化工原理课程设计分离苯甲苯筛板精馏塔的设计

化工原理课程设计

分离苯甲苯筛板精

僧塔的设计

Xx学院

化工原理课程设计

题目分离苯-甲苯筛板精储塔的设计

系（院）化学与化工系

专\山应用化工技术

班级级5班

学生姓名

学号

指导教师

职称

6月6日

设计任务书

（-）设计题目

试设计一座苯-甲苯连续精储塔,要求年产纯度为£2%的苯2

万吨/年,塔顶憎出液中含苯不得低于£2%,塔釜憎出液中含苯不得

高于2%,原料液中含苯四%。（以上均为质量分数）

（二）操作条件

1）塔顶压力常压

2）进料热状态自选

3）回流比自选

4）塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）

5）单板压降＜0.7kPa

（=）塔板类型

自选

（四）工作日

每年工作日为300天,每天24小时连续运行（7200小时）。

（五）设计说明书的内容

1.设计内容

⑴流程和工艺条件的确定和说明

⑵操作条件和基砧数据

⑶精憎塔的物料衡算；

（4）塔板数的确定；

(5)精福塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

(6)精憎塔的塔体工艺尺寸计算；

⑺塔板主要工艺尺寸的计算；

(8)塔板的流体力学验算；

⑼塔板负荷性能图；

(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取(进料管、回流管、釜液出

□管、塔顶蒸汽管、人孔等)

(11)塔板主要结构参数表

(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2.设计图纸要求：

1)绘制生产工艺流程图(A3号图纸)；

2)绘制精储塔设计条件图(A3号图纸)o

目录

1.流程和工艺条件的确定和说明..............

2.操作条件和基础数据......................

2.1.操作条件.............................

2.2.基础数据............................

3.精储塔的物料衡算........................

3.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率.…

3.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

资料内容仅供参考，如有不当或者侵权，请联系本人改正或者删除。

3.3.物料衡算..............................

4.塔板数的确定..............................

4.1.理论塔板层数NT的求取...............

4.1.1.绘t-x-y图和x-y图...............

4.1・2.最小回流比及操作回流比的确定….

4・1・3.精恒塔气、液相负荷的确定......

4.1.4.求操作线方程....................

4.1.5,图解法求理论板层数.............

4.2.实际塔板数的求取.....................

5.精储塔的工艺条件及有关物性的计算........

5.1.操作压力计算..........................

5.2.操作温度计算..........................

5.3.平均摩尔质量计算.....................

54平均密度计算...........................

5.4.1.气相平均密度计算...............

5.4.2.液相平均密度计算...............

55液体平均表面张力计算.................

5.6.液体平均黏度计算.....................

5.7.全塔效率计算.........................

5.7.1.全塔液相平均粘度计算...........

5.7.2.全塔平均相对挥发度计算.........

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5.7.3,全塔效率的计算.....................

6.精储塔的塔体工艺尺寸计算...................

6.1.塔径的计算................................

62精储塔有效高度的计算....................

7.塔板主要工艺尺寸的计算......................

7.1.溢流装置计算..............................

7.1.1.堰长Ivv..................................................

7.1.2.流高11^,hw......................................

7.1.3.弓形降液管宽度Wd和截面积Af……

7.1.4.降液管底隙高度ho..............................

7.2.塔板布置...................................

7.2.1.塔板分布............................

7.2.2.边缘区宽度确定.....................

7.2.3,开孔区面积计算.....................

7.2.4.筛孔计算及其排列..................

8.筛板的流体力学验算...........................

8.1.塔板压降...................................

8.1.1.干板附力儿计算....................

8.1.2.气体经过液层的阻力hi计算.......

8.1.3.液体表面张力的阻力上计算.......

8.2.液面落差...................................

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8.3.液沫夹带............................

8.4.漏液.................................

8.5.液泛.................................

9.塔板负荷性能图..........................

9.1.漏液线...............................

9.2.液沫夹带线..........................

9.3.液相负荷下限线......................

9.4.液相负荷上限线......................

9.5.液泛线..............................

10.主要工艺接管尺寸的计算和选取...........

10.1.塔顶蒸气出口管的直径dv.........................

