[优秀毕业设计精品] 分离甲醇—水混合液的连续筛板精馏塔设计.doc

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1、甲醇-水的连续筛板精馏塔设计44 化工原理课程设计说明书 设计题目： 分离甲醇水混合液的连续筛板精馏塔设计学 院 ：化工与药学院 专 业 ：化学工程与工艺 年级班别 ：09级化工工艺2班 学 号 ： 学生姓名 ： 时 间 ：2011 年12月31日 前 言 化工生产常需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，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产

2、中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计苯-甲苯物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业

3、的经济效益。 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、热量衡算、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，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、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：甲醇 水 精馏段 提馏段目 录一、甲醇水连续精馏塔设计条件4二、设计方案的确定4三、精馏塔的物料衡算5四、塔板数的确定5 理论塔板层数Nt的求取5 塔板效率和实际塔板数:7五、物性数据的计算7平均摩尔质量计算7操作温度计算8平均

4、密度计算9六、平均黏度的计算11七、表面张力13八、塔和塔板工艺尺寸计算13九、塔板主要工艺尺寸的计算16溢流装置16塔板布置19十、筛板的流体力学验算21塔板压降21液面落差23液沫夹带23漏液23十一、塔板负荷性能图25十三、辅助设备的计算及选型34原料贮罐34产品贮罐35塔顶全凝器36塔底再沸器37精馏塔38管径的设计38泵的计算及选型39十三、设计评述40十四、参考文献41十五、设计附图42一、甲醇水连续精馏塔设计条件（1）生产能力：25000吨/年，年开工300天（2） 进料组成：甲醇含量45%（质量分数）（3） 采用间接蒸汽加热并且加热蒸汽压力：5 kgf/cm2（4） 进料温度：

5、采用泡点进料（5） 塔顶馏出液甲醇含量99%（质量分数）（6） 塔釜轻组分的浓度2%（本设计取0.01）（7） 塔顶压强常压（8） 单板压降0.7Kpa（9） 冷却水进口温度25二、设计方案的确定本设计任务为甲醇-水的精馏。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易挥发物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。三、 精馏塔的物料衡算 原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲

6、醇的摩尔质量 MA=32.04kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol xF=0.315 xD=0.982 xw=0.0056 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0. 31532.04+(1-0.315)18.02=22.44kg/kmolMD=0.98232.04+0.01818.02=31.79kg/kmolMW=0.005632.04+(1-0.0056)18.02=18.10 kg/kmol 物料衡算 原料处理量 F= =154.73kmol/h 总物料衡算 F=D+W 甲醇物料衡算 FxF=DxD+WxW联立解得 D=49.03kmol/h W=105.

7、70kmol/h四、 塔板数的确定 理论塔板层数Nt的求取可利用图解法求理论板层数 由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据如下图，绘出x-y图，见附图（一）。 甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔）xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825 表1 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在附图（一）中对角线上，自点（0.3

8、15,0.315）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.665 xq=0.315故最小回流比为 Rmin=0.906取操作回流比为 R=2Rmin=1.812 求精馏塔的气液相负荷 L=RD=1.81249.03=88.84kmol/h V=(R+1)D=2.81249.03=137.87kmol/h L=L+F=88.84+154.73=243.57kmol/h V=V=137.87kmol/h 操作线方程 精馏段操作线方程： yn+1=0.644xn+0.349 提留段操作线方程： 1.767xm-0.0043 用图解法求理论板层数。见附录图一。A、先在对角线上定出点a，。然

9、后再根据在轴上定出点，联结即得到精馏段的操作线。B、作提馏段操作线。由线与线的交点得到两操作线的交点，联结点点即得。C、作阶梯，从点开始在平衡线与线之间作，第个阶梯跨过点后改在平衡线与线之间作，直到跨过点为止。D、由图中阶梯数目得知，总理论板的层数NT=11.5（包括再沸器） 进料板位置NF=8 塔板效率和实际塔板数:精馏段实际层数N精=6/0.52=11.5块提馏段实际层数N提=4.5/0.52=8.7块五、物性数据的计算平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量： xD=y1=0.982,查平衡曲线x1=0.990 气相 mVDM=0.98232.04+0.01818.02=31.79/kmol

