[工学]化工原理课程设计苯与氯苯.doc

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计北京理工大学珠海学院化工原理课程设计说明书题 目: 苯和氯苯物系分离系统的设计学 院： 化工与材料学院 专业班级： 1学 号： 学生姓名： 指导教师： 2013年 1 月21日532010级学生用化工原理课程设计目录第一章 化工原理设计任务书11.1课程设计题目11.2课程设计内容（含技术指标）11.2.1设计条件11.2.2具体设计内容和要求11.2.3进度安排21.2.4基本要求31.3基础数据（数据由Aspen模拟得到、计算制图由EXCEL得到）41.3.1苯的物性41.3.2氯苯的物性61.3.3苯、氯苯的气液平衡关系6第二章 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计方案72.1设计方案的确定及工艺流程的说明72.2工艺流程图8第三章 精馏塔设计计算与论证93.1全塔的物料衡算93.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率93.1.2平均摩尔质量93.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率93.2塔板数的确定103.2.1理论塔板数的求取103.2.2实际塔板数123.3塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算143.3.1平均压强143.3.2平均温度143.3.3平均分子量143.3.4平均密度153.3.5液体的平均表面张力173.3.6液体的平均粘度183.3.7精馏段的汽液负荷计算193.3.8提馏段的汽液负荷计算203.4塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算213.4.1精馏塔塔径的计算213.4.2提馏段塔径的计算213.4.3溢流装置223.4.4塔板布置253.4.5验算气速及阀孔动能因数及开孔率293.5塔板上的流体力学验算293.5.1气体通过筛板压降和的验算293.5.2雾沫夹带量的验算303.5.3液泛的验算323.6精馏段塔板负荷性能图333.6.1雾沫夹带线（1）333.6.2液泛线（2）343.6.3液相负荷上限线（3）353.6.4漏液线（气相负荷下限线）（4）353.6.5液相负荷下限线（5）353.6.6操作气液比353.7提馏段塔板负荷性能图363.7.1雾沫夹带线（1）363.7.2液泛线（2）373.7.3液相负荷上限线（3）383.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4）383.7.5液相负荷下限线（5）383.7.6操作气液比383.8板式塔的结构与附属设备393.8.1液流管393.8.2塔结构设计423.8.3附属设备设计443.9精馏塔的设计计算结果汇总一览表47第四章 生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制49第五章 本设计中的主要符号说明51第六章 对本设计的评述和有关问题的分析与讨论53第一章 化工原理设计任务书1.1课程设计题目 苯和氯苯物系分离系统的设计1.2课程设计内容（含技术指标）1.2.1设计条件生产能力：50000吨/年（每年按300天生产日，每天24小时计算）原料状态：苯含量50%（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量98%（wt%）；塔釜氯苯含量99.8%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：（1）塔板类型：浮阀塔板；（2）塔顶采用全凝器；（3）R=1.9Rm（4）塔顶压强4kPa（表压）；（5）塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；（6）单板压降不大于0.7kPa；1.2.2具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩1.2.3进度安排时间设计安排检查时间12.1012.17设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算12.1312.1712.24工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）12.2112.241.4塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）12.2812.281.4热量衡算；附属设备的选型和计算1.41.6-1.13绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）1.111.131.18绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）1.18日完成1.191.21编写设计说明书，答辩要求1.22将说明书及图纸装订并提交1.23答辩1.2.4基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等 4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10答辩每班数不少于20人答辩1.3基础数据（数据由Aspen模拟得到、计算制图由EXCEL得到）1.3.1苯的物性图1-1 苯的物性数据图物性拟合曲线与方差值：密度： （1-1）饱和蒸汽压: （1-2）表面张力： （1-3）粘度： （1-4）图1-2 氯苯的物性数据图1.3.2氯苯的物性物性拟合曲线与方差值：密度： （1-5）饱和蒸汽压: （1-6）表面张力： （1-7）粘度： （1-8）1.3.3苯、氯苯的气液平衡关系依据苯与氯苯的饱和蒸气压公式代入，得到苯、氯苯的气液平衡数据列于下表:表1-1 苯-氯苯气液平衡关系表温度t/液相x气相y温度t/液相x气相y131.7001040.3540.7161280.0350.146100.90.4190.77125.50.0580.21996.90.5060.828123.20.0790.28294.60.560.8591210.1020.33592.80.6080.881118.30.1370.41490.50.6690.906116.40.1610.46487.50.7550.935114.90.1790.49284.80.8380.959114.30.1880.51183.50.8820.97111.30.2320.57582.20.920.98108.60.2780.63280.111106.40.3150.678图1-3 txy图泡点温度、露点温度分别与液相苯摩尔分数拟合曲线方程和方差： （1-9） （1-10）第二章 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计方案2.1设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。2.2工艺流程图第三章 精馏塔设计计算与论证3.1全塔的物料衡算3.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。3.1.2平均摩尔质量3.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：全塔物料衡算： 表3-1 物料衡算数据记录MF92.224kmol/hF153.415kmol/hxF0.5903MD78.592kmol/hD91.665kmol/hxD0.9860 MW112.460kmol/hW61.750kmol/hxW0.00293.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数的求取逐板计算法（利用相平衡关系和操作线方程）1.相对挥发度的求取依据表3的平衡数据由MATLAB软件拟合方程得： 2.回流比R的 计算由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，。故有：最小回流比为：所以：表3-2 数据处理表yqRmR4.5330.86720.4290.81513.求理论塔板数精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 q=1 则提馏段方程为：4.理论板的确定气液平衡方程： 变形有：由y求的x，再将x带入平衡方程，以此类推：理论板（不包括再沸器）为10，其中精馏段塔板数为4块，提馏段塔板数为6块，进料板为第5块表3-3 理论塔板数与塔板上的气液相平衡数据 第i块塔板气相组成y液相组成x10.9860.939520.96510.859330.92910.74340.87690.61115(加料版)0.81770.497360.71870.360470.52030.193180.27790.078290.11140.0269100.03710.008411（再沸器）0.01020.00233.2.2实际塔板数1.全塔效率根据苯、氯苯t-x-y拟合方程式（1-10）将，代入方程得：，全塔平均温度 表3-4 塔板温度与全塔平均温度t1t5t10t平均温度t/81.7797.32130.78106.275全塔平均温度下苯、氯苯黏度如下表（3-5）（由苯/氯苯粘度拟合方程公式（1-4）、（1-8）得来）表3-5 苯和氯苯组分的黏度组分苯（A）氯苯（B）黏度/mpa·s0.26160.4212由表3-5数据带入下式得全塔平均粘度：本实验采用Oconnell方法计算全塔效率全塔效率：2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块（不包括再沸器）表3-6 理论塔板数与实际塔板数理论精馏段Np1理论提馏段Np2理论塔板数Np实际精馏段Np1实际提馏段Np2实际塔板数Np4610914233.3塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算3.3.1平均压强塔顶操作压力：每层塔板压降为0.7kPa进料板压力：塔底板压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：全塔平均压力：3.3.2平均温度由上可知：，精馏段平均温度：提馏段平均温度：全塔平均温度：3.3.3平均分子量1.塔顶平均分子量：由前面的数据可知 ，2.塔釜平均分子量：由前面的数据可知 ，3.进料板平均分子量：由前面的数据可知 ，4.精馏段平均分子量：5.提馏段平均分子量：3.3.4平均密度1.液相平均密度根据苯/氯苯密度拟合方程公式（1-1）、（1-5）（1）塔顶密度：（2）进料板密度：（3）塔釜密度： （4）精馏段密度：（5）提馏段密度：2.