应化1201万大苟

1、北京化工大学北方学院乙醇-水溶液连续精馏设计说明书课题名称： 乙醇-水溶液连续精馏设计 专 业： 应化1201 学 号： 120130013 姓 名： 万大苟 指导教师： 顾明广 时 间： 2012年9月 设计题目: 筛板精馏塔设计者: 班级 应化1201班 姓名 ： 万大苟日期 2015 年9月附: 筛板精馏塔设计任务书一、 设计名称：乙醇-水溶液连续精馏塔设计二、 设计条件1 进精馏塔的料液含乙醇45%（质量），其余为水；2 产品乙醇含量不得低于93%（质量）；3 残液中乙醇含量不得高于1%（质量）；4 生产能力为日产93%（质量）乙醇产品（013x2000吨/年）86.67吨/天； 5

2、操作条件 （1）塔顶操作压力1.03kPa（绝压）； （2）进料热状况（自选）； （3）回流比（自选）； （4）加热蒸气为低压蒸汽； （5）全塔效率54.27% 。 （6）单板压力降 0.7 kPa6工作日：每年300天，每天24小时连续运行。三、 设计要求：1 设计方案的确定及流程说明；2 塔的工艺计算： （1）物料衡算；（2）计算塔顶 、塔底及加料板温度；（3）计算平衡数据；（4）计算塔板数：作X-Y图；求最小回流比及适宜回流比；求理论塔板数和实际塔板数。 3 塔 和塔板的主要工艺尺寸计算 ：（1） 塔体和塔板主要尺寸的确定 ：塔径；溢流装置（溢流堰长 、出口堰高 、降液管的宽度及面积 、

3、降液管下端与塔板间距离）；塔板设计（塔板布置：包括开孔区 、溢 流区 、安定区 、无效区；筛孔数或浮阀数：包括孔径 、塔板厚度 、开孔面积 、开孔率 、孔数或浮阀数 、浮阀的选型；排列方式及孔心距）。（2） 塔板的液体力学验算：塔板压力降；雾沫夹带；漏液点气速；液泛（即淹塔）。（3） 塔板负荷性能图。4 设计结果一览表5 板式塔的结构：（1） 塔体结构：塔顶空间；塔底空间；人孔；视镜；支座；塔高；封头及容器法兰。（2） 塔板结构及安装方式。6 附属设备的计算及选型（1） 再沸器（即蒸馏釜）；（2） 塔顶回流冷凝器；（3） 料液预热器；（4） 塔顶 、塔底产品冷凝器； （5） 主要接管尺寸及法兰

4、：包括塔顶蒸气出口 管、回流液管 、料液排出管、加料管 、饱和水蒸气管的管径 及各接管的法兰。（6） 蒸气喷出器。7 绘图：生产工艺流程图 、精馏塔的工艺图。8 对本设计的评述和有关问题的分析讨论。目录第一章 设计方案简介.1第二章 工艺流程草图及说明.2第三章 塔板的工艺计算33.1精馏塔全塔物料衡算33.2乙醇和水的物性参数计算.33.2.1温度.33.2.2密度.43.2.3混合液体表面张力.63.2.4相对挥发度.73.2.5混合物黏度.83.3理论板数和实际板数的计算.8第四章 塔体的主要工艺尺寸计算114.1塔体的主要工艺尺寸计算.114.1.1塔体主要尺寸确定.114.1.2溢流

5、装置计算134.1.3塔板设计144.2筛板的流体力学验算164.2.1气相通过浮阀塔板的压降164.2.2淹塔184.2.3物沫夹带194.2.4漏液点气速19 4.3塔板负荷性能曲线204.3.1物沫夹带线204.3.2液泛线214.3.3液相负荷上限224.3.4漏液线224.3.5液相负荷下限22第五章 板式塔的结构255.1塔高的计算.215.1.1塔的顶部空间高度255.1.2塔的底部空间高度255.1.3人孔255.1.4裙座255.1.5筒体与封头265.2接管.225.2.1进料管265.2.2回流管275.2.3塔底出料管275.2.4塔顶蒸汽出料管285.2.5塔底进气管

6、285.3法兰.29第六章 附属设备的计算306.1热量衡算306.2附属设备的选型.326.2.1再沸器326.2.2塔顶回流冷凝器326.2.3塔顶产品冷凝器336.2.4塔底产品冷凝器336.2.5原料预热器336.2.6蒸汽喷出器34第七章 设计评述.35浮阀塔工艺设计计算结果列表.36主要符号说明.38参考文献.40第一章 设计方案简介精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔

7、板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是筛板塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法本次课程设计是分离乙醇水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点： (1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不

8、利于实际生产中使用 (2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。 (3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。 本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精

9、馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。第二章工艺流程草图及说明首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔

10、中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇与水的分离。（工艺流程图附后） 冷凝器塔顶产品冷却器乙醇储罐乙醇    回流原料原料罐原料预热器精馏塔     回流     再沸器 塔底产品冷却器水的储

11、罐水第三章 塔板的工艺计算3.1 精馏塔全塔物料衡算F:进料量(Kmol/s) XF:原料组成D:塔顶产品流量(Kmol/s)XD:塔顶组成W:塔底残液流量(Kmol/s)XW:塔底组成原料乙醇组成: XF= =24.25%塔顶组成: XD=83.86%塔底组成: XW=0.04%馏出液量D=0.02418 Kmol/s物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW联立代入求解:F=0.08373Kmol/s W=0.05955 Kmol/s3.2 乙醇和水的物性参数计算3.2.1温度 常压下乙醇水气液平衡组成与温度的关系沸点乙醇摩尔分数沸点乙醇摩尔分数液相x气相y液相x气相y10000

12、82.027.356.4499.90.0040.05381.333.2458.7899.80.040.5180.642.0962.2299.70.050.7780.148.9264.799.50.121.5779.8552.6866.2899.20.232.9079.561.0270.2998.750.393.72579.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.

13、2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41利用表中数据由内差可求得tF tD tW tF := tF=87.96 tD: := tD =78.54 tW := tW =99.97 精馏段平均温度:=83.25 提留段平均温度:=93.463.2.2密度已知:混合液密度: 混合气密度:塔顶温度: tD=78.54气相组成yD: yD=86.83%进料温度: tF=87.96气相组成yF: yF=41.09%塔底组成: tW=98.97气相组成yw: yw=0.34%(1)精馏段液相组成x1:气相组成

14、y1:所以 (2)提留段液相组成x2:气相组成y2:所以由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度温度T,708090100110,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3,KG/M3977.8971.8965.3958.4951.6tF=87.96 tD=78.54 tW=98.97 所以3.2.3混合液体表面张力 由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力：温度，2030405060708090100110，m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面张力温度，02040

15、6080100，m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91 乙醇表面张力 CF=16.39mN/m CD=17.27mN/m CW=15.30mN/m 水表面张力 wF=61.25mN/m wD=62.87mN/m wW=59.9mN/m塔顶表面张力 D=21.93mN/m原料表面张力 F=46.19mN/m塔底表面张力 w=59.07mN/m(1)精馏段的平均表面张力 1=(21.09+46.19)/2=34.06mN/m(2)提馏段的平均表面张力：2=（59.07+46.19）/2=52.63N/m3.2.4相对挥发度由 xF=24.25% yF=41.09%

16、得由 xD=83.86% yD=86.83% 得由 xW=0.04% yw=0.34% 得(1)精馏段的平均相对挥发度提馏段的平均相对挥发度3.2.5混合物的粘度 =83.25 查表，得水=0.0341mpa·s, 醇=0.446mpa·s =93.46 查表，得水=0.306mpa·s, 醇=0.385mpa·s(1)精馏段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.446x0.5406+0.341x(1-0.5406)=0.397 mpa·s(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.385x0.1215+0.306x(1-0.1215

17、)=0.316 mpa·s3.3理论塔板和实际塔板数的计算绘出乙醇水的气液平衡组成，即X-Y曲线图，作进料线与平衡线的交点坐标为xq=0.2425 yq=0.5489最小回流比为取操作回流比R=1.7Rmin=1.61精馏段 L=RD=1.61*0.02418=0.03887kmol/s V=(R+1)D=2.61*0.02418=0.06311kmol/s提留段 因本设计为饱和液体进料，所以q=1 则精馏段操作线方程为y=0.62X+0.28 提馏段操作线方程为精馏段相平衡方程：由精馏段操作线方程和精馏段相平衡方程得： 由精馏段操作线方程和提馏段相平衡方程得 由逐板法得理论板数NT

18、=16-1=15,加料板为第8块理论板全塔所需实际塔板数：块精馏段实际板数：提馏段实际板数：第四章 塔体的主要工艺尺寸计算4.1塔体主要尺寸确定 4.1.1塔径的初步计算4.1.1.1气液相体积流量计算（1）精馏段 质量流量： 体积流量： （2）提留段 质量流量： 体积流量： 4.1.1.2精馏段塔径计算 由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.60.8，Umax= 横坐标数值： 取板间距：Ht=0.60m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m查图可知C20=0.11 ,取安全系数为0.7 ，则空塔气速按标准塔径圆整后为=1.1m塔截面积为实际空塔气速为4.1.1.3提留段塔

