1、設(shè)計(jì)任務(wù)書（一）設(shè)計(jì)任務(wù)擬建立一套連續(xù)板式精餾塔分離丙酮 - 水溶液，進(jìn)料中含丙酮 50% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。設(shè)計(jì)要求廢丙酮溶媒的處理量為 12 萬噸 /年，塔底廢水中丙酮含量不高于 6% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。要求產(chǎn)品丙酮的含量為 99% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。（二）操作條件1) 塔頂壓力 4kPa（表壓）2) 進(jìn)料熱狀態(tài)自選3) 回流比自選4) 塔底加熱蒸氣的壓力為0.5Mpa（表壓）5) 單板壓降 0.7 kPa（三）塔板類型自選（四）工作日每年工作日為 300 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。(五 ) 設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容1. 設(shè)計(jì)內(nèi)容(1) 流程和工藝條件的確定和說明(2) 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(3) 精餾塔的

2、物料衡算；(4) 塔板數(shù)的確定；(5) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；(6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；(7) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；(8) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；(9) 塔板負(fù)荷性能圖；(10) 主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取（進(jìn)料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表(12) 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。2. 設(shè)計(jì)圖紙要求：(1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（ A3 號(hào)圖紙）；(2) 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（ A3 號(hào)圖紙）。目 錄1. 11.111.2 13.12.112.212.323.23.1NT23.1.13.1.23.1.33.1.43.243

3、.354.54.154.254.354.464.4.14.4.24.574.679.85.1 85.1.185.1.295.295.3106.106.1106.1.1lw 106.1.211h6.1.3WdAf116.1.4ho 116.2126.2.1 126.2.2 126.2.3 126.2.41210.137.1137.1.1hc137.1.2hl137.1.3h 137.2137.3147.4147.5148.158.1158.2158.3168.4178.5179.199.1199.2199.3199.41911. 2012. 21231 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.1 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任

4、務(wù)為分離丙酮水混合物提純丙酮， 采用連續(xù)精餾塔提純流程。 設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。 塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。 該物系屬易分離物系， 回流比較小， 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熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。1.2操作條件和基礎(chǔ) 數(shù)據(jù)進(jìn)料中丙酮含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）wF；= 0.50產(chǎn)品中丙酮含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）wD；= 0.99塔釜中丙酮含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）wW；= 0.06處理能力F= 120000 噸 /年；塔頂操作壓力4 kPa（表壓）進(jìn)料熱狀況泡點(diǎn)進(jìn)料；單

5、板壓降0.7kPa；塔底加熱蒸汽的壓力0.5Mpa（表壓）精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率丙酮的摩爾質(zhì)量MA=58.08 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量MB=18.02kg/kmolxF=0.50 / 58.08=0.2370.50 / 58.080.50 / 18.02xD=0.99 / 58.08=0.9680.99 / 58.080.01/ 18.02xW=0.06 / 58.08=0.0190.06 / 58.08 0.94 / 18.022.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.23758.08(10.237)18.0227.51 kg/kmolMD=0

6、.96858.08 （10.968） 18.0256.80kg/kmolMW=0.0658.08(10.06) 18.0218.78 kg/kmol2.3 物料衡算每年 300 天，每天工作 24 小時(shí)，其處理能力為120000 噸/ 年F=120000 103（300）/24605.84kmol/h27.51總物料衡算605.84= D + W乙醇的物料衡算605.840.237=0.968D +0.019W聯(lián)立解得F = 139.17kmol/hW = 466.67kmol/h塔板數(shù)的確定3.1 理論板層數(shù) 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，先根據(jù)丙酮

7、- 水平衡數(shù)據(jù)（見下表1），繪出平衡線，如下圖所示。丙酮水系統(tǒng) tx y 數(shù)據(jù)丙酮摩爾數(shù)沸點(diǎn) t/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采用截距法求最小回流比。在上圖對(duì)角線上，自點(diǎn)b（0.237,0.237）作垂線bf即為q 線，由a 點(diǎn)（ 0.968,0.968）出發(fā)

