化工原理课程设计——精馏塔(丙酮-水).doc

化工原理课程设计

化工原理课程设计

题 目 90000吨/年丙酮-水连续精馏塔设计
系 （院） 材料与化学工程
专 业 ************
班 级 *****
学生姓名 ***
学 号 *********
指导教师 ***
职 称

2013年 12 月 10日

化工原理设计任务书

设计题目：丙酮－水二元物料板式精馏塔
设计条件：
常压：
处理量：　90000吨/年
进料组成： 25%丙酮，75%水（质量分率，下同）　
馏出液组成：
釜液组成： 馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮
塔顶全凝器 　 泡点回流
回流比： R=1.5Rmin
加料状态：
单板压降：
设计任务：
完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。
画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。
写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

摘 要
利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制
原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。
在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。
在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，
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。
通过对精馏塔的运算，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，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，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
本设计是以丙酮――水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮－－水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。
通过逐板计算得出理论板数11块，回流比为1.3032,算出塔效率为0.446，实际板数为25块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.2米，有效塔高6.6米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。

目录
第一部分 设计概述 1
一 、设计题目： 1
二 、工艺条件: 1
三 、设计内容 1
四、工艺流程图 1
第二部分 塔的工艺计算 3
一、查阅文献，整理有关物性数据 3
二、全塔物料衡算与操作方程 7
三、全塔效率的估算 7
四、实际塔板数 8
五、精馏塔主题尺寸的计算 10
1 精馏段与提馏段的汽液体积流量 10
2 塔径的计算 12
3 塔高的计算 16
4 塔板结构尺寸的确定 16
5弓形降液管 17
6开孔区面积计算 18
7 筛板的筛孔和开孔率 18
六、筛板的流体力学验算 2
1塔板压降 2
2液面落差 2
七、塔板负荷性能图 4
1精馏段塔板负荷性能图 4
2提馏段塔板负荷性能图 7
八、精馏塔的主要附属设备 。
1.塔顶全凝器设计计算 11
2.料液泵设计计算3管径计算 12
九、设计结果一览表 11
十、符号说明 15
十一、附图 1
十二、参考文献 4
十三. 设计小结

16

第一部分 设计概述
一 、设计题目： 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
二 、工艺条件:
生产能力：90000吨/年（料液）
年工作日：300天
原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）
产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：泡点
加热方式：直接蒸汽加热
回流比： R/Rmin=1.5
三 、设计内容
1 、       确定精馏装置流程，绘出流程示意图。
2     、   工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效 率，实际塔板数等。
3   、     主要设备的工艺尺寸计算
板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
4    、    流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 、 主要附属设备设计计算及选型
塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。
料液泵设计计算：流程计算及选型。
四、工艺流程图
丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。
流程示意图如下图

图1：精馏装置工艺流程图
第二部分 塔的工艺计算
一、查阅文献，整理有关物性数据
（1）水和丙酮的性质
表1.水和丙酮的粘度
温度
50
60
70
80
90
100
水粘度mpa
0.592
0.469
0.40
0.33
0.318
0.248
丙酮粘度mpa
0.26
0.231
0.209
0.199
0.179
0.160
表2.水和丙酮表面张力
温度
50
60
70
80
90
100
水表面张力
67.7
66.0
64.3
62.7
60.1
58.4
丙酮表面张力
19.5
18.8
17.7
16.3
15.2
14.3
表3.水和丙酮密度
温度
50
60
70
80
90
100
相对密度
0.760
0.750
0.735
0.721
0.710
0.699
水
998.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
丙酮
758.56
737.4
718.68
700.67
685.36
669.92
表4.水和丙酮的物理性质

分子量
沸点
临界温度K
临界压强kpa
水
18.02
100
647.45
22050
丙酮
58.08
56.2
508.1
4701.50
表5. 丙酮—水系统t—x—y数据
沸点t/℃
丙酮摩尔数
x
y
100
0
0
92
0.01
0.279
84.2
0.025
0.47
75.6
0.05
0.63
66.9
0.1
0.754
62.4
0.2
0.813
61.1
0.3
0.832
60.3
0.4
0.842
59.8
0.5
0.851
59.2
0.6
0.863
58.8
0.7
0.875
58.2
0.8
0.897
57.4
0.9
0.935
56.9
0.95
0.962
56.7
0.975
0.979
56.5
1
1
由以上数据可作出t-y（x）图如下

