丙酮-水化工原理课程设计

1、实用标准文案35%;99%;不大于0.04;F=2000kg/h;塔顶压强为常压 泡点；1 .设计方案简介1.1 设计方案的确定本设计任务为分离丙酮一水混合物提纯丙酮，采用连续精储塔提纯流程。设 计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔内。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。该物系属易分离物系，回流比较小，故操作回流比取最小回 流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.2 操作条件和基础数据进料中丙酮含量（质量分率） 产品中丙酮含量（质量分率） 塔釜中丙酮含量（质量分率） 进料量操作压力

2、进料温度文档大全2 .精储塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量Ma =58.08 kg/kmol水的摩尔质量Mb =18.02 kg/kmol0. 35/ 58. 08XF =0. 35/ 58.08 0. 65/ 18 02=0.143Xd0.99/ 58 080.99/ 58.08 0. 01/ 18.02=0.968Xw:0. 04/ 58. 080. 04/ 58. 08 0.96/ 18.02=0.0132.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.143X 58.08+ (1-0.143)又 18.02=23.75kg/kmolMd=0.968X

3、 58.08+ (1-0.968) x 18.02=56.80kg/kmolMw=0.013X 58.08+ (1-0.013) X 18.02=18.54<g/kmol2.3物料衡算原料进料量为2000kg/hF=2000/27.51=72.70kmol/h总物料衡算72.70=D+W丙酮的物料衡算72.70X 0.143=0.968D+0.013W联立解得D=9.90W=62.803 .塔板数的确定3.1 理论塔板数Nt的求取3.1.1 求最小回流比及操作回流比丙酮-水是非理想物系，先根据丙酮-水平衡数据(见下表1),绘出平衡线, 如下图所示。表1 丙酮一水系统txy数据沸点t/ c

4、内酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由表1数据可作出t-y (x)图如下t-V(x)由表1数据作出相平衡y-x线图a X1 (a - 1) X所以% 14=7.055得出相平衡方程:7.055X16.055X得 0c 二 y(X1)X( y-1)由表计算得:

5、“1=38.31/8=5.71“2=34.58“9=4.20“3=32.35“10=3“4=27.59“11=2.18“5=17.39“12=1.60“6=11.56“13=1.33“7=7.99“14=1.20泡点进料，所以q=1, Xe=XF=0.143代入相平衡方程，得到ye=0.541所以 Rm._Xd-丫，_ 0.968 - 0.541_ 1.073y e-x e 0.541 - 0.143初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍即R=1.5RU=1.5 X 1.073 = 1.613.1.2 求精储塔的气、液相负荷L= RD= 1.61 9.90 = 15.94 kmol/hV

6、=(R 1)D =(1.611) 9.90 = 25.84 kmol/hL' = LF = 15.9472.70 = 88.64 kmol/h' _ _ _ _ V = V = 25.84 kmol/h3.1.3 求操作线方程精储段操作线方程为，xDxD幽V V 25.8425.840. 968 = 0.617x 0.371提储段操作线方程为.'LW88.6462.800. 013 = 3.43 x 一0.0316X - - xW = XVV25.8425.843.1.4 捷算法求理论板层数求最少理论塔板数NU和NninlNnin 1gxDIN1 - x D1 - xW

7、 “ /lgXW Ja = lg0.9681 -。013/lgI ,1 - 0.9680.0137. 0553. 96Nminl = lgx2-_ 1 - xD ./ /lg xFa = lg,0.9681 - 0.143'/lg 7. 055I' 1 - 0.9680.143= 2.66捷算法求理论塔板数解得R - RminR 1=0.75 1N =13.51.61 - 1.0731.6110.206X0.5668 ).= 0.75 1 - 0.2060 5668 ) = 0.658N - NminN 1N - 3.96N 10.658（包括再沸器），取14块根据式NiN m