8、作平衡線的切線的交點(diǎn)坐標(biāo)為：，yq=0.613,xq=0.237,求得最小回流比為：Rmin0.9680.6130.9440.613 - 0.237R =1.5Rmin=1.50.944=1.423.1.2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRD1.42 139.17197.62kmol/hV( R1) D(1.421) 139.17336.79kmol/hLL F197.62605.84803.46kmol/hVV336.79 kmol/h3.1.3求操作線方程精餾段操作線方程為L(zhǎng)xD197.62139.170.40yxDx0.9680.587 xVV336.79336.79提餾段操作線方程為yLxW8

9、03.46x466.670.0263VVxW336.790.0192.386x336.793.1.4圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，結(jié)果見上圖，求解結(jié)果為總理論塔板數(shù) NT=15（包括再沸器）進(jìn)料板位置 NF=143.2塔板效率的求取操作溫度計(jì)算：xD0.968由乙醇水的氣液兩相平衡圖可查得組成分別為xF0.237的泡點(diǎn)溫度：xW0.019塔頂溫度： tD56.75進(jìn)料板溫度： tF61.85塔釜溫度：tW86.95由乙醇水的氣液兩相平衡圖可查得：塔頂：xA0.968塔頂和塔釜的氣液兩相組成為：yA0.974塔釜：xA0.019yA0.410查化工物性算圖手冊(cè)得：頂1.2435.88

10、底則塔內(nèi)相對(duì)揮發(fā)度：m頂?shù)?.2435.886.67全塔液體平均粘度的計(jì)算：液相平均粘度的計(jì)算，即lgLmxilgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD56.75 C，查手冊(cè)得：A0.24m P asB0.43m P a slgLDm0.968 lg( 0.24)0.032 lg( 0.43)解出L D m0.24m P as塔底液相平均粘度的計(jì)算由tW86.95 C，查手冊(cè)得：A0.19mP sB0.32m P a slgLWm0.019 lg( 0.19)0.81 lg( 0.32)解出L W m0.39m P as則全塔液相平均粘度為L(zhǎng)m(0.240.39) 20.315mP s故mLm6.67

11、 0.3152.10mPs查奧康內(nèi)爾（ oconnell）關(guān)聯(lián)圖得：E038%因?yàn)楹Y板塔全塔效率相對(duì)值為1.1，故精餾塔的全塔效率為E1.1E01.1 38%41.8%3.3實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)N精13/ 0.41831提餾段實(shí)際板層數(shù)N提2 /0.4185精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD101.3 4 105.3kpa每層塔板壓降P0.7k P a進(jìn)料板壓力PF105.3 0.7 31127kpa精餾段平均壓力Pm105.3127 /2116.kpa15（）4.2操作溫度計(jì)算丙酮 -水溶液的 tx-y 圖由丙酮 -水溶液的 tx-y 圖查得

12、泡點(diǎn)溫度（近似看作是操作溫度）為：塔頂溫度tD56.75 C進(jìn)料板溫度tF61.85精餾段平均溫度為：tm（56.75 61.85) / 259.34.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xDy10.968，查平衡曲線（ x-y 圖），得x10.959MVDm0.96858.08(10.968)18.02 56.80kg / kmolMLDm0.95958.08(10.959)18.02 56.44kg / k m o l進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板（ x-y 圖），得yF0.5 9 4查平衡曲線（ x-y 圖），得xF0.043MVFm0.59458.08(1 0.594)18.

13、0241.82kg / k m o lMLFm0.04358.08(1 0.43)18.02 19.74kg / k m o l精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm(56.8041.82) 249.31kg / k m o lMLm(56.4419.74) 2 38.09kg / k m o l4.4平均密度的計(jì)算4.4.1氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即PmMVm116.1549.313Vm8.314 (59.3273.15)2.07kg/mRTm4.4.2液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1Lmaii塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD56.75 C，查手冊(cè)得A744.28kg / m3B9

14、88.04kg / m3LDm10.01 988.04746.12kg / m30.99 744.28進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF61.85，查手冊(cè)得A733.94kg / m3B982.20kg / m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率aA0.04358.080.12758.080.9570.04318.02LFm1941.74kg / m30.043 733.940.873982.20精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m(746.12941.74) 2843.93kg / m34.5 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lmxii塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD56.75 C，查手冊(cè)得19.03m