汽相平均密度塔顶密度：进料板密度：塔釜密度：精馏段密度：提馏段密度：3.3.5液体的平均表面张力在各自温度下苯、氯苯表面张力如下表（3-7）（由苯/氯苯表面张力拟合方程（1-3）、（1-7）得来） 表3-7 苯和氯苯组分的表面张力组分苯（A）氯苯(B)塔顶表面张力1/(mN/m)21.051226.4274进料板表面张力5/(mN/m)19.186924.7451塔釜表面张力10/(mN/m)15.339421.2890塔顶：；（81.75） 进料板：；（97.01）塔釜：；（130.37）精馏段：提馏段：3.3.6液体的平均粘度在各自温度下苯、氯苯黏度如下表（3-8）（由苯/氯苯黏度拟合方程公式（1-4）（1-8）得来）表3-8 苯和氯苯组分的黏度组分苯（A）氯苯(B)塔顶黏度1/(mPa·s)0.32560.4761进料板黏度5/(mPa·s)0.28250.4385塔釜黏度10/(mPa·s)0.21500.3904塔顶： 加料板：塔釜：精馏段：提馏段：表3-9 精馏段、提馏段操作工艺物性数据相关物性精馏段提馏段塔平均压力P107.15kpa115.2kpa塔平均温度T89.545114.05气相平均分子量MV.m81.491kg/kmol97.836kg/kmol液相平均分子量ML.m87.811kg/kmol103.944kg/kmol气相平均密度PV.m2.8960kg/m33.5009kg/m3液相平均密度PL.m856.71kg/m3942.82kg/m3液相平均表面张力21.45659 mN/m21.40974 mN/m液相平均粘度0.3478mpa.s0.37493mpa.s3.3.7精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量3.3.8提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量表3-10 塔气、液负荷数据相关流率精馏段提馏段气相摩尔流率V(V)166.381kmol/h166.381kmol/h气相体积流率Vs1.3005/s1.2916m3/s液相摩尔流率L(L)74.716kmol/h228.131kmol/h液相体积流率Ls0.002128m3/s0.007025m3/s3.4塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算3.4.1精馏塔塔径的计算1.塔板的布置初选塔板间距及板上液层高度，则： 2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）根据Smith通用关联图可查得：负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.精馏段的塔径圆整取，此时的操作气速。3.4.2提馏段塔径的计算1.塔板的布置初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）根据Smith通用关联图可查得：负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.提馏段的塔径圆整取，此时的操作气速。所以全塔塔径取值为1400mm。3.4.3溢流装置可选用单溢流型的平直形溢流堰板、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。1.溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。2.出口堰高（1）精馏段：对平直堰由及，查图（3-1）得，于是：（2）提馏段：对平直堰由精馏段可知，于是： 因此，上下两段均取图3-1 液流收缩系数计算图注：摘自教材化工原理王淑波 蒋红梅 主编 P220图6-413.降液管的宽度和降液管的面积由，查图（3-2）得，图3-6 弓形降液管的宽度和面积注：摘自教材化工原理王淑波 蒋红梅 主编 P221图6-42即：，。对于精馏段液体在降液管内的停留时间为：（满足要求）对于提馏段液体在降液管内的停留时间为：（满足要求）4.降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速为：精馏段，提馏段 （不宜小于0.025m，本结果满足要求）因此，上下两段均取 故降液管低隙设计合理。选用凹形受液盘，深度3.4.4塔板布置1.塔板的分块因为D=1400mm,故塔板采用分块式，查表（3-10）得，塔板分为4块。表3-10 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34562.边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，D >2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。3.阀孔数浮阀的孔动能因子已知，取，已知型浮阀的阀孔直径 精馏段：m/s每层板上的浮阀数数 取整提馏段：m/s每层板上的浮阀数数 取整4.开孔区面积式中：（1）精馏段：阀孔总面积则阀孔中心距： ()故把同一横排的阀孔中心距定为112.6mm。（2）提馏段：阀孔总面积则阀孔中心距： ()故把同一横排的阀孔中心距定为103.9mm。实际孔布置如下：图3-7 精馏段板孔160个图3-8 提馏段板孔169个3.4.5验算气速及阀孔动能因数及开孔率1.实际阀孔中气体速度为(1)精馏段：实际取阀孔速为160 m/s (2)提馏段：实际取阀孔速为169 m/s 阀孔动能因数变化仍在912范围内，因此阀孔数符合要求。2.塔板开孔率为(1)精馏段：(2).提馏段：塔板开孔率在10%14%之间，因此阀孔数符合要求。3.5塔板上的流体力学验算3.5.1气体通过筛板压降和的验算1.气体通过干板的压降精馏段： ，则m液柱提馏段： ，则m液柱2.气体通过板上液层的压降取充气系数 则m液柱3.液体表面张力阻力h （此阻力很小，忽略不计）4.气体通过筛板的压降（单板压降）和精馏段： 提馏段： 上下两段单板压降均符合设计任务要求。3.5.2雾沫夹带量的验算板上液体流经长度：板上液流面积：苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=1.0，查图的泛点负荷系数，得： 1.