10.2.回流管的直径dR..........................................

10.3.进料管的直径dF..........................................

10.4.塔底出料管的直径dw................................

11.塔板主要结构参数表.....................

12.设计实验评论...........................

13.收获与致谢..............................

14.参考文献................................

15.附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）

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1.流程和工艺条件的确定和说明

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离,

应采用连续精憎流程。设计中采用泡点进料,将原料液经过预热器

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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储

耀。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L4倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至

储罐。

2.操作条件和基础数据

2.1.操作条件

塔顶压力常压IO1.325kPa

进料热状态泡点进料

回流比L6倍

塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）

单板压降＜0.7kPaj

2.2.基础数据

进料中苯含量（质量分数）40%

塔顶苯含量（质量分数）97%

塔釜苯含量（质量分数）2%

生产能力（万吨/年）9.7

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3.精储塔的物料衡算

3.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率

苯的摩尔质量Mi=78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol

0.4/78.11

XF==0.440

0.4/78.11+0.6/92.13

0.97/78.11

XD==0.974

0.97/78.11+0.03/92.13

0.02/78.11

xW=0.02/78.11+0.98/92.13=0,024

3.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

用尸0.440x78.11+(1-0.440)x92.13=85.96kg/kmol

MD=0.974x78.11+(1-0.974)x92.13=78.47kg/kmol

Mvv=0.024x78.11+(1-0.024)x92.13=91.79kg/kmol

3.3.物料衡算

9722

生产能力F二=113.10kmol/h

85.96

总物料衡算〃3.，庐D+W

苯物料衡算113.10x0.440=0.974D+0.02W

联立解得

0=49.79kmol/h

W=63.31kmol/h

4.塔板数的确定

4.1.理论塔板层数NT的求取

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苯一甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。

4.1.1.绘t-x-y图和x-y图

由手册U］查的甲醇■水物系的气液平衡数据

表一苯一甲苯气液平衡［苯(101.3KPa)/%(mol)］

沸点/℃110.56105.71101.7898.2595.2492.43

气相组成0.020.837.250.761.971.3

液相组成0.010.020.030.040.050.0

沸点/℃89.8287.3284.9782.6181.2480.01

气相组成79.185.791.295.998.0100.0

液相组成60.070.080.090.095.0100.0

由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。

图一

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图二

4・1・2.最小回流比及操作回流比的确定

采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则XF=Xq,在图

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二中对角线上，自点(0.440,0.440)作垂线即为进料线(q线)，该线

与平衡线的交点坐标为

yq-0.660网=0.440

故最小回流比为

x

D-yq-0.974-0.660_)427

nun—

yq-xq0.660-0.440

则操作回流比为

R二1,6Rmin=1.6x1.427=2.283

4.1.3.精福塔气、液相负荷的确定

L=/?D=2.283x49.79=113.67kmol/h

V=(R+1)D=(2.283+1)x49.79=163.46kmol/h

L'=L+F=113.67+113.10=226.77kmol/h

163.46kmol/h

4.L4.求操作线方程

相平衡方程

y〃

Xn=-----------------------

2.47—1.47y“

精憎段操作线方程为

D2.2830.974

—X=----------X4-------------=0.695.r+0.297

V,n3.2833.283

提储段操作线方程为

y'==1.387广一0.00930

163.46163.46

4.1.5.求理论板层数

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1）采用图解法求理论板层数,如图二所示。求解结果为

总理论塔板数M=14（包括再沸器）

进料板位置NF=7

2）逐板计算求理论塔板数

XyXy

10.9380.97490.2800.490

20.8830.949100.1980.379

30.8060.911110.1270.265

40.7080.857120.0750.167

50.6020.789130.0410.095

60.5040.715140.0200.048

70.4260.647

80.3600.582

x7<xq换提憎段方程逐板计算进料板在NF=7

xmvxw总理论塔板数NT=14

4.2.实际塔板数的求取

全塔效率假设0.54

塔内实际板数N=（14-1）/0.54=24

实际进料板位置N〃尸NR+1=14

精储段实际板层数N行7/0.54=13

提憎段实际板层数N赤6/0.54=11

5.精储塔的工艺条件及有关物性的计算

5.1.操作压力计算

塔顶操作压力P产101.325kPa

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每层塔板压降/P=0.70kPa

进料板压力P产101.325+0.70x13=110.43kPa

精储段平均压力益=(101.325+110.43)/2=105.88kPa

5.2.操作温度计算

1)由图二得出

塔顶温度历二80.7。C

进料板温度%=94.6&C

精憎段平均温度tm=(80.7+94.6)/2=87.65&C

2)不差法计算

依据操作压力,由泡点方程经过试差法计算出泡点温度,其中苯、

甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下:

塔顶温度力=80.7C

进料板温度b=94.6C

精储段平均温度及=(80.7+94.6)/2=87.65C

5.3.平均摩尔质量计算

D塔顶平均摩尔质量计算

由羽尸)，尸0.974,逐板计算得

%/=0.938

M如尸0.974x78.11+(1-0.974)x92.13=78.47kg/kmol

MLDm=0.938x78.11+(1-0.938)x92.13=78.98kg/kmol

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2)进料板平均摩尔质量计算

由逐板计算解理论板,得

YF=0.647XF=0.426

MvFm=0.647x78.11+(1-0.647)x92.13=83.06kg/kmol

MLFm=0.426x78.11+(1-0.426)x92.13=86.16kg/kmol

3)精储段平均摩尔质量

Mvm=(78.47+83.06)/2=81.77kg/kmol

MLm=(78.98+86.16)72=82.57kg/kmol

5.4.平均密度计算

541.气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算,即

105.88x80.773

PVm=2.851kg/m

8.314x(87.65+273.15)

5.4.2.液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算,即

1/pLm=/pi

塔顶液相平均密度的计算

WtD=80.72C,查手册⑵得

pA=814.2kg/m3pB=809.4kg/m3

___________1___________3

pLDm二=814.08kg/m

0.974/814.2+0.026/809.4

进料板液相平均密度计算

有tF=94.6。C,查手册⑵得

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0A=798.1kg/m?pB=796.0kg/m3

进料板液相的质量分率

pLFm------------------------------------=796.69K1

产0.323/798.1+0.677/796.0”

精储段液相平均密度为

3

pLm=(814.08+796.69)/2=805.39kg/m

5.5.液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算,即

塔顶液相平均表面张力的计算

有tD=80.7。C,查手册⑵得

CTA=21.30mN/mCTB=21.50mN/m

<TLDm=0.974x21.30+0.026x21.50=21.31mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

有tF=94.6&C,查手册⑵得

CTA=19.60mN/mCTB=20.54mN/m

crLFm=0.360x19.60+0.640x20.54=20.20mN/m

精镯段液相平均表面张力为

(TLm=(21.31+20.20)/2=20.26mN/m

56液体平均黏度计算

液相平均粘度依下式计算,即

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ig〃/=Z/ig从

塔顶液相平均粘度的计算

由tD=80.7。C,查手册⑵得

4人=0.315mPa•s//B=0.319mPa•s

lg"u)m=0.974lg(0.3157)+0.026g(0.319)

解出〃LDm=0.315mPa•s

进料板液相平均粘度的计算

由tF=94.6&C,查手册⑵得

4A=0.271mPa•s〃B=0.277mPa•s

lgjuLFm=0.360lg(0.271)+0.640lg(0.277)

解出〃LFm=0.275mPa•s

精储段液相平均粘度为

小=(0.315+0.275)/2=0.295

5.7.全塔效率计算

5.7.1.全塔液相平均粘度计算

塔顶液相平均粘度为//LDm=0.315mPa•s

塔釜液相平均粘度的计算

由tw=U7.2。C,查手册⑵得

〃A=0.22mPa•s〃B=0.24mPa•s

lgF"wm=0.020lg(0.22)+(1-0.020)lg(0.24)

解出NLWm=0.24mPa•s

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全塔液相平均粘度为

〃L二(0.315+0.24)/2=0.28mPa•s

5.7.2.全塔平均相对挥发度计算

相对挥发度依下式计算,即

。=条(理想溶液)