15、N / mB66.55mN / mLDm0.95919.030.04166.5520.98mN / m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF61.85，查手冊(cè)得18.60mN / m65.69mN / mLDm0.04318.600.95765.6963.67mN / m精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m(20.9863.67) 242.33mN / m4.6 液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lgLmxilgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD56.75 C，查手冊(cè)得：A0.24m P a sB0.43m P a slgLDm0.59 lg( 0.24)0.041lg( 0.43)解出L D m0.

16、25m P as進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF61.85，查手冊(cè)得：A0.227mP sB0.456m P a slgLFm0.043lg( 0.227)0.957 lg( 0.456)解出L W m0.44m P a s精餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m(0.250.44) 20.345m P as精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1 塔徑的計(jì)算5.1.1 精餾段塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VsVMVm336.7949.312.23m3/s3600Vm36002.07LsLMLm197.6238.09336003600843.930.0 0 2m5/sLm由um a xCLVV0.2式中 C 由式C

17、C20L計(jì)算，式中 C20由圖（史密斯關(guān)系圖）查得，圖的橫20坐標(biāo)為1Ls2LVsV0.0025843.932.232.23120.022取板間距HT0.40m，板上液層高度hL0.06m，則HThL0.40 0.060.34m查圖（史密斯關(guān)系圖）得C200.0700.20.2CC20L0.07042.330.0812020umax0.081 843.93 2.231.574m / s2.23取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為u0.7um a x0.7 1.5 7 41.1 0 2m/s4Vs4 2.231.6 0 6mDu3.141.102按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.2m塔截面積為ATD23

18、.14 1.822.54m244實(shí)際空塔氣速為Vs2.23u0.88m/sAT2.545.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精（N精1） HT(31 1) 0.40 12m提餾段有效高度為Z提（N提1） HT(5 1) 0.41.6m故精餾塔的有效高度為ZZ精Z提10.4212.4m5.3 精餾塔的高度計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)n33 塊；進(jìn)料板數(shù)nF1 塊；由于該設(shè)計(jì)中板式塔的塔徑 D1000mm ，為安裝、檢修的需要，選取每6 層塔板設(shè)置一個(gè)人孔，故人孔數(shù)np6；進(jìn)料板處板間距HF0.5m；設(shè)人孔處的板間距Hp0.6m；為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，故選取塔頂間距HD1.7

19、HT1.70.40 0.68m；塔底空間高度HB1.2m封頭高度H1375mm；裙座高度H21000mm。故精餾塔的總高度為H （ n nFnP1） HTnFHFnPHpHDHB2H1H2(36 161)0.4010.5060.600.681.2020.3751.0018.93 m塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1 溢流裝置計(jì)算因?yàn)樗?D1.8m，一般場(chǎng)合可選用單溢流弓形降液管【】4，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：6.1.1 堰長(zhǎng) lw取lW0.66 D0.661.81.19m6.1.2溢流堰高度hw由hWhLhOW選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計(jì)算，即2 3hOW2.84ELh1000 l

20、W近似取 E=1，則2.84Lh2 32 32.840.0025 3600hOWE10.011m1000lW10001.19取板上清液層高度hL60mm故hWhLhOW0.060.0110.049m6.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積 Af由lW0.66D查圖（弓形降液管的參數(shù)）【4】，得Af0.072Wd0.12ATD故Af0.072 AT0.0722.54 0.183m2Wd0.12D0.12 1.80.216m依式3600AfHT【4】驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間，即Lh3600 AfHT36000.1830.405sLh29.280.0025 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。6.1.4降液管

21、底隙高度hoh0Lh3 6 0 l0Wu0取u00.08m / s則h0Lh0.0025 36000.026m3 6 0 l0Wu036001.19 0.08hWh00.0490.0260.023m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度hW50mm6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分塊因?yàn)镈1800 mm，故塔板采用分塊式。查表（塔板分塊數(shù)） ，D1800mm，則塔板分為 5 塊。6.2.2 邊緣區(qū)寬度確定取WsWs0.07m，Wc0.035m6.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積 Aa按下式計(jì)算，即Aa2 xr2x2r21xs i n1 8 0r其中xD(WdW1.8(0.