8、iniN minNiNmnN min9.07取10块y1 =0.96 8x1=0.81yB= 0.032xb=0.19yF=0.541yB=0.459xb=0.857yw=0.085yB=0.915xb=0.987所以加料板可设在第10块3.2 求取塔板的效率用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算: 根据丙酮一水系统tx(y)图可以查得：t d = 56. 52(塔顶第一块板)xD = 0.968设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：yA =0.968 xa=0.81可得：“AB (D) = A =7.10yB/x btF = 64.6 C (加料板)xf =0.1

9、43假设物质同上：yA=0.541xa =0.143yA/x A八八口付a AB ( F) = ； =7.06YbIx bt w = 90 C (塔底)xw=0.013假设物质同上：yA=0.085xa =0.013y A/x A口行.ocab(W = =7.05yjx b所以全塔平均挥发度：a =7.055=60.55 C精储段平均温度：T = TD + TF2查物性常数表(如表2):表2.水和丙酮的性质温度5060708090100水粘度 mPa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度 mPa0.260.2310.2090.1990.1790.160水表面张 力67

10、.766.064.362.760.158.4丙酮表面 张力19.518.817.716.315.214.3相对密度10.7600.75010.7350.7210.7100.699水密度998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮密度 758.56737.4718.68700.67685.36669.9260.550C 时,n 水=0.469 mPa s1丙酮=0.231 mPa s精所以- 、, xi = 0. 4 6 50. 4 4 3 0. 2 3 00. 5 5 70 . 33 mPas查850C时,丙酮-水的组成y7K =0.175x 水=0.7 57 y 丙酮=0

11、.82 5 x丙酮=0.24 3所以ET(精)=0.49 3. 5 8 )00.52 155= 0.42同理可得：提留段的平均温度TW + TF = 77.3 C查表可得在77.30C时 ET（提）=0.423M. 5 8 )0 0 32 3 56=0.4683.3 求实际塔板数Np=*由ET得,实际塔板数为30块精储段实际板层数N精=10/ 0, 468= 21.4 ,取 22 块提储段实际板层数N提=4 / 0. 468=8.54，取 9 块4 .精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力计算塔顶操作压力：PD =101.3+4=105.3kPa ；每层塔板压降：AP=0.7kP

12、a；进料板的压力：PF =105.3 + 4x50 =140.32kPa ；塔底的压力：PW =105.3 4 62 =148.72kPa(1)精储段平均压力：Pm1 = PD *PF =122.82kPa2(2)提储段平均压力：Pm2 =正上嵬=144.52kPa24.2 操作温度计算塔顶温度tD = 56. 5 C进料板温度t f = 64.6塔底温度t w = 90 c(1)精储段平均温度为：tm = TF = 60.55C 2(2)提储段平均温度为：tm2 = TW + TF = 77.3 C m224.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量：由 Xd =y =0.968,查平衡曲线(

13、x-y 图)，得 x1 = 0.81MVDm = 0. 96858. 08( 1 - 0. 968 )18 . 02 = 56 . 80 kg / kmolMLDm = 0. 8158 . 08( 1 - 0. 81 )18 . 02 = 5 0.47 kg / kmol进料板平均摩尔质量：由Xf =0. 143 , 查平衡曲线(x-y图)，得yF = 0.541M/Fm = 0. 54158. 08(1 - 0. 541)18. 02 = 39.69 kg / k mo lMLFm0. 14358. 08(1 - 0. 143)18. 02 = 23.75 kg / k mo l塔底平均摩尔

14、质量：由xw = 0.013 , 查平衡曲线(x-y图)，得yw = 0. 085MVWm oQ. 08558. 08(1 . 0. 085)18. 02 : 21.43 kg / kmolMLwm: 0. 01358. 08(1一 0. 013)18. 02 : 18.54 kg / k mo l(1)精储段平均摩尔质量：MVm1=(56.8039.69 )2=46.75kg/k molMLm1=(50.4723.75 )2=37.11kg/k mol(2)提储段平均摩尔质量：Mm2=(46.7539.69)2=58.22kg/kmolMLm2u(18.5423.75 )2-21.15kg/