10、液相 mLDM=0.99032.04+0.99018.02=49.56/kmol 进料板平均摩尔质量： 由图（一）可知， xF=0.320 yF=0.672 气相 MVFM=0.67232.04+(1-0.672)18.02=27.44/kmol 液相 MLFM=0.32032.04+(1-0.320)18.02=22.51/kmol 塔底平均摩尔质量：Xw=0.0056 ，查平衡曲线得，yw= 0.0056 气相 MVDM=0.005632.04+0.994418.02=18.1/kmol 液相 MLDM=0.005632.04+0.994418.02=18.1/kmol 精馏段平均摩尔质量

11、： 气相 Mvm=0.5(31.79+27.44)=29.62/kmol 液相 MLm=0.5(49.56+22.51)=36.04/kmol 提馏段平均摩尔质量： 气相 Mvm=0.5(18.1+27.44)=22.77/kmol 液相 MLm=0.5(18.1+22.51)=20.31/kmol操作温度计算安托尼系数 A B CMin-Max 水7.074061657.46227.0210-168 甲醇7.197361574.99238.231691甲醇的安托尼方程：水的安托尼方程：甲醇的解得由泡点方程试差可得当=65,01时同理可求出故塔顶温度为：=65.0进料板温度为：77.2塔釜温度

12、为：99.3。精馏段的平均温度为：提馏段的平均温度为：平均密度计算精馏段： 气相平均密度计算： 液相平均密度计算：计算公式：a 塔顶液相的平均密度：因为塔顶 T=65.0查手册得 A=755.25/m3； B=980.5/m3代入公式得 LDM=758.39/m3b.进料板液相平均密度：当T进料板=77.2进料板 B=973.48/m3 ；A=740.76/m3 进料板液相的质量分率0.46液相密度 =850.56 c.精馏段液相平均密度为LM=0.5(LDM+LFM)=0.5(850.56+758.39)=804.48/m 提馏段： 气相平均密度计算：液相平均密度计算：a.塔底液相平均密度：

13、tw=99.3 查手册得，A=712.90(kg/m3), B=958.88(kg/m3) 则b.进料板液相平均密度：当T进料板=77.2进料板 B=973.48/m3；A=740.76/m3 进料板液相的质量分率液相密度 C.提馏段液相平均密度为LM=0.5(Ldm+LFM)=0.5(850.56+957.03)=903.80/m3六、平均黏度的计算液相平均粘度依下式计算 即lglm=xilgi塔顶液相平均黏度的计算 由tD=65.0查手册得uH2O=0.4374mPa.s uCH3OH=0.326mPa.slguLDm=0.866lg(0.326)+0.134lg(0.4374)=-0.4

14、7LDm=0.330mPa.s进料板平均黏度的计算由tF=77.2查手册得H2O=0.3704mPa.s CH3OH=0.2854mPa.sLgLFm=0.220lg(0.2854)+0.780lg(0.3704)=-0.46LFm=0.347mPa.s精馏段平均黏度uLm=(0.330+0.347)/2=0.339mPa.s塔底液相平均黏度的计算 由tW=99.3查手册得H2O=0.2861mPa.s CH3OH=0.2295mPa.slgLWm=0.002lg(0.2295)+0.9980lg(0.2861)=-0.54 LWm=0.288mPa.s提馏段平均黏度Lm=(0.0.347+0

15、.0.288)/2=0.3175mPa.s水的重要物理性质温度t/（）密度/（kg/m3）黏度/（mPa.s）张力/（mN/m）比热容Cp /（Kj/kg.k）20998.21.00572.604.18360983.20.468866.204.17870977.80.406164.304.18780971.80.356562.604.19590965.30.316560.704.208100958.40.283858.804.220 甲醇的重要物理性质温度t/（）密度/（kg/m3）黏度/（mPa.s）张力/（mN/m）比热容Cp /（Kj/kg.k）20804.80.580022.07607

16、61.10.344017.3370749.40.307016.1880737.40.277015.0490724.90.250013.91100712.00.228012.80七、表面张力 由公式分别进行计算 塔顶： 由tD=65，查手册得 =16.76mN/m B=65.25mN/m LDm =0.98216.76+0.01865.25=17.63mN/m 进料板： 由tF=77.2，查手册得A=15.36mN/m B=63.08mN/m LFm=0.1215.36+0.8863.08=57.35mN/m 塔底： 由tw=99.3，查手册得 =12.88mN/m LDm=0.005616.7

