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1、吉林化工学院 化 工 原 理 课 程 设 计 题目 苯甲苯二元物系筛板式精馏塔的工艺设计 教 学 院 环境与生物工程学院 专业班级 安全工程0901班 学生姓名 刘雪婷 学生学号 09360106 指导教师 王卫东 2011 年 6 月 20 日 化工原理课程设计任务书一. 设计题目 苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的工艺设计二.设计条件：常压:加料量: 进料组成: 塔顶馏出液组成: =0.99塔釜组成: =0.01加料热状态: 单板压降 三.设计任务： (1).精馏塔的工艺设计计算（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算）(2).绘制带控制点的工艺流程图(3).绘制精馏塔设备结构图(4).撰写
2、精馏塔的设计说明书摘 要 本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.40的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到99%，塔底釜液摩尔分数为1%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为18。根据经验式算得全塔效率为0.54。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为19，提馏段实际板数为15。实际加料位置在第19块板。精馏段弹性操作为3.631，提馏段为3.449。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。用120饱和水蒸气加热。饱和
3、水蒸气走壳程，进料液走管程。关键词：苯-甲苯、精馏、逐板计算、负荷性能图、精馏塔设备结构ABSTRACT This design include fractionating rectification tower、reboilder and pipeline.It is used to seParate the benzene-toluene solution with the mole fraction of 0.40.The benzene content of overhead product can reach 99% and in the bottom product,the com
4、tent 1%. Thinking of the aspects ,for example convenience operation 、economy、safey etc,the column plate of the fractionating rectification tower is sieve plate ,the material of the column plate is carbon steel.The number of theretical plate is calculated plate to plate by computer with the programme
5、 of C language .It is 18.The overall plate efficieney is 0.54.The effective number of plate is 19 in the rectifying section,and is 15 in the stripping section.The loading plate is No. 19.The flexibility ofthe rectifying section is3.631,and is3.449of the stripping secion.The result of the checking ca
6、lculation of hydromechanics are all in the safe operation range.The checking calculation of hydromechanics include the pressure drop of every plate,weeping,flooding and entrainment. Seamless steel pipe are used in all pipelines.The reboilder is horizontal float head heat-exchanger.120 saturate steam
7、 is used to heat.The saturate steam have the shell Pass and the resiolue have the tuke Pass.Key words:benzene-toluene rectify calculating by plate to plate the chart of burthening caPability the structure of fractionating rectification tower equipment 目 录绪 论1第一章 精馏塔工艺设计计算31 物料衡算31.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率
8、31.2 物料衡算32板数的确定42.1 相对挥发度的计算42.2 最小回流比的确定42.3 求精馏塔气液相负荷52.4 操作线方程的确定52.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置53.2操作温度的计算52.6实际板数的计算63.工艺条件的计算73.1操作压强 74.物性数据计算74.1平均摩尔质量计算74.2平均密度84.3液体表面张力94.4 液体粘度105精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算105.1气液负荷和塔径的计算105.2精馏塔有效高度的计算115.3溢流装置115.4塔板布置125.5筛板的流体力学验算135.5.1塔板压降135.5.2液沫夹带量的验算145.5.3 漏液的验算145
9、.5.4液泛验算155.6塔板负荷性能图155.6.1漏液线155.6.2.雾沫夹带线165.6.3液相负荷下限线165.6.4.液相负荷上限线165.6.5.液泛线176提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算186.1塔径 186.2 溢流装置186.3塔板布置196.4筛板的流体力学验算206.4.1塔板压降206.4.2雾沫夹带量的验算216.4.3漏液的验算216.4.4液泛验算216.5塔板负荷性能图226.5.1漏液线226.5.2.液沫夹带线226.5.3.液相负荷下限线236.5.4液相负荷上限线236.5.5.液泛线23 第二章 进料预热的设计计算261.进料温度的计算262换热器设
10、计计算273.1初选换热器273.2计算管程压降及给热系数283.3计算壳层压降及给热系数293.4计算传热面积30结 论311.筛板塔计算结果汇总312.换热器计算结果汇总333.换热器型号计算结果344. 精馏塔负荷性能图36结束语37参考文献1附录2绪 论课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容,能够培养学生运用所学的化工生产的理论知识，解决生产中实际问题的能力。此次设计还能够培养学生的工程意识，健全合理的知识结构可发挥应有的作用。实际化工生产中常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式。此次化工原理设计是精