19、径计算 横坐标数值： 取板间距：Ht=0.60m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m 查图可知C20=0.12 , 取安全系数为0.7 ，则空塔气速 按标准塔径圆整后为=1m塔截面积为实际空塔气速为综上：塔径D=1m，选择双流型塔板，截面积精馏段有效高度提馏段有效高度全塔的有效高度Z=7.8+6=13.4m4.1.2溢流装置计算4.1.2.1堰长 对双流型，一般 取=0.65D=1.625m4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高） 选择平直堰 堰上层高度 又查图得E=1.03 塔板上清液层高度 在此取（1） 精馏段 （2） 提留段 4.1.2.3弓形降液管宽度和截面积由查得， 溢流

20、中间降液管宽度则验算降液管内停留时间 精馏段： 提留段：停留时间>5s，故降液管可使用4.1.2.4降液管底隙高度（1）精馏段取降液管底隙的流速=0.15m/s 则=（2）提留段 取=0.15m/s 则=降液管底隙高度在3040mm之间，故降液管设计合理受液盘凹形和平形两种，对于塔径为以上的塔，常采用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。凹形受液盘的的深度一般在50mm以上。选用凹形受液盘：深度4.1.2.4溢流堰宽度 4.1.3塔板设计4.1.3.1塔板分布 本设计塔径D=1m 4.1.3.2 浮阀的选型：F1Q-3B型阀片厚度1.5mm，阀重24.

21、3g，塔板厚3mm.4.1.3.3浮阀数目与排列 (1)精馏段 取阀孔动能因子F0=12. 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 边缘区宽度 (mm)，一般为 5075， 取边缘区宽度（即无效区） 破沫区宽度（即安定区），双溢流中间降液管宽度Wd=0.15m， 计算塔板上的鼓泡区面积，即 其中 所以 浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在34的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m（）： 则排间距为： 按t=120mm , 以顺排方式作图，排得阀数180个 按N=180 开孔面积：重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率 (2)提留段 取阀孔动能因

22、子F0=12. 则孔速 每层塔板上浮阀数目为 按t=120mm ,估算排间距 取t=120mm , 以顺排方式作图，排得阀数150个 按N=150 开孔面积：重新核算孔速及阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内 塔板开孔率4.2 筛板的流体力学验算4.2.1气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降Pp可由 和计算式中 hc与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱； hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱； h与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m

23、液柱。 精馏段(1)干板阻力 因u01>u0c1 故(2)板上充气液层阻力取 则(3)液体表面张力所造成的阻力=0.042+0.025+=0.0674m单板的压力降：精馏段平均压强：提留段（1）干板阻力 因u02>u0c2 故（2）板上充气液层阻力取 则（3）液体表面张力所造成的阻力=0.035+0.025+=0.0606m单板的压力降提馏段平均压强：4.2.2淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度即精馏段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度(2)液体通过液体降液管的压头损失 (3) 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。 提留段 (1)单层气体通过塔板

24、压降所相当的液柱高度(2)液体通过液体降液管的压头损失 板上液层高度 则取，已选定 则可见所以符合防止淹塔的要求。4.2.3物沫夹带精馏段 板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数，泛点负荷系数图泛点率为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 提留段 取物性系数，泛点负荷系数图泛点率为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。 4.2.4漏液点气速当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使

25、塔板上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。精馏段：查图C0=0.85（化工原理课程设计P90) 提馏段： 查图C0=0.85（化工原理课程设计P90) 4.3塔板负荷性能曲线4.3.1物沫夹带线 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段 0.8= 整理得： 即 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出 提留段 0.8= 整理得： 即在操作范围内任取两个值算出 精馏段 Ls (m3/s)0.0040.002Vs (m3/s)12.0112.18提馏段 Ls (m3/s)0.0010.002Vs (m3/s)15.4315.444

26、.3.2液泛线 而 精馏段 整理得： 提留段 整理得：在操作范围内任取若干个Ls值，算出相应得Vs值： 精馏段 Ls1 (m3/s)0.00010.00150.0070.009Vs1 (m3/s)27.827.426.726.4提馏段 Ls2 (m3/s)0.00010.00150.0070.009Vs2 (m3/s)33.332.831.631.34.3.3液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s 液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 4.3.4漏液线 对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1) 精馏段 (2)提留段4.3.5液相负荷

27、下限 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 取E=1.0 3 则由以上15作出塔板负荷性能图 由上图可知：精馏段：气相最大负荷气相最小负荷提馏段：气相最大负荷气相最小负荷精馏段操作弹性=提馏段操作弹性= 第五章 板式塔的结构5.1塔总高的计算5.1.1塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。 5.1.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。5.1.3人孔人孔是安装或检修人员进出塔的

28、唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔68块塔板才设一个人孔，需经常清洗时每隔34块塔板才设一个人孔.本塔中共25块板，需设置4个人孔，每个孔直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此，取人孔所在板增至800mm5.1.4 裙座裙座高度应考虑的问题包括：1.底部接管的高度和出入孔的位置2.塔底抽出泵的灌泵液位3.塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求4.检修方便5.减压塔底液封要求6. 支撑应力要求设计时一般取裙座