17、6+0.994458.93=58.69mN/m平均表面张力精馏段液相平均表面张力为：Lm=(17.63+57.35)/2=37.49 mN/m提馏段液相平均表面张力为：Lm=(58.69+57.35)/2=58.02 mN/m八、塔和塔板工艺尺寸计算精馏段 塔径的计算VS=m3/sLS= m3/smax=C（Lv）/v 0.5式中，负荷因子C=C20（/0.02）0.2由史密斯关联图（14）查得C20求取图的横坐标为 Flv=Lh/Vh(l/v)0.5=0.001/1.145（804.48/1.05）0.5=0.024取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.053m，则HT-hL

18、=0.347 m（塔径在0.81.6m之间，HT取0.350.45m） 史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.069气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.069（37.49/20）0.2=0.079max=C（Lv）/v 0.5 =0.079（804.48-1.05）/1.05 0.5=2.19取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.82.19=1.75m/s D= = =0.913m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=D2/ 4 =/41.02 =0.785 m2 实际空塔气速为U实际=V/At=1.145/0.785=1.5m/sU实际/

19、Umax=1.5/2.19= 0.68安全系数在允许的范围内，符全设计要求)提馏段最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式：提馏段的气液相体积流率为 Vs=由公式C=C20(/0.02)0.2 可求出C C20查表得出，图中横坐标 FLV=Lh/Vh()0.5=0.001/1.14（903.80/0.767）0.5=0.030塔径与板间距的关系塔径m0.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4板间距mm300-350350-450450-600500-800板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.053m，则HT-hL=0.347 mC20查上表得出 C20=0.0

20、7C=C20(/0.02)0.2=0.07（58.02/20）0.2=0.0875=2.985(m/s)取安全系数为0.8.则空塔气速为， =0.8max=0.82.985=2.388(m/s) 塔径：=0.78m按标准塔径圆整后为 D=1.0m塔截面积为 =0.785m2实际空塔气速为U实际=V/At=1.14/0.785=1.5m/s精馏塔高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（13-1）HT=120.4=4.8m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（10-1）0.4=90.4=3.6m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=4.

21、83.6+0.89.2m九、塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置 精馏段因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘. 堰长取溢流堰长LW=0.66D=0.66m 堰高由hWhL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即how=E()2/3取E=1how=()2/3=0.0094m取板上清液高度hL=0.06mhW=hL-how=0.06-0.0094=0.051m弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722Wd=0.124D=0.1241.0=0.124mAf=0.0722D2=0.072

22、2AT=0.0567 验算液体在降液管中停留时间：T=20.62s5s故符合要求。降液管底隙高度h0取降液管底的流速为 =0.08m/s,根据h0=Lh/(lw3600)计算得：h0=mhw-h0=0.051-0.0208=0.0302m0.006m故降液管底隙高度设计合理，符合要求选用凹形受液盘，深度 h=50nm提馏段塔径D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下 堰长lw 取lw=0.8D=0.81.0=0.8m 堰高 溢流堰高度hw 溢流堰高度计算公式 hw= hL-how选用平直堰，堰上液层高度how 依照下式计算，即how=E()2/3近似E取1.则取板上液

23、层高度hL =0.06m,故 hw= hL -how=0.06-0.0077=0.0523m,弓形降液管宽度Wd及截面积Af lw /D=0.8 同样由上表查，可得Af /AT=0.15, Wd/ D=0.2Af =0.0722AT=0.11 Wd =0.124D=0.21.0=0.2m依下式验算液体在液管中停留时间，即 =44s(5s)故降液管设计合理 降液管底隙高度h0 计算公式 取=0.12m/s,则 hw - h0=0.0523-0.0104=0.0419m(0.006m) 故降液管底隙高度设计合理。塔板布置 塔板的分块因为D800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。如附图2

24、所示:边缘区宽度确定取WS=0.065m,WC=0.035m开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即Aa=2(X+Sin-1)其中X=D/2-（Wd+Ws）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311mR=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m故Aa=2(X+Sin-1)=2(0.311+ Sin-1)=0.532m2 筛孔计算及其排列精馏段取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，碳钢板原为=3mm取 t/d0=3.0孔心距 t=3.05.0=15.0mm筛孔数目n= 1.155Ao/t2=1.1550.532/0.0152=2731个开孔率为=0.907(do/t )2=0

