【《乙二醇生产工艺的主要设备的设计与选型分析案例》7600字】

外文翻译I乙二醇生产工艺的主要设备的设计与选型分析案例目录TOC\o"1-3"\h\u28805乙二醇生产工艺的主要设备的设计与选型分析案例 1177631.1换热器E1的EDR设计 1208921.2换热器E1设备设计 662501.3反应器R1设计 876201.4反应器R1校核 13276091.5精馏塔T2设计 16258211.6精馏塔T1设计 2658751.7离心泵P1选型 261.1换热器E1的EDR设计利用aspen软件对换热器进行模拟，其模拟结果如下图所示。图1.1换热器模拟结果图随后，根据提取Aspenplus数据将相关数据整理在表1.1中，。表1.1操作参数操作条件参数壳程管程介质热物料冷物料质量流量/（kg/h）900827244流体进口温度/℃22025流体出口温度/℃136.58160流体进口压力/bar1.54.0首先根据换热器的选用与相关aspen数据，并依照毕业设计任务要求，利用Aspenplus软件对该过程进行模拟计算，其结果如图所示。表1.2合物物性参数表组分含量（摩尔分数）密度Kg/m3粘度mPa·s等压热熔kg·kJ-1·K-1热导率W·m-1·K-1草酸二甲酯0.991138.40.01721.9510.0359水0.01991.90.6910.87060.6263换热量为1746kw,换热器将混合物从25℃升温到160℃，混合物的摩尔流量为233Kmol/h，混合物的质量流量为27244kg/h。压力为0.4Mpa。物性参数：原料的物性参数在平均温度下取得：T=（25+160）/2=92.5℃=1746600/194=2.502kg/st1,t2表示冷流体进料和出料温度。计算得冷流体的密度1137.6kg/m3，粘度0.017mPa·s,等压热熔20.50kJ·kg-1·K-1,热导率0.0359W·m-1·K-1。升温源为水蒸气，从220℃降低到139℃,T1,T2表示热流体进料和出料温度，为热流体质量流量。其平均温度为：T=（220+136.58）/2=178.29℃。压力为0.35Mpa，密度ρ1=991.9kg/m3，黏度µ1=0.691mPa.s，等压热容CP1=0.8706kJ·kg-1·K-1，热导率λ1=0.6263W.m-1.K-1，换热器设计过程中需要首先假设换热系数，然后计算换热器的换热面积以确定换热器的尺寸，再根据换热器的尺寸以及流体的性质校核给热系数，与假定的传热系数相比较，相差较小则认为假设合理。根据工业经验，换热器的传热系数一般在300～500左右，假定传热系数K为300W.m2.K-1，采用双管程，单壳程换热器结构，冷热物流逆流换热,冷物流走管程，热物流走壳程。相对传热温差表达式：，经过计算，相对换热温差为84.12℃换热量：9008/3600*1.951*(220-136.58)*1000=1746.6kW换热面积:=1746600/(300*84.12)=69.186m2换热面积取15%的面积裕度，则取换热面积：=1.15*69.186=79.59m2则确定换热器尺寸，换热管规格，换热管长度L为3000mm，换热管数：n=79.59/(2*π*0.01*3)=422个，换热器换热面积:=422*1.14*3000/1000*（20+25）/（2*1000）=89m2注：d0、d1表示换热管的外径和内径管程流通面积：=0.5*422*1.14*0.012=0.066m2中心排管数nc=24，折流板间距h=0.2m，管心距d2=32mm，管板利用率η取0.7，折流板采用圆缺形折流板，折流板的切除率为0.25，则可以计算换热器的壳程直径D：=1.05*32*（422/0.7）^0.5=824.39折流板切除高度：h1=0.25D=0.25x824.39=206.10mm。壳程流体的流通面积S0：=0.2*(0.824-24*0.025)=0.045管程流速:=27244/1137.6*0.066*3600=0.1雷诺数：=1137.6*0.1*20/0.017=133835.3普朗特数：=20.5*0.017/0.0359=9.707雷诺数大于10000，普朗特数在0.6～160之间，且管长与管径之比大于50，努塞尔数可以采用下列方法计算：=0.023*133835.3^0.8*9.707^0.4=15.96于是求得管程的给热系数:=15.96*0.0359/0.02=28.64W/m2K壳程流体流速：=2.50/(991.1*0.138)=0.18雷诺数：=25*0.18*991.1/0.691=6467.3当2000≤Re1≤106时，给热系数可用下式计算。