11、馏塔的设计，精馏塔是化工生产中十分重要的设备。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，具有结构简单、金属耗量少、造价低廉；气体压降小、板上液面落差也较小；塔板效率较高；改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔等与优点。近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏夜。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践，逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生中主
12、要的传质设备，为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下，操作使其板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔为窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到标准。 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。一、精馏原理及其在工业生产中的应用生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满
13、足要求，需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，是可以让混合液体得到较为充分分离的连续操作。精馏有不同的分类方法，如：按操作压力可分为常压、加压和减压精馏，按分离混合液体中的组分的数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中以多组分精馏较常见，但多组分精馏与双组分精馏的基本原理、计算方法等无本质区别。本次设计的是双组分常压精馏。二、精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液
14、两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 （2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞
15、，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。但是在实际生产中，任何塔设备都难以满足上述所有要求，不同的塔型各有某些独特的优点。因此我们要根据不同的因素选择不同的塔型。三、常用板式塔类型与本设计的选型及其优点气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔。其后，特别是在二十世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降
16、液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。本设计选取的是浮阀式精馏塔。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高
17、可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：（1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。（2）操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。（5）液面梯度小。 （6）使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。（7）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。四、本设计所选塔的特性 本设计处理能力大，每小时可处理混合物70kmol；结构简单，材料耗用量小，制造和安装容
18、易；操作稳定，弹性较大；而且液泛线较高可有效减小液泛对操作的影响；流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小等一系列优点。第一章 精馏塔工艺设计计算本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过冷液进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图1
19、-1精馏流程图1 物料衡算1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率1.2 物料衡算 摩尔分数：=0.40, =0.99, =0.01苯甲苯二元物系: F=70kmol/h, q=0.96, P顶=101.325 kPa总物料衡算: F=D+W易挥发组：解得：D=27.86kmol/h W=42.14kmol/h2板数的确定2.1 相对挥发度的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即：式中t物系温度，；饱和蒸汽压，kPa;A,B,CAntoine常数，式中A、B、C 为常系数，对于乙醇水物系，其值见表1-1苯-甲苯物系安托因方程系数表1-1组分ABC苯6.0311211220.8甲
20、苯6.0801345219.5注：表中苯以A表示；甲苯以B表示。求得数据列于表1-2表1-2T()80.1859095100105110.6101.8117.7136.3157.1180.3206.1238.1339.146.054.263.674.286.1101.272.602.562.512.472.432.392.35参见文献（4）中53页相对挥发度的计算方法，结合表2-1数据，在全塔温度操作范围内，求出塔顶和塔底的平均相对挥发度，则平均相对挥发度为：2.472.2 最小回流比的确定气液相平衡方程为 （3） 2.3 求精馏塔气液相负荷精馏段： 提馏段： 2.4 操作线方程的确定精馏段操
21、作线方程：得： 提馏段操作线方程：得：解（5）（6）得：2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置采用相平衡方程与操作线方程式逐板计算法编程（程序见附录一）求得各理论板气液相组成（见表1-3）：表1-3塔板123456气相组成0.990.97970.96240.93440.89170.8326液相组成0.97570.95140.91210.85230.76930.6682塔板789101112气相组成0.76050.68510.61800.56620.45550.3616液相组成0.56240.46830.39570.34570.25300.1866塔板131415161718气相组成0.2655