25、.907(0.005/0.015 )2=0.101气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=21.31m/s提馏段取筛孔的孔径d0为4mm，正三角形排列，碳钢板原为=3mm取 t/d0=3.0孔心距 t=3.04.0=12.0mm筛孔数目n= 1.155Ao/t2=1.1550.532/0.0122=4267个开孔率为=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.012 )2=0.157气体通过阀孔的气速为u0=Vs/A0=13.65m/s十、筛板的流体力学验算塔板压降精馏段 干板阻力hc计算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查图得， C0=0.772m故 m 气流通过板上液

26、层的阻力h计算气体通过液层的阻力h计算=hL查表得=0.59故 hl=hL=（hW+hOW）=0.59(0.0510.0094)=0.036m液柱 液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力0.0038m液柱气体通过筛板的压降 hp=hc+hl+h=0.0036+0.0038+0.051=0.0584m单板压降 Pp= hpLg=Pa0.7KPa提馏段 干板阻力hc计算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查图得， C0=0.772m故 m 气流通过板上液层的阻力h计算气体通过液层的阻力h计算=hL查表得=0.59故 hl=hL=（hW+hOW）=0.59(0.0077+0.052

27、3）=0.035m液柱 液体表面张力的阻力的计算液体表面张力所产生的阻力0.0052m液柱气体通过筛板的压降hp=hc+hl+h=0.0052+0.035+0.014=0.0542m单板压降 Pp= hpLg=Pa0.7KPa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。液沫夹带精馏段 hf=2.5hL=2.50.06=0.15m故 0.051液/气0.1液/气故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内,不会发生夹带过量液沫.提馏段 hf=2.5hL=2.50.06=0.15m故 0.035液/气u0,min筛板稳定系数 K=u0/u0,min=21.31/

28、9.21=2.311.5故本设计中无明显漏液提馏段 由式 u0,min= = =9.21m/s 实际孔速 u0=13.65m/su0,min筛板稳定系数 K=u0/u0,min=13.65/9.21=2.311.5故本设计中无明显漏液液泛精馏度为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从下式的关系,即Hd(Ht+hW)取=0.5,则 (HT+hW)=0.5(0.4+0.051)=0.226而， H d=hp+hL+hd 计算Hdhd=0.153()2=0.153(0.08)2=0.001mHd=0.0584+0.06+0.001=0.1194mHd (HT+hW)故在本设计中不会发生液泛现象.

29、提馏段为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从下式的关系,即Hd(Ht+hW)取=0.5,则 (HT+hW)=0.5(0.4+0.0523)=0.226而， H d=hp+hL+hd 计算Hdhd=0.153()2=0.153(0.122=0.002mHd=0.0542+0.06+0.002=0.1162mHd (HT+hW) 故在本设计中不会发生液泛现象.十一、塔板负荷性能图 精馏段 漏液线 由 u0,min=u0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOWhow= 得 =4.40.7720.1010.532整理得 Vs,min=5.05表2 漏液线数据表LS(10-3m3/s)0.

30、61.53.04.56.0V S (m3/s)0.4770.4950.5170.5350.550据此可作出漏液线1 液沫夹带线以eV=0.1液/气为限,求VS-LS关系如下:eV=hf=2.5(hw+how)hW=0.051m故 hf=2.5（0.051+0.88）=0.128+2.2HT-hf=0.272-2.2eV=0.1整理得VS=1.524-12.33 在操作范围内任取几个LS值,依上式算出相应的VS值，得：表3 液沫夹带线数据表LS(10-3 m 3/s)0.61.53.04.56.0V S (m3/s)1.4361.3621.2681.1881.117 据此可做出液沫夹带线2. 液

31、相负荷下限线取hOW=0.006m作为液相负荷的下限条件， 取E约等于1.0，则解得 LS,min=0.00056m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间为4秒，则=AfHt/Ls=0.05670.40/4=0.00567 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 液泛线令 Hd=(HT+hw)由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL=（hW+hOW）联立得： HT+(-1)hw=(+1)hOW+hc+hd+h忽略h，将hOW与LS，hd与LS,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得=0.153/(lwh0