由以上数据作出相平衡y-x线图

（2）进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
酮的摩尔质量 =58.08 Kg/kmol
水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol

平均摩尔质量
M=0.093758.08+（1-0.0937）18.02=21.774 kg/kmol
M= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmol
M=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272 kg/kmol
=574.08Kmol/h

最小回流比

由题设可得泡点进料q=1则= ，又附图可得=0.0937, =0.749。
=
确定操作回流比：

令

二、全塔物料衡算与操作方程
(1)全塔物料衡算

D=52.18Kmol/h W=521.9Kmol/h
(2) 操作方程
精馏段 = 0.33Xn+0.64
提馏段：因为泡点进料，所以q=1,代入数据
（3）由图可得当R=0.5013时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为（0.854,0.915），则：
可解得：=0.8688
设R=1.5Rmin=1.3032
则精馏段操作线方程：
=0.57Xn+0.42
利用图解法求理论班层数，可得：

总理论板层数 块 ， 进料板位置
三、全塔效率的估算
用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：
根据丙酮—水系统t—x(y)图可以查得：
(塔顶第一块板)
设丙酮为A物质，水为B物质
所以第一块板上：
可得：
(加料板)
假设物质同上：
可得：
(塔底)
假设物质同上：
可得：
所以全塔平均挥发度：
精馏段平均温度：
查前面物性常数（粘度表）：61.85 时，
所以
查61.85时，丙酮-水的组成

所以
同理可得：提留段的平均温度
查表可得在83.6时
四、实际塔板数
实际塔板数
（1）精馏段：，取整15块，考虑安全系数加一块为15块。
（2）提馏段：，取整9块，考虑安全系数加一块，为9块。
故进料板为第16块，实际总板数为25块。
全塔总效率：

五、精馏塔主题尺寸的计算
1 精馏段与提馏段的汽液体积流量
精馏段的汽液体积流量
整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：
液相平均摩尔质量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol
液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85℃
表6. 精馏段的已知数据
位置
进料板
塔顶(第一块板)
摩尔分数
xf=0.09370
y1=xD=0.9680
yf=0.7500
x1=0.9500
摩尔质量/
MLf=20.22
MLf=56.79
Mvf=43.46
Mvl=56.08
温度/℃
67.20
56.70
在平均温度下查得
液相平均密度为：

其中，α1 =0.1580 α2 =0.8420
所以，ρlm =852.35
精馏段的液相负荷L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h
Ln=LM/ρlm=68×39.29/852.35=3.13
由
所以
精馏段塔顶压强
若取单板压降为0.7, 则
进料板压强
气相平均压强
气相平均摩尔质量
气相平均密度
汽相负荷 V=（R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/h

精馏段的负荷列于表7。
表7 精馏段的汽液相负荷
名称
汽相
液相
平均摩尔质量/
50.105
39.29
平均密度/
1.92
852.35
体积流量/
3136.26
3.13
提馏段的汽液体积流量
Qn’L=Qn,L+Qn,F Qn’L=68+574.08=642.08Kmol/h
Qn’V=Qn,V Qn’V=(R+1)Qn,D=120.18Kmol/h

整理提馏段的已知数据列于表8，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。
表8提馏段的已知数据
位置
塔釜
进料板
摩尔分数
Xw=0.00629
Xf=0.0937
Yw=0.00627
Yf=0.750
摩尔质量/
Mlv =20.77
MLf=20.22
Mlv=18.272
Mvf=43.46
温度/℃
100
67.2

