kg/KmolFM苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。2.2 最小回流比的确定1.查手册 绘制苯甲苯气液平衡线 x-y 图。2 求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点 e（0.54，0.54）作垂线 ef 即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为 q=y 0.745q x =0.54 最小回流比 minR1.17dqqqxyyx2 倍最小回流比 取操作回流比为minR=2R2.332.3 物料衡算F=85kmol/h 总物料衡算 FWD 85=D+W苯物料衡算 FDWFx =D

9、x +Wx85 0.54=0.984 D+0.035 W联立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h2.4 精馏段和提馏段操作线方程2.4.1 求精馏塔的气液相负荷L=RD=105.4Kmol/hV=(R+1)D=150.6Kmol/h=L+qF=190.4Kmol/hL=V=150.6Kmol/hV2.4.2 求操作线方程精馏段 提馏段2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置由图解法的总板数 NT=13 进料板 NF=6 精馏段 5 块 提馏段 7 块2.6 实际板数的计算（1）板效率 0.2450.49()TLE精馏段平均温度为 86.08 由安托尼方程的精馏段相对挥发

10、度 又有2.560.31L求得精馏段板效率为 52.3% 105. 445. 23xx* 0. 9840. 7x0. 296150. 6150. 6dLDyxVV1190. 439. 771. 260. 00924150. 6150. 6nnWLWyxxxxVV提馏段平均温度 100.63 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.630.289L求得提镏馏段板效率为 52.4%（2）TN实际板数的求取精馏段实际板数 NT=5/0.523=9.6210提馏段实际板数 NT=7/0.524=13.4 14（包括塔釜） 实际总半数为 10+14=24 块板 总板效率 ET=13/2=54.2%2.7 实

11、际塔板数及实际加料位置实际加料板位置=12 块实1FFTNNE精馏段实际板层数=10 jN提馏段实际板层数=14tN第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 物性数据计算3.1.1 操作压力计算（1）塔顶操作压力 =101.3+4=105.3KpaDP（2）每层塔板压降 =0.7 KpaP（3）进料板压力 FDP =P + =105.3+0.7 10=112.3KpaPN 精（4）精馏段平均压力 ()/2(105.3 112.3)/2108.8DFPPPKpa（5）塔底操作压力 =+=105.3+0.724=122.1 KpaWPDPPN（6）提馏段平均压力 Kpa()/2119.3FWPP

12、P3.1.2 操作温度计算 用比例内插法求得操作温度 =90.76Ft92.1-89.4tf-92.10.489-0.5920.54-0.489Ft =81.4Dt81.281.280.128.979 10.9840.979Dt Dt =110.5Wt110.6110.6 106.108.80.0350WtWt精馏段平均温度 86.082DFMttt提馏段平均温度 100.632WFMttt3.1.3 平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算=0.984，=0.95991yDx1x=+（1-）=0.98478.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/KmolVDM1yAM1yB

13、M=+（1-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/KmolLDM1xAM1xBM（2）进料板平均摩尔质量计算=0.763，=0.5627y7x=+（1-）=0.76378.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/KmolVFM7yAM7yBM=+（1-）=0.56278.11+（1-0.562）92.13=84.25kg/KmolLFM7xAM7xBM（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/KmolVjMVDMVFM=（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/KmolLjML

14、DMLFM（4）塔底平均摩尔质量计算=0.035，=0.9118y18x=+（1-）=0.03578.11+（1-0.035）92.13=90.85kg/KmolVWM18yAM18yBM=+（1-）=0.09178.11+（1-0.091）92.13=91.64kg/KmolLWM18xAM18xBM（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/KmolVtMVFMVWM=（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/KmolLtMLFMLWM3.1.4 平均密度计算 4 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 =3Vj（

15、）jVjjP MR tT111. 2580. 8058. 314 （81. 4273. 15）3/Kg m =2.98Vt（）tVttPMR tT119. 0387. 0658. 314 （100. 63273. 15）3/Kg m（2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由=81.4查得Dt=812.5，=807.5A3/KgmB3/Kgm=812.4LD1/（1）/DADBxx10. 984 / 812. 5 （10. 984）/ 807. 53/Kgm进料板液相平均密度计算由=90.76查得Ft=805.5，=801.5A3/KgmB3/Kgm进料板质量分率=0.521Aa7770. 5