塔顶相对挥发度的计算

由tD=80.7。C,查手册⑵得

PA°=105.53KPaPB°=40KPa

P；105.53co

%=—=--------=2.64

PB40

由tw=U7.2&C,查手册⑵得

PA°=250KPaPB°=100.60KPa

即=戛=q=2.48

Pn100.60

全塔相对挥发度为

am-^aDxaw=J2.64x2.48=2.56

5.7.3.全塔效率的计算

6Z/A=2.56x0.27=0.69

查精憎塔全塔效率关联图⑶得全塔效率Eo三0.50

筛板塔校正值为1.1

®Eo=l.lEo,=l.lx0.50=0.55

与假定值相当接近,计算正确。

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6.精储塔的塔体工艺尺寸计算

6.1.塔径的计算

精憎段的气、液相体积流率为

*,163.46x80.77=1.286m3/s

3600通-3600x2.851

LM加36.45x82.98=0.00324m3/s

3600"3600x805.39

式中C=G（》0-2,查手册史密斯关联图[4]

其中横坐标为

所二幺（立严二0.00324805.39

严=0.042

%Pv1.2862.851

取板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.08m,则

HT-hL=0.45-0.08=0.37m

查史密斯关联图可得

C2O=O.O82

2

C=G0(—)°-=0.082x(处生产=0.0822

~°202()

Umax=0.0823X.05.39-2.851=].379m/s

V2.851

取安全系数为07则空塔气速为

u=0.7umax=0.70x1.379=0.965m/s

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四年近二L303m

NTU\3.14x0.965

按标准塔径圆整后为D=0.80m

塔截面积为

AT=-D2=—xl.42=1.539in2

44

实际空塔气速为

=0.836m/s

1.539

62精福塔有效高度的计算

精储段有效高度为

Z精二(N精-1)xHT=(13-1)X0.45=5.4m

提镭段有效高度为

Z提=(N提-1)xHT=(11-1)X0.45=4.50m

在进料板上方开一个人孔,其高度为1.4in

则精憎塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+1.40=5.4+4.5+1.4=11.30m

7.塔板主要工艺尺寸的计算

7.1.溢流装置计算

因塔径D=1.4。m,选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项

计算如下：

7.1.1,堰长Iw

取lw=0.726D=0.726x1.4=1.016m

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7.1.2.溢流堰高度hw

由hw=hL-ho\v

选用平直堰,堰上液层高度

1ouolw

i2.84।八”，0.00324x3600.nnue

how=------x1.025x(-------------------尸=0.0148in

I(XX)1.016

取板上请液层高度hL=0.08m

则hw=hL-how=0.08-0.0148=0.0652m符合加压情况下40~80mm

的范围

7.1.3.弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由lw/D=0.726

查手册弓形降液管的参数图⑷得

-^=0.100%=0.16

4D

则A尸0.154n?

叱=0.224m

验算液体在降液管中停留时间,即

夕川〃

_36(47_3600x0.154x0.45=21.39s>5s

0.00324x3600

故降液管设计合理

7.1.4.降液管底隙高度h()

Lh

%)=

3600。媪

取uo=O.O6m/s

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则=0.0531m符合小塔径%不小于25mm的要

3600xl.016x0.06

求。

hw-ho=0.0652-0.053l=0.0121m>0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘,深度h\二70mm

7.2.塔板布置

721.塔板分布

因D=1.40m,因此采用分块式。查手册［4］得,塔板分为3块。

7.2.2,边缘区宽度确定

取安定区叱=o.075m,边缘区Wc=0.06mo

7.2.3,开孔区面积计算

开孔区面积A”按下式计算，

22

4-2(x-Jr-x十富sin-5)