22、0.18020.11380.06700.03640.0173液相组成0.12760.08160.04940.02830.01510.0071由逐板计算发求得总理论板数为18块板（包括塔釜），精馏段板数为10块，提馏段需要8块板，第10块板加料。2.6操作温度的计算苯甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即： 式中t物系温度，；饱和蒸汽压，kPa;A,B,CAntoine常数，式中A、B、C 为常系数，对于乙醇水物系，其值见表2-3苯-甲苯物系安托因方程系数表2-3组分ABC苯6.0311211220.8甲苯6.0801345219.5注：表中苯以A表示；甲苯以B表示。由试差法的： 塔顶温
23、度 进料板温度 塔釜温度精馏段平均温度 提馏段平均温度 定性温度 查得 2.7实际板数的计算精馏段实际板数 提馏段实际板数 （包括塔釜）3.工艺条件的计算3.1操作压强 取每层塔板压降为 则塔顶压强 进料板压强 塔底压强 精馏段平均操作压强: 提馏段平均操作压强: 4.物性数据计算4.1平均摩尔质量计算（1）塔顶 （2）进料板 （3）塔底 （4）精馏段平均分子量：气相：液相： （5）提馏段平均分子量：气相： 液相：4.2平均密度（1）气相密度精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：（2）液相密度 由式 可求相应的液相密度。对于塔顶：其中的质量分率为， 则 对于进料板：其中的质量分率为： 则 对
24、于塔底：其中的质量分率为： 则 （3）精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：4.3液体表面张力（1）对于塔顶：（2）对于进料板：（3）对于塔底：（4）精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：4.4 液体粘度（1）对于塔顶：（2）对于进料板：（3）对于塔底：（4）精馏段平均液相粘度：提馏段平均液相粘度： 5精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 5.1气液负荷和塔径的计算（1）精馏段气液负荷计算 V=97.12Kmol/h,L=69.27 Kmol/h （2）提馏段气液负荷计算（3）初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板.板间距HT=450mm则: HT-HL=0.39查C20=0.085依式1-
25、47校正物系表面张力 取安全系数为0.7 ,则空塔速度塔径 按标准塔径圆整为 截面积为 实际空塔气速为 5.2精馏塔有效高度的计算 对塔的实际高度，根据文献提供的经验值，假设塔底座为1500mm,人孔直径为500mm,前一节已经设出塔板板间距为450mm,那么它的实际高度值为。5.3溢流装置因塔径,可选用采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰（1）溢流堰长(2)出口堰高 溢流收缩系数E=1取板上清液层高度 选平直堰，堰上液高度为故 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积由 查文献（1）中图 5-7得 Wd/D=0.15，Af/AT=0.094故 计算液体在降液管中停留时间，
26、故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速，依下式计算降液管底隙高度h05.4塔板布置（1）塔般的分块因，故塔板采用分块式。由文献（1）查表5-3得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定取。（3）开孔区面积计算其中： 故 （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取 孔中心距 取筛孔的孔径 d0=5mm塔板上筛孔数目为 塔板开孔区的开孔率 开孔率在5-15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速 5.5筛板的流体力学验算5.5.1塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力，由查文献（1）中图5-10得 C0=0.772（
27、2）气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl查文献（1）中5-11，得。故 （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力，气体通过每层塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）因为5.5.2液沫夹带量的验算塔板上鼓泡层的高度精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。5.5.3 漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速为 筛板的稳定性系数 该值大于1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。5.5.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度苯甲苯物系属一般物系，取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是
28、合适的。5.6塔板负荷性能图5.6.1漏液线得 5.6.2.雾沫夹带线取雾沫夹带极限值 依式 式中 5.6.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 5.6.4.液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，液相负荷上限线在VSLS坐标图上为与气体流量VS无关的垂直线，如图气液负荷性能图。5.6.5.液泛线令 由 得 故 LS0.0020.0060.010.0140.018VS 3.2823.1452.8812.6472.364精馏塔负荷性能图见附录二2.3（1）在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。由负荷性能图可知，该筛板的操作上线为液泛控制，下
29、限为漏液控制。由性能图查得 ， 故弹性操作为6提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算6.1塔径 初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，板间距450mm。液气流动参数 查文献（1）中图5-1，以为横坐标可得到 校正表面张力为 液泛速度取安全系数为0.7 = 塔径 按标准塔径圆整为 D=1.0m截面积为实际空塔气速为 6.2 溢流装置因D=1.0m,采用单溢流，弓形降液管，凹形受液盘，不设进口堰。（1）溢流堰长（2）溢流堰高度 查文献（1）中图5-5得，溢流收缩系数E=1选平直堰，堰上液高度为取板上清液层高度 故 （3）弓形降液管降液管的宽度与降液管的面积由0 查文献（1）中图 5-7得 Wd/D=