精馏段 验算雾沫夹带量：精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足的要求。2.提馏段 验算雾沫夹带量：提馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足的要求。3.5.3液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度1.与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段 m液柱提馏段 m液柱2.液体通过降液管的压头损失精馏段 m液柱提馏段 m液柱3.板上液层高度精馏段和提馏段皆为 m 因此，取 降液管中清液层高度如下： 精馏段 提馏段 可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。3.6精馏段塔板负荷性能图3.6.1雾沫夹带线（1） （3-1）按泛点率为80%，把数据代入公式（3-1）计算： 整理得： （3-2）依据方程式作出雾沫夹带线（1）3.6.2液泛线（2） （3-3）其中每层塔板的开孔面积 把数据代入公式（3-3）得： （3-4）依据方程式作出液泛线（2）。3.6.3液相负荷上限线（3） （3-5）依据方程式作出液相负荷上限线（3）3.6.4漏液线（气相负荷下限线）（4）对于F1型重阀，取作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷VS的下限值。m/s (3-6)依据方程式作出漏液线（4）3.6.5液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度m，。 （3-7）3.6.6操作气液比 由上面5个方程，由MATLAB编程画精馏段负荷性能图得：:操作点图3-9 精馏段负荷性能图3.7提馏段塔板负荷性能图3.7.1雾沫夹带线（1） （3-8） 按泛点率为80%，把数据代入公式（3-8）计算： 整理得：依据方程式作出雾沫夹带线（1）3.7.2液泛线（2） （3-9）其中每层塔板的开孔面积 把数据代入公式（3-9）： （3-10）依据方程式作出液泛线（2）。3.7.3液相负荷上限线（3） （3-11）依据方程式作出液相负荷上限线（3）3.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4）对于F1型重阀，取作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷VS的下限值。m/s (3-12)依据方程式作出漏液线（4）3.7.5液相负荷下限线（5）取平堰堰下液层高度m，。 （3-13）3.7.6操作气液比 （3-14）由上面5个方程，由MATLAB编程画提馏段负荷性能图得：图3-10 精馏段负荷性能图3.8板式塔的结构与附属设备3.8.1液流管1.进料液管由前面物料衡算得：已知：，进料液密度，。进料管流速一般为1.52.5m/s。取进料流速u=2.0m/s,则进料管内径为：选取热轧无缝钢管（摘至GB8163-87）63.5×3.0mm。校核设计流速：经校核，设备适用。2.回流管由前面物料衡算得：已知：，进料液密度，。回流液流速一般为1.02.0m/s。取回流液流速u=1.5m/s,则回流管内径为：选取热轧无缝钢管（摘至GB8163-87）50×4.0mm。校核设计流速：经校核，设备适用。3.釜液出口管由前面物料衡算得：已知：，釜液密度，。釜液出口管流速一般为0.51.0m/s。取釜液流速u=0.8m/s,则釜液出口管内径为：选取热轧无缝钢管（摘至GB8163-87）70×3.0mm。校核设计流速：经校核，设备适用。4.塔顶蒸汽管由前面物料衡算得：已知：, 蒸汽管流速一般为1525m/s。取蒸汽管流速u=24m/s,则塔顶蒸汽管管口内径为：选取热轧无缝钢管（摘至GB8163-87）273×5.0mm。校核设计流速：经校核，设备适用。5.塔釜蒸汽管由前面物料衡算得：已知：, 蒸汽管流速一般为1525m/s。取蒸汽管流速u=24m/s,则塔顶蒸汽管管口内径为：选取热轧无缝钢管（摘至GB8163-87）273×5.0mm。校核设计流速：经校核，设备适用。3.8.2塔结构设计1.塔顶空间塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为（1.52.0）HT。取除沫器到第一块板的距离为。故取塔顶空间为：2. 塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留1015min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留12m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：取3. 人孔数目人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，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以达到要求， 对于D1000mm的板式塔， 每隔810块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本塔中共23块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。每个孔直径为，厚，高52mm。在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开个人孔，直径为 ，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4. 