15、kmol4.4 平均密度的计算4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，(1)精储段气相平均密度为:1Vmi =%M/m-RTmT122.82 46.758. 314 (60.55273. 15)=2.30 7kg/m(2)提储段气相平均密度为:、PmMm2:Vn2 =RT22.89 kg/m3144.52 58.228. 314 (77.3273. 15)4.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1PLm 二、aii塔顶液相平均密度：由t D =56. 5七，查表2得，:A = 7 4 9. 3g8/ m3:B = 992.4 kg / m3aA =0. 968 58

16、. 080.968 58.080.032 18. 020.990pLDm10.968/749. 380. 0 3 299 2 .4= 7 5 5. 3g0/ m3进料板液相平均密度:由tF = 64.6 C ,查表2得,7A = 72 7 . / m3：B = 98 0.2 kg / m3进料板液相的质量分率0. 143 58. 080. 14358. 080. 85718. 020 . 3500.143/727. 840. 857 980. 20= 93 3. 90 m3塔底液相平均密度:由t w = 90 C ,查表2得,二'A 7 785.36 kg / m3Pb = 965.3

17、 kg / m30.0410.013 58.080.01358.080.98718, 02p- Lwm= 9 62. 4g3 / m30.013/785. 360. 9 8 796 5 . 3(1)精储段液相平均密度为：Lm1 = (755.30933.90 ), 2 = 844.6 kg / m3(2)提储段液相平均密度为：Lm2 =(962.43933.90 ) 2 = 948.17 kg / m34.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即二 Lm = " Xi；i塔顶液相平均表面张力：由t D =56. 5七，查表2得，二 A 19 19. 39mN/ mcB

18、= 66. 98 mN/m二LDm = 0. 96819. 390. 03266. 98 =. 20.91 mN/ m进料板液相平均表面张力：由tF = 64.6 C ,查表2得，;A = 18.23 mN/ mcB = 65.02mN/ m；LDm = 0. 14318. 230. 85765. 02 = 58.33 mN/ m塔底液相平均表面张力：由t W = 90C ,查表2得，二A = 15.2 mN / mcB = 60.1 mN/ m二LWm = 0. 01315.20. 98760.1 = 59.52 mN/ m(1)精储段液相平均表面张力为：二Lm1 = (20.9158.33

19、 ). 2 = 39.62 mN/ m(2)提储段液相平均表面张力为：二 Lm2 =(59.5258.33 ). 2 = 58.93 mN/ m4.6 液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即lgLm 八 X lg )塔顶液相平均粘度：由t D = 56. 5七，查表2得，.LA = 0. 260mPa s,B = 0.55mPaslg LDm = 0. 986 lg( 0. 260)0. 032 l g 0. 5 5 2解出 LDm = 0. 266mPa - s进料板液相平均粘度：由tF = 64.6 C ,查表2得,/a =0. 217mP sb = 0.428 mPa s1gLFm

20、 = 0. 143lg( 0. 217)0, 8571g( 0.428)解出 L Wm = 0 . 3 8mp a S塔底液相平均粘度：由tF = 90C ,查表2得，a = 0. 179mP s,b = 0.3imPas1g LFm =0. 013g Q 179 0.987g 0, 318解出 L Wm = 0 , 3 m6° a S精储段液相平均粘度为：Lm =( 0.2660,428) 2 = 0. 0.347 mP a s提储段液相平均粘度为：Lm =( 0.3180.428). 2 = 0, 0.373 mPa s5.精储塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算5.1.1 精

21、储段塔径的计算精储段的气、液相体积流率为VMVm3 6 0Qm2 5 . 8 4 46. 75 =0 .36 0 0 2. 0 73,1 602/sLMLm3 6 0%19. 9437.113 6 0 0 8 44 . 6=0.0 0 0 2O43/S_0.2式中C由式C=C20（" i计算，式中C20由图3 （史密斯关系图）查得, 20图3史密斯关系图B9蓬嘱: W63Niami!iii：*3 .6"I1%-h 7sMSO图的横坐标为L 匹 Y2 _ 0. 000243VT 加-0.1621J844.6、2= 0.03取板间距Ht = 0.40m,板上液层高度7 = 0.