普朗特数：=0.8706*0.691/0.042=14.32努塞尔数：=0.36*124.7*2.42*1.05=114.36于是求得壳程的给热系数：=114.36*0.042/0.025=192.12W·m-2·K-1两侧污垢热阻均取为0.00018m2·K-1·W-1,忽略间壁热阻。以管外面积计算：201.025W·m-2·K-1与假设的传热系数相差不大，可以认为所设计的换热器能满足换热要求。压降计算：管程的阻力损失的计算运用下列公式：为直管损失，为每程回弯和进出口局部损失，Ft为管程结垢校正系数，取1.4，Ns为壳程数，Np为管程数。换热管为新的无缝钢管，粗糙度ε取0.1mm，则相对粗糙度为:根据管程的雷诺数Re0=133835.3，查摩擦系数-相对粗糙度-雷诺数关系表得换热管的摩擦系数λ3=0.028。=0.028*3000/20*1137.6*0.1/2=238.89Pa=3*991.1*0.12=29.79Pa注：为局部阻力系数壳程的阻力损失采用埃索法：Fs是换热器管束壳程结垢校正系数，取1.15。为管道中介质横向穿过换热器管束的阻力损失，为管道中介质通过换热器折流挡板的缺口的阻力损失F为换热器管路排列方式的校正系数，在换热器中，正三角形式排列的方式，该值应该取0.5，NB是换热器的折流挡板数量，为壳程流体的摩擦系数，h为折流板的板间距。=1.0/0.2-1=14当雷诺数大于500时有：=5.0/6467.3^0.228=0.676=0.5*0.676*24*(14+1)*(991.1*0.1/2)=6042.02=14*(1.5-0.4/0.824)*(991.1*0.1/2)=2095.24Pa=(6042.02+2095.24)*1.15*1=9357.55Pa在范围5kpa-30kpa之间，满足要求。1.2换热器E1设备设计从换热器E1的工作状况可以看到，所设计的换热器为内压薄壁容器，首先设计换热器外壳壁厚。设备内可能出现的最高压力为3Mpa,最高工作温度300℃，换热器内径为824mm，换热管长度为3000mm。蒸汽对材料的腐蚀不强，因此选用Q245R为筒体材料，考虑壁厚不会超过10mm，因此可以查到Q245R在该条件下的许用应力为75Mpa，焊接形式为单面焊对接接头，焊接接头形式为全部，焊接系数取0.9。设计压力取最大压力的1.1倍：=1.1*0.4=0.44Pc为实际设计的设计压力，P为容器可能出现的最大压力。壁厚计算可用下式：=0.44*824/（2*75*0.9-0.44）=2.69D为换热器的内径，为在材料在工作温度条件下的许用应力，φ为焊接系数，δ为筒体计算壁厚。钢板负偏差C1取0.3mm，腐蚀裕度条件为双面腐蚀，C2取2mm，则壁厚附加量：筒体设计厚度：=2.69+2.3=4.99mm圆整后取筒体名义厚度：5mm筒体有效厚度：=5-2.3=2.7mm按照强度和刚度要求设计的容器壁厚，由于加工过程的不完善可能存在容器不安全，会发生在设计的工作条件下出现变形和泄露，因此还需要进行耐压试验。耐压实验条件为在室温条件下，用水做水压试验，水压实验的条件为：=1.25*0.44*148/95=0.86Pt为水压实验的压力，为实验条件下材料的许用应力，查资料Q245R为148Mpa。液压实验需要满足的强度条件是：，为设计压力下的最大应力，ReL为材料的室温条件下的屈服极限，Q245R的屈服极限为245Mpa。=0.86*（824+5）/（2*2.7*0.9）=146.69<0.9*245=220.5MPa液压实验时，应保持外壳干燥，设备充分注水后，待壁温大致相等，缓慢升压到规定压力，稳压30分钟，然后降压至实验压力的80%，保持30分钟以检查有无损坏，有无宏观变形，有无泄漏和微量渗漏，水压实验结束及时排水，并用惰性气体吹干容器内表面。固定管板形式为兼作法兰的固定式管板，管板厚度可以依照标准查表，管板的厚度为40mm，换热管与管板的连接形式为焊接。折流挡板厚度参照标准，厚度取3mm，排列方式为上下排列。折流板的固定是通过拉杆与定距管的组装实现的，拉杆与管板的连接形式为螺纹连接，拉杆数为4根。