塔高板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m；HT精馏段塔板间距，m；HT提馏段塔板间距，m；HT1开有人孔的塔板间距，m； HF进料段板间距，m； N精精馏段塔板数；N精提馏段塔板数； S 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） H1封头高度；m H2裙座高度；m 塔体总高度： 圆整去塔高为20m。5.法兰由于常压操作，设计压力为0.5MPa，故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：进料管接管法兰：PN0.6DN70 HG 5010回流管接管法兰：PN0.6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500 HG 50106.筒体与封头 （1）筒体精馏段D=1400mm，取壁厚， 材质：Q235提馏段D=1400mm，取壁厚， 材质：Q235 （2）封头封头采用椭圆形封头。塔顶：由公称直径DN=1400mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3选用封头 DN1400×8，JB/T 4746-2002塔釜：由公称直径DN=1400mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3选用封头 DN1400×8，JB/T 4746-20027.裙座由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直径取M303.8.3附属设备设计1.泵的计算及选型进料温度 已知进料量 取管内流速，则则管径故可采用故可采用68×3的离心泵。则内径d=62mm，得：取绝对粗糙度为：； 则相对粗糙度为：摩擦系数 由 =0.0107进料口位置高度：h=（14-1）×0.45+2.1+0.4+3=11.35m扬程：可选择泵为IS50-32-1252. 冷凝器塔顶温度tD=80.45 冷凝水t1=20 t2=30 则由tD=80.45，查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量 取传热系数则传热面积冷凝水流量选型：G436-2.5-44.653.再沸器塔底温度tw=131.42 用t0=150的蒸汽，釜液出口温度t1=140则蒸发量，在130左右，氯苯的汽化热为：热损失按5%计算 取传热系数则传热面积选用热虹吸式再沸器() G600-2.5-166.63.9精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PmkPa103.05107.6平均温度t83108.9平均流量气相VSm3/s1.30051.2916液相LSm3/s0.0021270.006986实际塔板数Np块914板间距HTm0.50.45塔径Dm1.41.4空塔气速umaxm/s1.82841.3284塔板液流型式单流型单流型溢溢流管型式弓形弓形流堰长lWm0.980.98装堰高hWm0.03860.0252置溢流堰宽度Wdm0.2560.256底隙高度hom0.0270.029孔径domm3939孔间距tmm6560孔数N个160169开孔面积Aam20.90480.9048筛孔气速u0m/s6.8086.401塔板压降PpkPa0.550.581液体在降液管中的停留时间s32.558.92雾沫夹带evkg液/kg气0.0135010.007696负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s1.9251.875气相最小负荷m3/s0.3750.3第四章 生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制第五章 本设计中的主要符号说明Aa塔板开孔区面积，m2 Af降液管截面积，m2A0阀孔总面积，m2 At塔截面积，m2c0流量系数，无因次 C计算umax时的负荷系数，m/sLs液体体积流量，m3/h Lw润湿速率，m3/（mh）d 填料直径，m d0筛孔直径，mm相平衡常数，无因次 n阀孔数目D 塔径，m P操作压力，PaDL液体扩散系数，m2/s P压力降，PaDV气体扩散系数，m2/s PP气体通过每层筛板的压降，PaE液流收缩系数，无因次 ET总板效率，无因次ev液沫夹带量，kg(液)/kg(气) r鼓泡区半径，mF气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) F0阀孔气相动能因子，g重力加速度，9.8m/s2 u空塔气速，m/suF泛点气速，m/s u0气体通过阀孔的速度，m/su0，min漏液点气速，m/s u液体通过降液管底隙的速度，m/sVh气体体积流量，m3/h Vs气体体积流量，m3/hwL液体质量流量，/h wV气体质量流量，/hWc边缘无效区宽度，m Wd弓形降液管宽度，mx液相摩尔分数 X液相摩尔比y气相摩尔分数 Y气体摩尔比Z填料层高度 ，m 充气系数，无因次；空隙率，无因次 液体在降液管内停留时间，s粘度，Pas 密度，kg/m3表面张力，N/m 开孔率或孔流系数，无因次填料因子，l/m 液体密度校正系数，无因次下标max最大的 min最小的L液相 V气相lW堰长，m Lh液体体积流量，m3/hH1封头高度， H2裙座高度HP人孔处塔板间距，m h1进口堰与降液管间的水平距离，mHF进料板处塔板间距，m HOG气相总传质单元高度，mHd降液管内清液层高度，m