22、06m ,则HT -hL =0.40-0.06 = 0.34m查图（史密斯关系图）得C20 = 0.0700. 2c"八 ,39.62、0. 070 J =0.08、20 )=1. 6 1m/ s844.6 2. 07Umax = 0. 08、2. 07取安全系数为0.7,则空塔气速为u = 0. 7Umax = 0. 71. 614 = 1 . 1 m/sc4Vs4 0.162D0 . 4 2n7；二u, 3. 1 4 1.13按标准塔径圆整后为D=0.4m塔截面积为二 23. 1422At = 一 D = 0 . 4 = 0 . 1 2n644实际空塔气速为乂 0.162,u =

23、 = 1 2m/sA 0.126'5.2 精储塔有效高度的计算精储段有效高度为Z精=（N精1） HT =（22 1）父 0.40 = 8 . 4m提储段有效高度为Z 提=（N 提一1） HT =（9 1）父0. 4 =3. m故精储塔的有效高度为Z Z精+Z提=8. 4 + 3. 2 11. 6n5.3 精微塔的高度计算实际塔板数n = 30块；进料板数n f = 1块；由于该设计中板式塔的塔径 D < 800mm无需设置人孔进料板处板间距HF =0.5m ;为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距Hd =1.7Ht =1.7x0.40 = 0.68m；塔

24、底空间高度Hb -1.2m封头高度Hi =375mm；裙座高度H2 =1000mm。故精储塔的总高度为H = (n nF 1) Ht + nF Hf + Hd + Hb + 2Hl + H2= (30 - 1 - 1) 0, 40 10. 500.681, 2020.375 1. 00= 15.33m6 .塔板主要工艺尺寸的计算6.1 溢流装置计算因为塔径0.4m, 一般场合可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：6.1.1 堰长 lw取 lW = 0. 66D = 0. 660.4 = 0 . 2 6n46.1.2 溢流堰高度hw由hw = hL - hOW选用平直堰，土!上液

25、层高度how由下式计算，即how2.84 E1 0 0 0 Uw近似取E=1,则2 3h 2.84 E Lh hOwE1000 lw注1 10002 30. 000243 父 3 60 0 八一” 0 =0.0063m0. 264取板上清液层高度hL =60mm故hw - hL - how - 0. 06 - 0. 0063 : 0. 054m6.1.3 弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由 如=0.66D查图4 （弓形降液管的参数），依式A- =o.o 7 2AtWd d =o.12DA = o. o72Ar =o. o72 o.126 = o.oo9 m2w = o. 12D = o. 12

26、 o . 4= o. o4m36ooAf H T Lh验算液体在降液管中停留的时间，即3600fHr36oo o. oo9 o.4o , 二 1 4.o. ooo243 36oo81 5s故降液管设计合理。6.1.4降液管底隙高度hohoLh3 6Ol0Uouo= 0.08m/shoLh3 6OlOuoo.ooo243 36oo36oo o.264 o.。8o.oomhw - ho = o.。54 - o.oi 1 5= o. o4 2m .故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hW = 60mm6.2 塔板布置6.2.1 塔板的选取因为D = 400mm故塔板采用整块式6.2.2 边

27、缘区宽度确定r取 vy =vy = 0.02m, W = 0.01m6.2.3 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即，222r22 jr . 1 xAa =2 xVr x +sin 一I180 r其中 x = D _(W W)= °4-(0. 04 8 0. 02) = 0. 1 3r2 22D0.4r = _ _VC =_ 0.01 = 0. 19m 22故Aa = 2 m (0.132v,0. 192 - 0. 1322 + 3.14 " 0. 1)sin01132) =0.09m21800. 196.2.4 筛孔计算及其排列 本次所处理的物系无腐蚀性，可选用 3