32、)2=2.8410-3E(+1)(3600/Lw )2/3将有关数据代入，得=0.039=0.50.4+(0.5-0.59-1)0.051=0.144=796.46=2.8410-3(0.59+1)(3600/0.66)2/3=1.408故=3.6-20422.05-36.10在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，得：表4 液泛线数据表LS10-3（m3/s)0.61.53.04.5VS m3/s1.831.651.631.48由此表可做出液泛线5.在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图(1-11)可查得Vs,max= 1.388m3/s Vs,min=0.63

33、7m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=1.388/0.637=2.179提馏段 漏液线由 u0,min=u0,min=Vs,min/Ao HL=h w+hOWhow= 得 =4.40.7720.1570.532整理得 Vs,min=12.62表2 漏液线数据表LS(10-3m3/s)0.61.53.04.5V S (m3/s)1.1221.1641.2161.257据此可作出漏液线1 液沫夹带线以eV=0.1液/,气为限求VS-LS关系如下:EV=hf=2.5(hw+how)hW=0.0523m=0.77Ls2/3故 hf=2.5（0.052+0.77）=0.13+1.93HT-

34、hf=0.27-1.93eV=0.1 整理得VS=1.712-12.24 在操作范围内任取几个LS值,依上式算出相应的VS值，得：表3 液沫夹带线数据表LS(10-3 m 3/s)0.61.53.04.5V S (m3/s)1.6251.551.4571.378 据此可做出液沫夹带线2. 液相负荷下限线取hOW=0.006m作为液相负荷的下限条件， 取E约等于1.0，则解得 LS,min=0.00056m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间为4秒，则=Af Ht/Ls=0.110.40/4=0.011 m3/s据此可作出与气体流量无关的

35、垂直液相负荷上限线4 液泛线令 Hd=(HT+hw)由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL=（hW+hOW）联立得： HT+(-1)hw=(+1)h oW+hc+hd+h忽略h，将hOW与LS，hd与LS,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得=0.153/(lwh0)2=2.8410-3E(+1)(3600/Lw )2/3将有关数据代入，得=0.010=0.50.4+(0.5-0.59-1)0.052=0.143=542.09=2.8410-3(0.59+1)(3600/0.8)2/3=1.23故=14.3-54209-123在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS

36、值，得：表4 液泛线数据表LS10-3（m3/s)0.61.53.04.5VS m3/s3.663.563.493.404由此表可做出液泛线5.在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图(1-11)可查得Vs ,max= 1.566m3/s Vs,min=1.17m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=1.566/1.17=1.338十二、设计结果汇总 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 5-1项 目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度tm77.188.3各段平均流量气 相Vsm3/s1.1451.14液 相Lsm3/s0.0010.001塔径Dm11塔板间距HTm0

37、.400.40堰长lWm0.660.8堰宽Wdm0.1240.2堰高hWm0.0510.0523入口堰高hWm0.01250.0177底缝hom0.0210.0104塔截面积ATm20.7850.785降液管面积Adm20.05670.11开孔面积A0m20.5320.532孔径d0mm45孔数n个42672731开孔率Ao/AT-10.1%15.7%孔间距tmm1512筛孔气速u0m/s21.3113.65边缘区Wcm0.0350.035安定区宽Wsm0.0650.065塔板厚mm33溢流型式-单溢流单溢流排列方式-正三角形正三角形塔板液流形式-凹型凹型空塔气速um/s1.51.5实际塔板数

38、N块 129塔的有效高度Zm9.29.2塔板压降hPm0.05840.0542堰上液高hOWm0.00940.0077降液管内停留时间s20.6244 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 5-2项 目符号单位计算数据精馏段提馏段板上清液层高度hLm0.060.06液气流动参数FLV-1.611.37实际气速unm/s6.736.66雾沫夹带evkg/kg0.0510.035液相负荷上限Lmaxm3/s0.005670.011液相负荷下限Lminm3/s 0.000560.00056十三、辅助设备的计算及选型原料贮罐 设计原料的储存利用时间为3天m=3472kg/h24h3=249984kg 则可知：V= m/进料密度=249984/850.56=293.91m3设其安全系数为：0.8 则有：V实际=293.91/0.8=367.38m3产品贮罐设计产品的储存时间为3天m=49.0331.7924h3=112223.79kg 产品密度=甲醇密度0.882+水密度0.118 =758.390.882+957.030.118 =78