22、216 0.07)m2s)20.614rDWC1.80.0 3 5 0.8 6 5m220.8652故Aa2（0.614 0.86520.61423.14sin10.614）1.93m21800.8656.2.4 篩孔計(jì)算及其排列本次所處理的物系無腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑d05mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t 為t 3d03515mm篩孔數(shù)目 n 為1.155Aa1.155 0.835個(gè)nt20.01524143開孔率為d020.00520.9070.90710.1%t0.015氣體通過閥孔的氣速為Vs2.23u011.44m/sAa1.19 0.101篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算7

23、.1 塔板降7.1.1 干板阻力 hc計(jì)算干板阻力 hc由下式計(jì)算，即2hc0.051u0Vc0L由d05 3 1.67，查圖（干篩孔的流量系數(shù)）得，c0.77202故hc11.442.230.0290.051843.97m 液柱0.7727.1.2 氣體通過液層的阻力hl計(jì)算氣體通過液層的阻力hl由下式計(jì)算，即hlhLuaVs2.23ATAf2.540.946m / s0.183F0uaV0.946 2.231.412kg1 2/( s m1 2)查圖（充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖）得：0.61故hlhL(hWhOW)0.61(0.490.011)0.037m 液柱7.1.3 液體表面張力的阻力h計(jì)算液體

24、表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算，即4L4 42.33 103h843.93 9.810.0041m 液柱Lgd00.005氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即hphchlhhp0.0290.037 0.0041 0.070m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為PhpLg0.070893.939.81579.53Pa0.7k P a（設(shè)計(jì)允許值）7.2 液面落差對(duì)于篩 板塔，液面落 差很小，且本 次的塔 徑（D1.8m2m）和液流量（Ls0.0025m3/ s）均不大，故可以忽略液面落差的影響。7.3 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即5.7 106ua3.2eVHThfLhf2.5hL2.

25、50.060.15m5.71063.2故0.9460.1kg液/ kg氣eV1030.400.0095kg 液/ kg氣42.330.15故在本次設(shè)計(jì)中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi)。7.4 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0 ,min可由下式計(jì)算，即u0,min4.4C0(0.0056 0.13hLh)LV4.40.772(0.00560.130.060.0041) 843.93 / 2.236.37m / s實(shí)際孔速u011.44m / su0,min穩(wěn)定系數(shù)為Ku011.44u0,min1.806.371.5K2故在本次設(shè)計(jì)中無明顯漏液。7.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式

26、的關(guān)系，即Hd(HThW)【4】乙醇水物系屬一般物系，不易發(fā)泡，故安全系數(shù)取0.6，則(HThW)0.6(0.400.049)0.27m而HdhphLhd板上不設(shè)進(jìn)口堰， hd可由下式計(jì)算，即hd0.153(u0)20.153 (0.08)20.00098 m 液柱Hd0.0700.060.000980.131m 液柱0.131mHd( HThW)0.27m故在本次設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。塔板負(fù)荷性能圖8.1 漏液線由u0 ,min4.4C0(0.00560.13hLh )LVVs,m i nu0 ,m i nA0hLhWhOW2 3hOW2.84 ELh1 0 00lW得2 3Vs,min4

27、.4C0Aa0.0056 0.13 hW2.84LhhElW10004.40.7720.101 1.93LV2.843600 Ls2 30.00560.13 0.0490.0041 843.93 2.2311.191000整理得Vs, m i n0.662 2.978 29 .14 Ls2 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出 Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2。表 2Ls,m3/ s0.00060.00150.00200.0025Vs, m3/ s1.1811.2131.2281.241由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。8.2 液沫夾帶線以e0.1/kg氣為限，求sLs關(guān)系如下：kg液VV5.7 1