表1.2换热器E1设计一览表Figure1.2DesignListofHeatExchangerE02001换热器E1设计一览表位置管程壳程INOUTINOUT物料混合物蒸汽质量流量Kg/s2.5027.56流速m/s0.10.18黏度mPa.s0.0170.691温度℃25160220136.58压力bar1.11.11.51.5尺寸大小mmφ25x2.53000雷诺数133835.36467.3给热系数W.m-2.K-228.641037.76传热系数W.m-2.K-1201.025压降Pa6042.59357.53材料Q245Q245R壁厚mm551.3反应器R1设计反应器比较表1.3反应器比较[8]考虑到该反应体系催化剂寿命有较好的性能，不需要及时更新，若采用流化床则为造成多余的能耗，且损坏催化剂颗粒结构，故初步选定反应器结构类型是固定床层反应器。反应器进料为草酸二甲酯和氢气，温度160℃，压力0.3Mpa，草酸二甲酯的转化率为1，根据催化剂的性质，反应器R1的空速τ选择260h-1，以此计算反应器体积，确定反应器的尺寸。(1)反应器体积原料的体积流量为V=23966.6m3/h，空速取常规气体空速为sv=1/t=130h-1V催化剂一般装填整个反应器的40%-60%，此处我们选取60%装填量[9]：反应器体积：V=根据有关规定，为了保证反应气流稳定，固定床反应器的长径比一般在4-20之间。此处我们我们选取反应器长径比=4[10]。床径计算151.63m3R=1.8287D=R*2=1.8287*2=1.657m因此，经过计算可以确定反应器直径D=3800mm，反应器的长度H=15200mm。反应器壁厚该反应器的操作的温度为160度，取设计温度200度，则选用304-0Cr18Ni9不锈钢，反应压力p为0.3Mpa，设计算压力取1.1倍的工作压力，Pc=0.3×1.1=0.33Mpa，焊缝系数取Φ=1，内径Di=3800mm。在200摄氏度的条件下，许用应力为[σ]t=108Mpa，对于腐蚀裕量，可以根据每年0.1mm的腐蚀速度来进行计算，合计15年，总的腐蚀裕量约C=1.5mm[10]。=0.33*3800/（2*1*114-0.33）=5.76mm设计厚度=5.76+1.5=7.26mm反应器的筒体封头设计反应器封头：应该选用标准型椭圆封头，曲面高度h1=850mm，直边高度h2=50mm，壁厚δ=80mm[10]。反应器人孔的设计本次设计的反应器为固定床反应器，需要在反应器内进行催化剂装填工作，为了保证卸装催化剂以及设备检修过程的内部空间。因此，需要在反应器上设置人孔，本次设计的反应器实际运行压力为0.3mpa，因此，本次设计采用了板式平焊法兰人孔。根据标准HG/T21514-2005≪钢制人孔和手孔的类型与技术条件≫，选用板式平焊法兰人孔，其安装位置灵活[10]。反应器为直立转装配，反应器的实际高度为15200mm。催化剂的实际装填过程分为3个部分，因此，在施工过程中，需要设计者设置4个人孔来应对实际情况。对于法兰使用的的是国家标准的HG/T21514-2005板式平焊法兰人孔，该法兰的标准公称直径为500mm；其标准公称压力为3Mpa；筒节、凸缘材料为304-0Cr18Ni9钢；筒节高度为130mm。补强圈的确定根据标准JB/T4736-2002《补强圈》，该人孔可用补强圈补强。采用内坡口型式、全焊透焊接，补强圈放在釜壁外单面补强[10]。D型补强圈型式尺寸示意图所示，该人孔筒内径为500mm，外径为516mm、壁厚为8mm。补强圈材质为304L不锈钢。尺寸算确定如下：补强圈外径D2=760mm，内径D1=d0+9=516+9=525mm。根据补强的金属面积应大于或等于开孔减少的截面积，补强圈的厚度按下式估算：其中：δ补-补强圈厚度，mm；δ1-人孔筒节厚度，mm；δ2-器壁厚度（δn=15mm）与腐蚀裕量（C2=0.8mm）之差，mm；di-人孔筒节内径，mm；圆整取至标准值，取16mm厚。反应器支座的设计本反应器选择圆筒裙式支座，选择依据：裙式支座适用于高大型或重型立式容器的支撑。裙座有圆筒形和圆锥形俩种形式，通常采用圆筒形裙座。圆锥形裙座一般适用于以下情况：1塔径D＞1000，且H/D≥30或D≤1000，且H/D≥25；2基本风压q≥0.5kn/m2或地震烈度≥8度时，圆锥形裙座的半锥角≤15度。