28、 =3mm碳钢板，取筛孔直径d0 = 5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为3d0 = 35=15mm筛孔数目n开孔率为1.155 Aa0.907"2气体通过阀孔的气速为u。Vs1. 1550. 0920. 0152: 0. 907=462 个20.005 'I = 10. 1%0.015 0.162 =17. 812/s 0 . 0 9 0. 1 0 17 .筛板的流体力学验算7.1 塔板降7.1.1 干板阻力hc计算 干板阻力hc由下式计算，即h =0.0 5 1u0 cCo由do传=5/3 = 1.67 ,查图5 （干筛孔的流量系数图）图5干筛孔的流量系数图得，c0

29、=0.7722故 hc = 0. 051 1 7.82 1 f 2. 07 ) = 0. 067 m 液柱c0.772 i、844.6 i7.1.2 气体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力hi由下式计算，即Ar - A0.1620.126 - 0. 009=1.38 m/ sF0 =ua . 1V = 1.38 .2.07 = 1.985kg 12/( s m12)图6充气系数关联图查图6 (充气系数关联图)得：一：二0.57故 hl = PhL = P(hW + hOW) = 0. 57(0. 054 + 0. 0063) = 0. 034 m 液柱7.1.3 液体表面张力的阻力h0计

30、算液体表面张力所产生的阻力h0由下式计算,即he=0. 0038 m#柱4c L _439.6210与:Lg& _ 84 4.69810. 005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp = hchlh 二hp = 0. 0670. 0340. 00 38 = 0.105 mm夜柱p气体通过每层塔板的压降为P = hp PLg = 0. 105 X 844.6 M 9. 81 = 669.98 Pa < 0. 7k Pa(设计允许值)7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径( D = 0.4 m < 2m)和液流量 (Ls = 0. 000243m3

31、 / s )均不大，故可以忽略液面落差的影响。7.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 63.25.7x10 UaeV =-；L LH t - hfhf =2.5hL =2.5 0.06= 0.15m故 63. 25. 7 x 10-1.38' 八 cc-、一L 八.、江一eV = t = 0. 034kg攸 / kg气 < 0. 1kg攸 / kg 气39.62 x 10- © 40 0. 15 ;故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。7.4漏液对筛板塔，漏液点气速U0,min可由下式计算，即U0,min = 4. 4C00. 0056 + 0. 13hL hf

32、FL/ 口= 4.4 0. 772 ( 0.00560. 13 0.06 - 0.0038)844.6 / 2. 07=6. 72m/ s实际孔速U0=17.82 m/ S . U0,min稳定系数为U。U0, min1 . 5 ： K :二 217.821.656. 72故在本次设计中无明显漏液。7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即Hd M (Ht hw)丙酮-水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取邛=0.6,则(Hthw) = 0.6 ( 0.40 0 . 054) = 0.27m而 Hd =hp h. hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即hd =0.

33、153(u0 )2 =0.153 (0.08)2 = 0.00098m液柱Hd = 0. 1050.060. 00098 = 0 166mg柱0. 131m = Hd < (Hthw) = 0. 27m故在本次设计中不会发生液泛现象。8.塔板负荷性能图8.1漏液线U0,min =4.4C° (0.00560.13hLh；)LVVs,m i n u0,m i n=AhL - hW ' hOWhow2.84E1 00 0 lwVs, min=4.4C0A0.0056 . 0.13 %1000 - iLW-hjPL/Pv=4.40.7720.1010.092. 840. 00

34、56 + 0. 13 0. 054 + 父 1 父 10003600 Ls0.264- 0.0038 &4.6/2.072 3整理得Vs,mi n= 0. 031V2. 67 + 8 5 . L9在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2表7Ls,m3 / s0.00060.00150.00200.0025Vs ,m3 / s0.05620.06040.06230.0639由上表数据即可作出漏液线，如下图所示漏液线8.2液沫夹带线=0.1kg液/ kg气 为限，求VsLs关系如下:eV 二5.7 10-6UaUaA -Ahf。2ht -h jVs0.126 -