29、高度为1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座2m.进料所在板的板间距由600mm增至700mm，5.1.5筒体与封头5.1.5.1筒体 由D=1.1m 选钢板材料为：GB 3274 则，100%探伤， 取壁厚为4mm5.1.5.2封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=1100mm ，取壁厚为4mm得曲面高度，直边高度。选用封头N1100×4,JB1154-73塔总高：5.2接管5.2.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取 查标准系列选取5.2.2回流管采用直流回流管 取

30、查标准系列选取5.2.3塔底出料管取 直管出料查标准系列选取5.2.4塔顶蒸汽出料管直管出气 取出口气速 查标准系列选取5.2.5塔底进气管 采用直管 取气速 查标准系列选取5.3法兰公称直径/mm法兰外径/mm螺栓孔中心圆直径/mm螺栓孔直径/mm螺栓孔数/mm螺纹/mm法兰厚度/mm法兰内径/mm法兰重量/kg进料管108210170184M16181103.41塔顶蒸汽101434.50.73塔底出料管140240200188M1620141.54.53塔底进气管259065114M1014260.60回流管180320280188M16202226.85 由于

31、常压操作，所以法兰均采用标准管法兰、平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HGT/20607-2009钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片5.3视镜公称直径：50mm 尺寸标准：Pg2.5Pg50JB93-14-1 连接面形式：平面第六章 附属设备的计算6.1 热量衡算 0的塔顶气体上升的焓HvtD温度下，即 78.54 =30温度下 tw温度下，即 98.97 tD温度下，即 78.54 0的塔顶气体上升的焓Qv 塔顶以0为基准温度由78.54到30的热量变化温度由98.97到30的热量变化回流液的焓HR 注：此为泡点回流，

32、据t-x-y图差得此时组成下的泡点tD，用内差法求得回流液组成下的，查得=78.15 此温度下： 注：回流液组成与塔顶组成相同 塔顶馏出液的焓HD 因馏出口与回流液口组成一样，所以 冷凝器消耗的热量QC进料口的热量QFt温度下，即 84.97 =25温度下 塔釜残液的焓QW6.2附属设备的选型6.2.1再沸器塔釜热损失为10%, 则 设再沸器损失能量Q损=0.1QB 加热器实际热负荷再沸器的选型：选用饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.oC) 料液温度： 水蒸气： 加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol水蒸气的用量m水= QB/ r=查表得水蒸气温度为t=120

33、取k=650（w/m2×k）则再沸器的传热面为:由 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=107 m2 选取型号为：G.CH800-6-706.2.2塔顶回流冷凝器有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500)本设计取K=700)=2926)出料液温度：冷却水温度： 逆流操作：t1=58.54 t2=43.54 选用设备型号：G500I-16-406.2.3、塔顶产品冷凝器出料液温度：冷却水温度： 逆流操作：t1=43.54 t2=10 选用列管式换热器。6.2.4、塔底产品冷凝器出料液温度：冷却水温度： 逆流操作：t1=68.97 t2=10 选用列管式换热

34、器。6.2.5、原料预热器原料液由25加热到84.54，假设加热蒸汽进口温度为130，出口温度为60，逆流冷凝，取传热系数取K=700)=2926)加热蒸汽温度： 原料液温度：逆流操作：t1=35 t2=45.03 选用U型管换热器。6.2.6、蒸汽喷出器蒸汽喷出器可用蒸汽喷射式泵。第七章 设计评述精馏塔工艺设计计算结果总表项 目符 号 单 位 计 算 数 据精馏段提馏段各段平均压强109.462（绝压）116.965（绝压）各段平均温度 81599244平均流量气相 0.009260.00949液相11.5413.19 实际塔板数块1411 板间距 m0.60.6 塔的有效高度Zm7.86

35、塔径 Dm2.62.6 空塔气速um/s2.172.48 塔板溢流型式双溢流弓形降液管 分块式塔板溢流装置溢流管型式弓型堰高mm2820 堰长m1.6251.625溢流堰宽度m0.2850.285管底与受液盘距离mm3839 板上清液层高度mm5050 孔径mm3939 孔间距 tmm120120孔数或阀数N个919817开孔面积1.100.975开孔率%20.718.4浮阀型式F1Q-3B浮阀重量g24.39筛孔或阀孔气速m/s10.5213.52塔板压降591612降液管面积0.3720.372液体在降液管停留时间s24.1025.52降液管内清液层高度mm128.5122.7雾沫夹带(泛点率)%81.173.4气相最大负荷23.823.0气相最小负荷11.012.3操作弹性2.161.87主要符号说明符号