裙座开孔排气孔：裙座顶部须开设φ80的排气孔，以排放可能聚集在裙座与封头死区的有害气体。排液孔：裙座底部须开设排液孔，一般孔径φ50，中心高50mm的长圆孔。人孔：裙座上必须开设人孔，以方便检修；人孔形状为圆形。引出管通道孔：考虑到管子热膨胀，在支撑筋与引出管之间保留一定空隙。裙座塔体封头链接裙座直接焊接在塔底封头上，可采用对接焊缝或搭接焊缝。在没有风载荷或地震载荷时，对接焊缝承受容器重量产生的压缩载荷，搭接焊缝则承受剪切载荷。相比而言，搭接焊缝受力情况较差，在一些小塔或受力较小的情况下采用。本设计选用对接焊缝。裙座壳体过渡段塔壳设计温度低于-20度或高于250度时，裙座壳顶部分的材料应与塔下封头材料相同，选择20R，裙座壳体过渡段长度应取4倍保温层厚度，但是不小于500mm。裙座保护层当塔内或周围容器内有易燃易爆介质时，一旦发生火灾，裙式支座形式会因温度升高而丧失强度，故裙座应设防火层。当裙座≤1500mm时，仅外面敷设防火层；当裙座D＞1500mm时，俩侧均敷设50mm石棉水泥层。当塔内操作温度很高，塔体与裙座的温度差引起不均匀热膨胀，会使裙座与塔底封头连接焊缝情况恶化，此时须对裙座加以保温。选用圆锥形裙座，裙座内径3800mm，裙座壁厚30mm，裙座高度5.2mm。俩侧均敷设50mm石棉水泥层。表1.3反应器详细装备列表反应器类型固定床反应器设计压力(Mpa)0.33设计温度(°C)200催化剂床层体积（m3)92.18内径（mm）3800床层高度（m）15.2筒体材质0Cr18Ni9筒体壁厚(mm)7.31入口扩散器锥形扩散器类型盘式孔流型分布器升气管高度（mm）150反应器内件升气管直径（mm）100喷淋孔直径（mm）5喷淋孔数250封头类型标准椭圆形封头材质0Cr18Ni9封头壁厚（mm）80曲面高度（mm）850直边高度（mm）50裙座类型圆柱形裙座裙座裙座内径（mm）3800裙座壁厚（mm）30裙座高度（m）5.2人孔直径（mm）500个数41.4反应器R1校核压圆筒校核计算依据的标准GB150.3-2011计算条件筒体简图计算压力Pc0.33Mpa设计温度t200℃内径D3800mm材料S304（板材）试验温度许用应力[σ]114Mpa设计温度许用应力[σ]t111Mpa试验温度下屈服点σs205Mpa钢板负偏差C10mm腐蚀裕量C20.1mm焊接接头系数φ1厚度计算计算厚度5.76mm有效厚度7.26mm名义厚度7.5mm压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值=0.4236Mpa压力试验允许通过的应力水平[σ]TMpa试验压力下圆筒的应力=110.09Mpa校核条件结论合格压力及应力计算最大允许工作压力=0.705Mpa设计温度下计算应力=86.52Mpa[φ]tφ111Mpa校核条件结论合格内压椭圆封头校核计算依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc0.33Mpa设计温度t200℃曲面深度hi850mm材料S304（板材）设计温度许用应力[σ]t111Mpa试验温度许用应力[σ]114Mpa钢板负偏差C10mm腐蚀裕量C20.1mm焊接接头系数φ1压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值=0.4236Mpa压力试验允许通过的应力水平[σ]TMpa试验压力下圆筒的应力=12.467Mpa校核条件结论合格厚度计算形状系数=1.166mm计算厚度=6.417Mmm有效厚度=7.9mm最小厚度mm名义厚度δnh=8mm结论满足最小厚度要求压力计算最大工作允许压力=0.4739Mpa结论合格1.5精馏塔T2设计塔设备选型表1.4填料塔和板式塔的性能比较[13]Figure1.4PerformanceComparisonBetweenPackedTowerandPlateTower综上可以基本得到，板式塔虽然它的压降比较高，可是板式塔空塔气速比较大，塔效率高，而且比较稳定，液气比适用范围较大，安装和检修都相对比较容易，恰好这些特点能够满足我们设计中要求。综合考虑，我们优先选择板式塔。