35、0.009= 2.5d = 2.5(hwhow)=8.54Vs=0. 054how2110 0 02 33 6 0© 2.，3-=1 . 6L2o 2 64整理得hfHteV0. 1354 .-hf =0. 2655. 710 一639.6210 学2 30L5.2 3- 4.05 Ls8 . 5V42； 30. 2 6 5- 4 . 0"2 30 . 2 4 3. 6L63. 2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。表8Ls,m3/s0.00060.00150.00200.0025Vs ,m3 / s0.2140.1920.1820.173由

36、上表数据即可作出液沫夹带线，如下图所示液沫夹带线8.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how = 0.006m作为最小液体负荷标准。则how/ 、232.84 l 3600LsE s1000 i lw )-0.006.006 10000.264278436003=0.00023m3 / s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线38.4 液相负荷上限线以日=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即rAfHT 44 二二 4LsLs , maxAf Ht0. 0090. 403=0. 0009 m3 / s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 o8.5 液泛线令

37、 = (Ht M)由H d = hp hL hd ; hp = hc hl hc; hl = : hL; hL = hW hOW联立得 Ht (;：- : -1)hW =(- 1)hOW hc hd he忽略ha,将how与Ls,hd与Ls ,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得aVs2 'b cLs2 -d Ls23式中 a，二学区)(A0c0 ) ilb = Ht ( - -1)hwc =0.1 5 3flwho)23d =2.84 10 E(1P)*3.lW将有关的数据代入，得0. 051/2. 07 1T I = 2(0. 101 M 0.09 X 0. 772 ) <8

38、44 . 6b - 0.6 0. 40 (0. 6 - 0. 57 - 1) 0. 054 - 0. 1 8 80. 1532.40c -2"(0.2640. 0115 )223d ' = 2. 84 M 10M 1 M(1 + 0. 57) 3 6 0 0= 2 . 54 510 . 2 6,4222 32.54 Vs= 0. 188 - 2.40 Ls- 2 . 5 4L52,2上23Vs= 0. 0 74 0. 9- 1. 0 (L2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4表9. 一 3 /Ls,m /s0.00060.00150.00200.

39、0025Vs,m3/ s0.2590.2470.2410.236由上表数据即可作出液泛线，如下图所示液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A,连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。由图可查得Vs,max= 0. 25r1 / sVs,mi n = 0 . 2m3 / s故操作弹性为VS,max 0.25 1(/=1.14“mi n 0.229 .主要接管尺寸计算9.1 塔顶蒸汽管的管径计算由于塔顶操作压力为4kpa,故选取 uv =l5.00m/s ,贝Udv41s40.1620.117m

40、3. 1415.00圆整直径为dv = 360 5mm9.2回流液管的管径计算冷凝器安装在塔顶，故选取uD = 0.35m/s,则dD4 x 0. 000243 3. 140. 35=0. 030m圆整直径为dD = 89 5mm9.3进料液管的管径计算由于料液是由泵输送的，故选取uF=2.00m/s；进料管中料液的体积流量FMLFm72.70 x 23.753600 ：LFm _ 3600933.90=0. 00051rm / sdF4 0. 000513. 142. 00=0. 018m圆整直径为dF = 48 4mm9.4釜液排出管的管径计算釜液流出速度一般范围为0.501.00m/s,

41、故选取uW = 0.80m/s；排出管中料液的体积流量网惭3600 :LWn62.80418.543600962.43: 0. 00034 m3 / sd W40. 000343. 140.8 0=0. 023m圆整直径为dw = 353mm10 .塔板主要结构参数表所设计筛板的主要结果汇总于表10表5筛板塔设计计算结果参数表序号项目数值1平均温度tm , C60.552平均压力Pm, kPa122.823气相流量Vs, (m3/s)0.1624液相流量Ls, (m3/s)0.0002435实际塔板数306有效段高度Z, m11.67塔径D, m0.408板间距Ht, m0.409溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长1w, m0.26412堪同hW, m0.054