28、06ua3.2由eVHThfLuaVsVs0.424VsAf2.54AT0.183hf2.5hL2.5(hWhOW)hW0.0 492.843600 Ls2 3hOW2 311.190.59Ls1000故hf0.1 2 3 1.4 7 5Ls2 3HThf0.2771.475Ls2 35.71060.424Vs3. 2eV0.142.331030.2771.475Ls23整理得Vs5.1627.45Ls2 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出 Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3。表 3Ls,m3/ s0.00060.00150.00200.0025Vs, m3/ s4.9654.8004.724

29、4.654由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。8.3 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。則2.843600Ls2 3hOW0.0061000ElW取E 1，則2 3Ls ,min0.006 10001.190.0 0 0 5m43/ s2.843600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。8.4 液相負(fù)荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式可得，即AfHT4Ls故AfHT0.183 0.40m3/sLs,max0.018344據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。8.5 液泛線令Hd( HThW)由HdhphLhd;

30、 hphchlh ; hlhL; hLhWhOW聯(lián)立得HT(1)hW(1)hOWhchdh忽略 h ，將 hOW與 Ls， hd與 Ls， hc與 Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得a Vs2bc Ls2d Ls2 3式中 a0.051VA0c02LbHT(1) hWc0.153 (lh )2W 02 3d2.84103E(1)3600lW將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得a0.0512.230.1011.930.77220.0 0 60843.93b0.60.40(0.60.611)0.049 0.1905c0.153159.83(1.190.026)22 3d2.841031(10.61)36000.956

31、1.19故0.006Vs20.1905159.83Ls20.956Ls2 3或Vs222 331.7526638.33Ls159.33Ls在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出 Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表4。表 4Ls,m3/ s0.00060.00150.00200.0025Vs, m3/ s5.5325.4415.3965.352由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接 OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液沫夾帶控制。由圖可查得Vs, max4.29m3/ sVs, min1.21

32、m3/ s故操作彈性為Vs, max4.293.55Vs,min1.21主要接管尺寸計(jì)算9.1 塔頂蒸汽管的管徑計(jì)算由于塔頂操作壓力為4kpa，故選取uv15.00 m / s，則4Vs42.23dv3.140.44muv15.00圓整直徑為dv3605mm9.2 回流液管的管徑計(jì)算冷凝器安裝在塔頂，故選取uD0.35m / s，則4Ls40.0025dD3.140.0 9 5muD0.35圓整直徑為dD895mm9.3 進(jìn)料液管的管徑計(jì)算由于料液是由泵輸送的，故選取uF2.00m / s；進(jìn)料管中料液的體積流量FMF3600LFmLFm605.8419.74 0.0035m3/ s36009

33、41.74故dF4F4 0.0035muF3.14 2.000.047圓整直徑為dF484mm9.4 釜液排出管的管徑計(jì)算釜液流出速度一般范圍為0.50 1.00 m/ s，故選取uW0.80m / s；塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由x2xW0.019，得：MLWm0.01958.08(10.019)18.0218.78kg / kmol塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表5。表 5 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果參數(shù)表序 號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度 tm，59.32平均壓力 Pm，kPa116.153氣相流量 Vs，（m3）2.23/s4液相流量Ls，（m3）0.0025/s5實(shí)際塔板數(shù)366有效段高度 Z

34、， m13.67塔徑 D，m1.808910111213141516171819202122232425262728293031板間距 HT， m0.40溢流形式單溢流降液管形式弓形堰長(zhǎng) lW，m1.19堰高 hW，m0.049板上液層高度 hL， m0.06堰上液層高度 hOW，m0.011降液管底隙高度 ho，m0.026安定區(qū)寬度 Ws，m0.07邊緣區(qū)寬度 Wc，m0.035開孔區(qū)面積 Aa，m21.93篩孔直徑 d0，m0.005篩孔數(shù)目 n4143孔中心距 t，m0.015開孔率 ， %0.101空塔氣速， m/s1.102篩孔氣速， m/s11.44穩(wěn)定系數(shù)1.80每層塔板壓降P， Pa579.53負(fù)荷上限液泛控制負(fù)荷下限液沫夾帶 eV，（ kg 液/kg 氣）液沫夾帶控制氣相負(fù)荷上限 Vs，max，m