其中x=y-(H(J+Ws.)=^-(0.224+0.75)=0.401m

r=--W.=—-0.06=0.64m

2c2

2

则Aa=0.1.016m

7.2.4.筛孔计算及其排列

苯一甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用8=3mm碳钢板，取筛孔

直径do=5mm0

筛孔按正三角排列,取孔中心距t为

1=2.5d（）=2.5x5=12.5mm

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筛孔数目n为

1158x1000A1.158x1.016

n=------------Aa=-----、-=7530个

txt().01252

开孔率为

3=0.907(')2=0.907x(^^)2=14.51%

气体经过阀孔的气速为

V；_1.286

=8.72m/s

4-01.016x0.1451

8.筛板的流体力学验算

8.1.塔板压降

8.1.1.干板压降加计算

干板压降可由下式计算，

儿尸J-（包）2（生）

2gqPL

由do/3=5/3=1.67,查手册干筛孔的流量系数图［4］,可得孔流系数

Co=O.78

故年焉（标穴盖乡川.液柱

8.1.2.气体经过液层的阻力/"计算

1.286

=0.929m/s

A/一41.539-0.154

Fa=，s/^=。92"2.851=1.69kgl/2/(S•mlZ2)

查手册充气系数关联图［4］可得

夕=0.58

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则加二"色卬+自卬尸0.59(0.0652+0.0148)=0.045m液柱

8.1.3.液体表面张力的阻力k计算

液体表面张力所产生的阻力%由下式计算

4x20.26x10-3

=0.0021m液柱

3急-805.39x9.81x0.(X)5

气体经过每层塔板的液柱高度hp由下式得

hp=h]+ha+hc=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液中主

气体经过每层塔板的压降为

APp=hpP/g=0.0721x805.39x9.81=569.65Pa<700Pa(设计允

许值)

8.2.液面落差

液面落差M由下式计算

_[0.215(250/7+10()(%了〃(36004)4]

"[(IOO(VA)TA

平均液流宽度

此3二口业”2。8m

22

塔板上鼓泡层高度

hf=2.5比=2.5x0.047=0.1175m

内外堰间距离

%=。-2%=1.4—2x0.224=0.95m

液相流量

3

LL=L5=0.00324m/s

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[0.215(250x1.208+1000x0.1175fx0.28x(360Dx000324)x0.95]

[(1000x1.208x0.047)]'x805.39

A/?/0.05=0.016<0.5

因此液面落差符合要求

8.3.液沫夹带

液沫夹带量由下式计算

5.7'10-3(u

炉2.5包=2.5x0.047=0.1175

贝叫与普(僦黑屋产父即kg液/kg气<0.1kg液/kg气

20.20U.4J-(J.11/J

因此本设计中液沫夹带队在允许范围内。

8.4.漏液

对筛板塔,漏液点气速〃。,加〃由下式算得

%,min=4.4CO7(O.OO56+0.i3hL-f^pL/pv

=4.4x0.780.0056+0.13x0.047-0.0021)80539=5.65m/s

实际孔速wo=8.72m/s>wa加〃计算正确

稳定系数为

/f=-^-=—=1.543>1.5

W0.min5.65

故在本设计中无明显漏液。

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8.5.液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层为高应服从下式

Hd<^Hr+hw)

苯一甲苯物系属一般物系,取e=0.5,则

以1+人,)=0.5(0.45+0.0652)=0.26m

又H(i=hp+包+h(i

板上不设计进口堰,自可由下式算得

%=0.153(%')2=0.153(0.25)2=0.0096m液柱

乩二0.0711+0.047+0.0096=0.121m液才主

则kdE+h)

因此本设计中不会发生液泛现象。

9.塔板负荷性能图

9.1.漏液线

由^o..nin=4.4C07(0.0056+0.13hL-l^pL/pv

〃o,加/产号

A)

hL=how+hw

how-登^E(—)273

1000lw

lz\2/3r、

得％=4.4C°A0.0056+0.13儿一磔七3一%

1lUlMJLJ

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=4.4x0.78x1.016x0.1451

X]0.00564-0.130.036-^^xlxf360QL-"l-0.002B805.39/2.85

100011.016)

整理得

K.min=8.505Jo。198+0.0858Z/3

在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出k值，计算结果如下

表二。

表二

Ls,m3/s0.0050.010.0150.02

Vs,mVs1.0241.0751.1151.151

由上表作出漏液线1。

9.2.液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限,求关系如下:

v

$0.722V

1.539-0.154

7z/=2.5hL=2.5(how-¥hw)