16、478. 11（1）0. 5478. 11 （10. 547）92. 13AABx Mx MxM=803.61/（1）/LFAAABaa10. 521 / 805. 0 （10. 521 ）/ 801. 53/Kgm精馏段液相平均密度计算=（+）/2=（812.4+803.6）/2=808LjLDLF3/Kgm塔底液相平均密度计算由=110.5查得wt=772.5，=765.5塔底质量分率A3/KgmB3/Kgm=0.031818180. 03578. 11（1）0. 03578. 11 （10. 035）92. 13AAABx Max MxM311765. 7/（1）/0. 035 / 77

17、2. 5 （10. 035）/ 767. 5LWAAABKgmaa提馏段液相平均密度计算3.1.5 液体平均表面张力计算 依式 计算（1） 塔顶液相平均表面张力计算 由=81.4查得Dt3() / 2（803. 6+765. 7)/ 2=784. 65Kg/ mLtLWLFiiX=19.2mN/m，=20.5mN/mAB=+（1-）=0.9819.2+（1-0.984）20.5=19.221mN/mLDDxADxB（2） 进料板液相平均表面张力计算 由=90.76查得Ft=17.2 mN/m，=20.2 mN/mAB=+（1-）=0.5417.2+（1-0.54）20.2=18.514mN/m

18、LF7xA7xB（3） 精馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.221+18.514）/2=18.87mN/mLjLDLF(4)塔底液相平均表面张力计算 由=110.5查得wt=14.9mN/m，=17.8 mN/mAB=+（1-）=0.03514.9+（1-0.035）17.8=17.69mN/mLW18xA18xB(5)提馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（17.69+18.514）/2=18.102mN/mLtLWLF3.1.6 液体平均黏度计算 4 依式 计算（1）塔顶液相平均黏度计算由=81.4查得Dt=0.31mPa s，=0.33 mPa sAB =+（1-）=0.9

19、84（0.31）+（1-0.984）（0.33）LDDxADxB 得=0.310mPa sLD（2）进料板液相平均黏度计算由=90.76查得Ft=0.29mPa s，=0.31mPa sABiix =+（1-）=0.54（0.29）+（1-0.54）（0.31）LF7xA7xB 得=0.299mPa sLF（3）精馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.310+0.299）/2=0.3045mPa sLjLDLF（4）塔底液相平均黏度计算由=110.5查得wt=0.24mPa s，=0.28mPa sAB=+（1-）=0.035（0.24）+（1-0.035）（0.28）LW18xA18xB=

20、0.278mPa sLW(5)提馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.299+0.278）/2=0.2885mPa sLtLWLF3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率=0.123sjV3600VjVjVM150. 680. 80536003. 03/ms=0.0042sjL3600LjLjLM105. 481. 4636008083/ms由，式中 C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为m axLjVjVjuC0. 2Lj20（）20C20C=0.0560. 50. 50. 536000. 004236008083

21、6000. 12336003LjsjLjhhVjsjVjLLVV取板间距=0.4m，板上液层高度=0.05m，则-=0.4-0.05=0.35m，由史密斯关联THLhTHLh图查得=0.07，则 C=0.07=0.069220C0. 2Lj20（）20C0. 218. 8720=1.13m/sm axLjVjVjuC80830. 073取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.13=0.79 m/sm axuD=1.37m440. 1230. 79SVu按表准塔径圆整后为 D=1.4 m塔截面积=1.5422（1. 4）44TAD2m实际空塔气速为0.799 m/s实STVuA

22、提馏段塔径的计算=0.119stV3600VtVtVM3/ms=0.0041stL3600LtLtLM3/ms由，式中 C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为m axLtVtVtuC0. 2Lt20（）20C20C 60.06940. 50. 536003600hLtstLthVtstVtLLVV-=0.36-0.06=0.3m，由史密斯关联图查得=0.0712THLh20CC=0.059=0.07010. 2Lt20（）20C0. 219. 01320=1.05m/sm axLtVtVtuC取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.05 =0.735 m/sm axuD=1.