30、0.15，Af/AT=0.094故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合格（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速 ，依下式计算降液管底隙高度h06.3塔板布置（1）塔般的分块因，故塔板采用分块式。查文献（1）中表5-3得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定取 。（3）开孔区面积计算其中： （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取 孔中心距 取筛孔的孔径d0=5mm塔板上筛孔数目为（5）塔板开孔区的开孔率 开孔率在范围内，符合要求。6.4筛板的流体力学验算6.4.1塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力，查文献（1）中图
31、5-10得 C0=0.79（2）气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl查文献（1）中5-11，得。故 （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力，气体通过每层塔板的液柱高度气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）6.4.2雾沫夹带量的验算塔板上鼓泡层的高度 故精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。6.4.3漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速 筛板的稳定性系数 该值大于1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。6.4.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度苯甲苯物系属一般物系，取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为提
32、馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。6.5塔板负荷性能图6.5.1漏液线 故 6.5.2.液沫夹带线取雾沫夹带极限值依式 式中 整理得 6.5.3.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体符合标准。由 得 6.5.4液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，6.5.5.液泛线令 由 式中 得 故 提馏塔负荷性能图见附录二2.3（2）在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。由负荷性能图可知，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由负荷性能图查得 ， 故弹性操作为精馏塔设计结果见汇总1。第二章 进料预热的设计计算1.进料温度的计算(1)101.3kPa下由文
33、献（1）查得苯的沸点为，查得甲苯的沸点为，(2) 用内差法可求出泡点温度：由苯-甲苯的气液平衡组成查得组成因为q=0.96,所以进料温度为872. 物性数据本设计需将的料液预热到，经验算由于塔釜余热不足，采用水蒸气预热。假设，出口温度为，水蒸气走壳层，料液走管层。 （1）定性温度定性温度：可取流体进出口平均温度壳层的定性温度为 管层定性温度为 根据定性温度，分别查取壳层和管层流体的有关物性数据（2）物性数的查取苯-甲苯在下由文献查得有关物性数据如下：密度 故 定压比热容 导热系数故 粘度故 循环水蒸汽在下由文献查得有关物性数据如下：密度 定压比热容导热系数粘度3换热器设计计算3.1初选换热器（
34、1）热量衡算（2）逆流平均温差（3）修正系数由P和R从文献（1）中查得修正系数为0.82。故采用单壳层，偶数管程的浮头式换热器。 （4）总传质系数K管外为水蒸气冷凝来加热管内有机液体（）为轻有机物，总传质系数经验值的范围为，初步估计传热系数，3.2计算管程压降及给热系数为充分利用水蒸气的热量取水蒸气走壳程，进料走管程（1）管程流动面积（2）管内水蒸气流速根据热量衡算得去管壁粗糙度，查文献（2）中图1-34得（3）管程压降允许值30kPa，可行。（4）管程给热系数管程内无相变，故3.3计算壳层压降及给热系数取折流挡板间距，因系正方形排列，管束中心线的管数 （1） 壳程流动面积为因500，故可用下
35、式计算管外流动摩擦系数管子排列为正方形，斜转安装，取校正系数取垢层校正系数 挡板数 （2） 壳层压强为,可行。（3）壳层给热系数计算壳程中水发生相变，由经验式 得 3.4计算传热面积 查文献得，取所选换热器的实际传热面积约为安全系数：所选BSE400-2.1-15-3/25-2I型换热器适合。计算结果汇总见结论2。结 论1.筛板塔计算结果汇总项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段平均分子量气相kg/kmol81.2288.04液相kg/kmol82.86589.655各段平均压强kPa107.975119.875各段平均温度87.75102.595平均密度气相2.9233.378液相806.1
36、4789.075各段平均表面张力20.4618.98各段平均粘度0.29350.2645平均流量气相m3/s0.74960.6828液相m3/s0.0019780.004307实际塔板数块1915板间距m0.45塔有效高度m8.16.3塔径m1.0空塔气速m/s0.9550.870塔板液流形式单流型项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段溢流装置溢流管形式弓形堰长m0.7堰高m0.04670.0576溢流堰宽度m0.15管底与受液盘距离M0.01420.0308板上清夜层高度m0.060.08孔径mm5孔间距mm15孔数个4697开孔面积m20.915筛孔流速m/s8.1117.388塔板压降k
37、Pa448.16529.16液体在降液管中停留的时间s16.797.71降液管内清液层高度m0.01550.00273雾沫夹带kg液/kg 气0.001550.00273负荷上限液沫夹带控制负荷下限漏液控制液相最大负荷m3/s0.0083液相最小负荷m3/s0.0006弹性操作3.6313.4492.换热器计算结果汇总项 目符号单位计算结果密 度苯-甲苯846.9水蒸气0.7036定压比热容苯-甲苯1.845水蒸气1.880导热系数苯-甲苯0.134水蒸气0.0264粘 度苯-甲苯0.427水蒸气0.012总热量Q逆流平均温差修正系数0.82传热面积14.48流动面积管 程0.013壳 程0.
38、0458流 速管 程0.56壳 程0.041雷诺数管 程壳 程项 目符 号单 位计算结果压 降管 程3.346壳 程1.609给热系数管 程1038.00壳 程9678.89 传 热 系 数662.80 计算传热面积14.18实际传热面积16.39验 证1.1553.换热器型号计算结果外壳直径D/mm400管子尺寸/mm公称压强p/MPa1.6管长l/m3公称面积/m215管数NT72管程数NP2管中心距t/mm32管子排列方式正方形2.2 负荷性能图数据表（1）精馏段漏液线0.0020.0060.0140.0180.8320.8830.9530.981液沫夹带线0.0020.0060.0140.0183.5143.2262.8052.628液相负荷下限线0.001液相负荷上限线0.0217