/zw=0.0652

,2.84,,36004、2八

力OW=------xlx(---------尸J=0.66

10001.016

故〃尸0.163+1.65乙加

HL3045—(0.163+1.65L/3)=0.287-1.65L.?3

、3.2

5.7x1060.722V

v=0.1

G'-20.26x10^I0.287-1.65L2/3J

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整理得K=2.49-14.32Lr3

在操作范围内，任取几个心值，依上式计算出％值，计算结果如下

表三。

表三

Ls,m3/s0.0050.0100.0150.02

Vs,m3/s1071L825L6T91.435

由上表可作出液沫夹带线2O

9.3.液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度/?ovv=0.006m作为最小液体负荷标

准。由下式

%*耗皿限产地006

取E=l,贝］

T0.006x1000^1.016AMcc/r3/

Ls,min=(--------------------)-------=0.000867m3/s

2.843600

则能够作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3o

9.4.液相负荷上限线

以，二4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式

4

0.154x0.453/

得乙2=半---------------=0.017325m3/s

4

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4O

95液泛线

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令凡4『(%+£)

由Hd=%)+/红+hd；hP-hi+ho+hc；hi=/huhL=how+hw

%+hd+%

联立得(pHT+((p-p-\)hw=(p+l)how+

忽略h。,将〃ow与Ls,自与Ls,儿•与匕的关系代入上式,并整理得

22

a'Vs=b-c'Ls_d，L『3

式中

,0.051

pv

h'=(pHT+(年一。

•=0.153/%%)2

d'=2.84*10一3/(1+夕)(迎2产

将有关数据代入,得

,0.051,2.85

a=-----------------------H-)-=--0-.-0137

(0.145x1.016x0.78)805.39

b'=0.50x0.45+(0.45-0.58-1.00)x0.0652=0.155

0.153

=52.57

(ll.O16xO.O531)2

d'=2.84x10-3x1x(1+0.58)(变”严=1.04

1.016

贝I]0.0137V/=0.155-52.571/-1.02

即V/=8.28-3837L/-76.12L/3

在操作范围内，任取几个〃值，依上式计算出匕值，计算结果如下

表四。

表四

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Ls,m3/s0.0050.0100.0150.020

3

Vs,m/s2.4412.0881.6691.066

由上表数据能够作出液泛线5.

根据以上各线方程，能够作出筛板塔的负荷性能图,如下:

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

知,改筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图得

K,min=1-02m-3/s匕2=2.07IYIVS

则操作弹性为

K,max/Jn=2.03

10.主要工艺接管尺寸的计算和选取

101.塔顶蒸气出口管的直径dv

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操作压力为常压时,蒸气导管中常见流速为12〜20m/s,蒸气管

的直径为其中dv-塔顶蒸气导管内径mVs-塔顶蒸

y叫，

气量m3/s,取Uv=15.00m/s,则

[4V7]4X4.25八/

d7\—।—~J-----------=0.6m

rV3.14x15

故选取接管外径X厚度630x20mm

10.2.回流管的直径dR

塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内,

流速URq取0.2〜0.5m/So取UR=0.3m/s,则

故选取接管外径x厚度25x2mm

10.3.进料管的直径dF

采用高位槽送料入塔,料液速度可取UF=0.4〜0.8m/s,取料液速

度UF=0.5m/s,贝!]

故选取接管外径x厚度219x14mm

10.4.塔底出料管的直径dvv

一般可取塔底出料管的料液流速Uw为0.5~1.5m/s,循环式再

沸器取L0〜L5m/s（本设计取塔底出料管的料液流速Uw为0.8m/s）

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接管外径X厚度133x5.5mm

11.塔板主要结构参数表

表五,筛板塔设计计算结果

序号项目数值

1平均温度tm℃87.65

2平均压力PmkPa105.88

3气相流量Vsm3/s1.286

4液相流量Lsm3/s0.00324

5实际塔板数24

6有效段高度Zm11.3()

7精福塔塔径m1.4

8板间距m0.45

9溢流形式单溢流

10降液管形式弓形

11堰长m1.016

12堰高m0.0625

13板上液层高度m0.080

14堰上液层高度m0.0148

15降液管底隙高度m0.053

16安定区宽度m0.075

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