23、33 m440. 2420. 636SVu按表准塔径圆整后为 D=1.4 m塔截面积=1.5222（1.4）44TAD2m实际空塔气速为0.778 m/s实STVuA（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度=（-1）=（10-1）0.4=4 mjZjNTH提馏段有效高度=（-1）=（14-1）0.4=5.2mtZtNTH在精馏塔上开 1 个人孔，高度为 0.8m，精馏塔的效高度为 Z=+0.8=10mjZtZ3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径 D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 堰长 Wl取=0.66D=0.631.4=0.924mWl 堰高Wh选用平直

24、堰，堰上液层高度计算如下oWh= oWh取，则 =1E oWh精馏段=0.0183m 板上液层高度=0.065moWhLh=-=0.065-0.0183=0.047mWhLhoWh提馏段=0.0181moWh=-=0.065-0.0181=0.049mWhLhoWh 弓形降液管宽度和截面积dWfA精馏段232. 841000hWLEl232. 841000hWLl232. 840. 0042360010000. 924由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124WlD 6fTAAdWD则=0.0722=0.111，=0.124D=0.1736mfATA2mdW 验算液体在降液

25、管中停留时间=11.73s35s3600fThA HL1故降液管设计合理提馏段由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.066，=0.124WlDfTAAdWD 则=0.066=0.105，=0.124D=0.1721mfATA2mdW验算液体在降液管中停留时间=10.95s35s3600fThA HL故降液管设计合理降液管底隙高度oh=，取=0.15m/soh3600hW oLl uou1精馏段=0.03m/soh36000. 004236000. 9270. 15-=0.017m0.013mWhoh提馏段=0.029moh-=0.0172m0.013mWhoh（2）塔板布置塔板的分块塔径 D

26、0.8m，故塔板采用分块式边缘区宽度 WC=0.075 m，安定区宽度 WS=0.075 m孔区面积计算其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（1.736+0.075）=0.4514m R=D/2WC=1.4/2-0.04=0.665 m孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 do=5mm。筛孔按正三角形排列，去孔中心距 t 为：t=3do=35=15mm筛孔数目 n 为： 塔板开孔区的开孔率为22od0. 005= 0. 907= 0. 907= 10. 1%t0. 015开孔率在 515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段：SjSjo实

27、0VV0. 255u= 12. 4m/ sA0. 1010. 983aA提馏段：StSto实0VVu= 11. 81m/ sAaA3.3 筛板流体力学验算3.3.1 塔板压降（1）干板阻力 hc由 do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772由得20Vc0Luh= 0. 051c 222-1axA = 2 x R - x+Rsi n180R222-12a0. 199A= 2 0. 199 0. 315 - 0. 199+0. 315si n () = 0. 983m1800. 315a21. 155n =A= 5030个t精馏段： 2cj12. 43h= 0. 051

28、= 0. 048m 液柱0. 772808提馏段： 2ct11. 812. 89h= 0. 051= 0. 044m 液柱0. 772785. 758（2）气流通过液层的阻力计算1h由 SjajTfVu= 0. 86m/ sA - AStatTfVu= 0. 857m/ sA - A气相动能因数 Fo 查充气系数关联图得=0.581122ojVjF = u= 1. 49kg/s. mj 查充气系数关联图得=0.561122otVtF = u= 1. 47kg/s. mt精馏段：=hL=0.038m 液柱1jhj提馏段：=hL=0.0372 m 液柱1tht（3）液体表面张力的阻力的计算h精馏段

29、：LjjLi04h= 0. 0019m 液柱gd提馏段：LtLt04h= 0. 00197m 液柱gdt气体通过每层塔板的液柱精馏段：0.0879m 液柱PjC jLjjhhhh提馏段： 0.0865m 液柱气体通过每层塔板的压降精馏段：PjpjLjP= h g = 0. 08798089. 81 = 696. 7Pa 700PaPtC tLtthhhh提馏段：PtptLtP= h g = 653. 4Pa 700Pa符合设计要求。3.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3.3.3 液沫夹带液沫夹带量3. 265. 710aVLTf

30、ueHh根据设计经验，一般取=2.50.065=0.16m2. 5fLhh精馏段： 提馏段： 3. 2-6-35. 7100. 856= 0. 0178Kg液/ Kg气 0. 1Kg液/ Kg气0. 4 - 0. 1619. 01310故本设计中液沫夹带量 ev在允许的范围内。3.3.4 漏液对筛板塔，漏液点气速o,m i n0LLVu= 4. 4C (0. 0056 + 0. 13h - h )精馏段：3. 2-6ajvjLjTfu5. 710e=H - h3. 2-6-35. 7100. 86= 0. 018Kg液/ Kg气2,m ax,m i n0. 433. 0280. 142ssVV

31、由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。并查得Vs，min =0.13/s Vs，max =0.43/s3m3m提馏段操作弹性为：2,m ax,m i n0. 433. 3080. 13ssVV由上知设计合理。222/ 30. 148860. 272. 825stststVLL第四章 热量衡算表 8 不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热物性数据温度（）（PAC）/（）KJKm ol（PBC）/（.)KJKm ol/ArKJKg/BrKJKgtD81.499.81125.03394.8379.4tF90.76103.25128.23390.23372.5tW