塔径的初步设计由Aspen软件模拟结果得出摩尔回流比R=5.42，塔板数为30块塔板进料位置平均蒸汽密度：=5.24kg/m3进料位置平均液体密度：914.043kg/m3塔顶平均液体密度：952.212kg/m3塔顶平均蒸汽密度：6.528kg/m3精馏段平均蒸汽密度：（5.24+6.528）/2=5.884kg/m3精馏段平均液体密度：=（952.21+914.04）/2=931.125kg/m3质量流量：=5.42*2413=13078.46kg/h=（5.42+1）*2413=15491.46kg/h体积流量：=13078.46/931.125=14.015m3/hLv2=14.00m3/h=15491/5.884=2632.73m3/hVv2=12635/4.42=2858.59m3/h空塔气速：，安全系数k∈（0.6-0.8）,计算式中c中可由史密斯关联图查出横坐标值：=（14.015/2632.73）*（931.125/5.884）^0.5=0.067取板间距：HT=0.6096m,hL=0.18m，由史密斯关联图[15]查出进料位置表面液体张力：=26.77mN/m塔顶液体表面张力：18.569mN/m则精馏段表面张力：=(26.77+18.569)/2=22.67=0.11*（22.67/20）^0.2=0.1127=0.1127*（（931.125-5.884）/5.884）^0.5=1.4147=0.8*1.4147=1.1318塔径：=（（4*2632.73/3600）/（π*1.132））^0.5=1.679，取塔径1.8m。同理可算出提馏段塔径：=1.726m，取塔径1.8m。横截面积：=π/4*1.82=2.544m2空塔气速：=2632.73/（3600*2.544）=0.2875m/s空塔气速：=2632.73/（3600*2.544）=0.2875m/s塔板结构设计溢流装置采用弓形降液管，平堰。堰长：=0.7*1.8=1.26m堰上液层高度：,取E=1则：=2.84/1000*1*（14.015/1.26）^(2/3)=0.014取板上清液层高度：=0.15m堰高：=0.15-0.014=0.136m同理得提馏段：how=0.016m,hw=0.134m由,查弓形降液管的参数，,则：=0.09*2.544=0.2289m=0.14*2.544=0.356m停留时间精馏段：=3600*0.2289*0.6096/14.015=35.27s提馏段：=3600*0.2289*0.6096/14.00=35.88s所以降液管设计符合要求。降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙流速：，则降液管底隙高度：=14.015/(3600*1.26*1)=0.003m=0.136-0.003=0.133>0.006m故设计符合要求。提馏段：取降液管底隙流速：，则降液管底隙高度:=14.00/(3600*1.26*1)=0.003m=0.134-0.003=0.131故设计符合要求。可选用凹形受液盘，深度塔板设计取安定区宽度：，边缘区宽度：筛孔直径：,孔径比取：，故孔中心距：=0.9-（0.1+0.356）=0.444=0.9-0.06=0.84m鼓泡区面积：=0.68m2取开孔率：=0.25；筛孔面积：=0.25*0.68=0.17m2精馏段筛孔气速：=2632.73/（3600*0.17）=4.30m/s提馏段筛孔气速：=2858.59/（3600*0.17）=4.67m/s精馏段筛孔数目：=2632.73/（π/4*0.008^2*4.30）=97444个提馏段筛孔数目：=2858.59/（π/4*0.008^2*4.67）=97421塔板流体力学校核塔板压降精馏段干板阻力：取板厚，查得孔流系数则：=1/（2*9.8）*5.884/931.125*（4.30/0.89）^2=0.008m液层阻力：=2632.73/（3600*（2.544-0.2289））=0.3158m/s根据：=0.34*5.884^0.5=0.825，查得关联系数=0.42则液层阻力:=0.42*（0.136+0.014）=0.063m克服液体表面张力阻力：=0.004*22.67/（931.125*9.8*0.008）=0.00124m故塔板阻力：=0.008+0.063+0.00124=0.0722其他通过每层塔板的压降：=0.0722*931.125*9.8=660Pa<0.7kPa故设计合理。