32、110.5107.31134.43387.62368.534.1 塔顶气体上升的焓VQ=VQVDP DDDVM CTVr M=6.1610/KJh4.2 回流液的焓RQ ，PDPDDDCCTT=0.98RQLDPD DLM C T610/KJh4.3 塔顶馏出液的焓DQ=0.87DQLDPD DD M C T610/KJh4.4 冷凝器消耗焓CQ=-=4.25CQVQRQDQ610/KJh4.5 进料的焓FQ=0.89FQLFPF FFM C T610/KJh4.6 塔底残液的焓WQ=0.59WQLWPW WW M C T610/KJh4.7 再沸器的焓BQ全塔范围列衡算式塔釜热损失为 10%

33、，则=0.9，设再沸器损失能量损0. 1BQQ+=+ BQFQCQWQ损QDQ加热器实际热负荷0.9=+-BQCQWQDQFQ得 =4.82BQ610/KJh第五章 塔的附属设备的计算5.1 塔顶冷凝器设计计算5.1.1 1.选择换热器的类型 ：两流体温度变化情况：热流体为饱和苯甲苯温度为：81.4；引用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为 20，出口温度为 38，该冷却水用冷却水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大 考虑到此因素，故采用浮头式管壳换热器 2.流程安排：由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以应使冷却水走管程，被冷

34、凝液（热流体）走壳程，以便排出冷凝液。5.1.2 确定物性数据表 9 两流体在定性温度下的物性数据表流体物性定性温度（）密度（Kg/m3）黏度（mPas）比热容（ kJ/kgK）导热系数 （W/mK）苯和甲苯80.362.950.3071.9550.130冷却水299960.8944.1790.6055.1.3 传热面积的计算（1）计算逆流平均温度: 对于逆流传热：=80.36 =81.41T2T=20 =381t2t=-=60.36， =-=23.41t1T2t2t2T1t m51.39T （2）选 K 值并估算传热面积查文献初选 K=700w/m2K,则 A=32mQ283. 61110=

35、 24. 4mKt70055. 165.1.5 初选换热器型号采用 FA 系列的浮头列管换热器，初选用 FA-800-245-25-（4） ，性能参数如下：实际面积 A/m2245管程/m20.0618管子数 NT700折流板总数 Nb27管长/m6圆缺高21.6%5.2 泵的选型(1) 进料泵的实际流速 1. 53/Fum s 提升压头=0.113m设料液面至加料孔为 6m，=0.6 取 90弯头le/dF=35 le=35dF=350.02=0.7m料液 3808./Fkgm-3F= 0. 3110 Pas =79757.45为湍流410-0. 25= 0. 316R e= 0. 0189

36、jDP = P - P = 105. 13 - 101. 3 = 4KPa在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程 =所以油泵型号为 : IS50-32-200221. 53229. 81FuhgFFF-3Fd u0. 021. 53808R e =0. 31102FFFul + l eH = (+)= 2. 39md2g22FFfFuPH ezHgg 808231. 534 106+2. 39=9. 013m2 9. 819. 81表 11 离心泵性能表型号IS50-32-200流量（m3/h）7.5扬程 m12.5配带5.5功率（Kw）轴3.54转速2900效率48%结构单级5.5 塔总体高度

37、的设计（1）塔的顶层空间的高度 取 =0.6m DH（2）塔的底层空间的高度塔釜釜液停留时间取 5min，塔径 D=1.4m塔底空间高度 22514. 76600. 151. 421. 540. 65LWBLWW MHD（3）塔顶的封头高度 =3.73m 1H（4）裙座高度 =3.82m（5）隔 8 块板设一个人孔共 26 块板设 3 个人孔孔径 450mm塔体总高度 =（24-12-3-1）0.4+120.6+30.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m12(1)FpTFFpPDBHNNnHN Hn HHHHH2H结论计算数据项目符号单位精馏段提馏段各段平均压强Pkpa108.8119.3各段平均温度t0C86.08100.63气相Vsm3/s0.1230.121平均流量液相LSm3/s0.00420.0045实际塔板数N块1014板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm4.05.2塔径Dm1.41.4空塔气速um/s12.411.92塔板液流型式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长LWm0.9240.922堰高hwm0.0470.044溢流装置溢流堰宽度Wdm0.0750.075板上清液层高度hLm0.0650.065孔径d0mm55项目符号单位精