提馏段取板厚，查得孔流系数则：=0.009液层阻力：=2858.59/（3600*（2.544-0.2289））=0.343m/s根据：=0.343*4.24^0.5=0.706，查得关联系数=0.38则液层阻力:=0.38*（0.134+0.003）=0.052m克服液体表面张力阻力：=0.004*22.67/902.2*9.8*0.008=0.00128m故塔板阻力：=0.009+0.052+0.00128=0.0622其他通过每层塔板的压降：=0.0622*902.2*9.8=549.94<0.7kpa\故设计合理。液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。  漏液精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式：，则：取，则可见，所以符合要求。提馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式：，则：取，则可见，所以符合要求。进出口管设计进口管设计原料进料管物料进口管流量为V’=274.12m3/h，则取速度为2m/s，则出口管直径为:=（4*274.12/（1.14*3600*2））^0.5=0.22m,取Φ273×7的管道，则管口内径为259mm。校核：根据选取的管口，则速度为：=4*274.12/（3600*1.14*0.2592）=1.44m/s在1-4m/s内，符合要求，可以选取。塔顶出口管设计塔顶出口流量V=42.229m3/h，则取速度为u=2m/s，则气体出口管直径为：=（4*42.229/（1.14*3600*2））^0.5=0.086m，取Φ108×4的管道，则管口内径为100mm。校核：根据选取的管口，则速度为：=1.49,在1-4m/s内，符合要求，可以选取。塔底出料设计塔底出口流量L=231.713m3/h，则取速度为u=2m/s，则塔底液体出料直径为：=（4*231.71/（1.14*3600*2））^0.5=0.203m，取Φ219×6的管道，则管口内径为207mm。校核：根据选取的管口，则速度为：m/s=1.93m/s，在1-4m/s内，符合要求，可以选取。塔体厚度设计根据塔的操作温度，操作压力，则设计压力为：1.1*0.3=0.33MPa，=1.1*238=261.8摄氏度根据设计温度，设计压力，材料和市场价格，所以选择材料定为Q235-C，采用双面焊对接接头，局部无损检测。单面腐蚀，钢板负偏差，Q235-C在50℃下的许用应力为，屈服极限为。厚度：=0.33*2100/（2*125*0.85-0.33）+1.8=5.068圆整后取厚度为6mm。水压试验：=1.25*0.3=0.375=1.0*（2100+6）/（2*6*0.85）=206.4<0.9*235=211.5MPa则水压试验满足要求。封头设计封头选用椭圆形封头，和筒体选择的材料一样，为Q235-C，厚度为6mm。支座设计支座采用裙座支撑的方式，由于裙座结构和性能良好，连接的地方产生的局部阻力较小，所以选择它作为塔设备的主要支座形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。由于塔体较高，直径较大，因此取裙座材料为16MnR,取裙座外径为2300mm,厚度为20mm,则内径为2260mm。高度取2m。人孔设计此次工艺设计中采取每3块塔板开一个人孔，精馏塔一共有30块塔板，裙座底开两个人孔。每个人孔的直径为250mm。在设置人孔的地方取板间距为800mm。塔高取塔的顶部空间为，釜液停留时间取，则塔底空间高度为：=14.015*5/(60*2.544)+0.5=0.958m塔体的高度为：=30*0.6096+5*(1-0.6096)=20.24m则塔的总高度为：=1.0+0.958+20.24+2=24.198m表1.16精馏塔T2设计一览表Figure1.6DesignListofDistillationTowerT2项目单位数据精馏段提馏段塔径Dm1.81.8板间距m0.60960.6096塔板类型双溢流弓形降液管空塔气速um/s4.304.67堰长lwm0.9450.945堰高hwm0.1360.136板上液层高度howm0.0140.013降液管底隙高度h0m0.0250.019筛孔个数N个9744497421孔心距tm0.0240.024单板压降PPa660549总塔高m