表9提馏段的汽液相负荷
名称
液相
汽相
平均摩尔质量/
19.12
30.846
平均密度/
951.37
1.809
体积流量/
12.9
2049

2 塔径的计算
在塔顶的温度下查表面张力表

在进料板温度下查表面张力表：=17.9mN/m =64.74mN/m

在塔底温度下查表面张力表： =14.3mN/m =58.4mN/m

精馏段液相平均表面张力

提馏段液相平均表面张力

全塔液相平均表面张力

在塔顶的温度下查粘度表

在进料板温度下查粘度表：

在塔底温度下查粘度表：

精馏段液相平均粘度

提馏段液相平均粘度

全塔液相平均粘度

1. 塔径的计算
精馏段的体积流率计算：

提留段：Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s
(史密斯关联图)图横坐标：

提留段：

取板间距，板上液层高度
提留段：
C20=0.04

Umax=1.138 m/s

：查附图：
表观空塔气速：

估算塔径：
提留段：
D’=1.03M

At=0.83m2

U=0.69m/s

Lw=0.6798m

How=0.0177m

Hw=0.043m

Wd=0.141Af=0.063

塔截面积：

实际塔气速：
精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为：

提留段有效高度为：

在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：

3.溢流装置的计算
⑴堰长
可取=0.66D=0.66×1.2=0.792m
⑵溢流堰高度
由=，选用平直堰，堰上液层高度：
取用E=1，则
取液上清液层高度
⑶弓形降液管宽度和截面积
由，查图5-7（）附图得

提留段：

Ho=0.032m

X=0.304m

R=0.48m

Aa=0.542m

N=2789个

%

Uo=10.39m/s
用经验公式：

故降液管设计合理。
⑷降液管底隙高度比低10mm，则：
=－0.01=0.0538－0.01=0.0438m
故选用凹形受液盘，深度
塔板布置
⑴塔板的分块
因为D≥800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。
⑵边缘区宽度确定
取
⑶开孔区面积

其中，

⑷筛孔计算及其排列
选用δ=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm
筛孔数目：
开孔率：
气体通过阀孔的气速为：

3 塔高的计算
塔的高度可以由下式计算：

--塔顶空间（不包括头盖部分）
--板间距
N---实际板数
S---人孔数
--进料板出板间距
--塔底空间（不包括底盖部分）
已知实际塔板数为N=23块，板间距HT=0.3由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。
取人孔两板之间的间距，则塔顶空间HP=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度，那么，全塔高度：

4 塔板结构尺寸的确定
由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。
取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度，
查得 堰长
弓形溢流管宽度
弓形降液管面积
降液管面积与塔截面积之比
堰长与塔径之比
降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s
液体在精馏段降液管内的停留时间
符合要求
液体在精馏段降液管内的停留时间
符合要求

5弓形降液管
采用平直堰，堰高
--板上液层深度，一般不宜超过60--70mm
--堰上液流高度
堰上的液流高度可根据Francis公式计算
=
E--液体的收缩系数
--液相的体积流量
--堰长
精馏段
=
由
查手册知 E=1 则
=0.0071×1=0.0071m
=0.06-0.0071=0.0529m
降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm
即=0.0529-0.015=0.0379
同理，对提馏段
=
由
查手册得 E=1.
=0.0202×1=0.0202m
=0.06-0.0202=0.0398m
=0.0398-0.01=0.0298m
6开孔区面积计算
已知=0.12m
进取无效边缘区宽度 =0.035m 破沫区宽度 =0.07m
阀孔总面积可由下式计算
提留段：x=0.304m

R=0.48m

Aa=0.542m2/s

x=
r=
所以
7 筛板的筛孔和开孔率
因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm
筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm
提留段;
N=2789个

筛孔数目
开孔率 （在5--15%范围内）
气体通过筛孔的气速为
则 精馏段
提馏段

六、筛板的流体力学验算
1塔板压降
⑴干板阻力计算
精馏段：

Hc=0.0175m液柱

Ua=0.83m/s

Fo=1.14

Hl=0.042

hp=0.0645

<700pa(700pa=设计允许值)
干板阻力
由所选用筛板，查得
液柱
⑵气体通过液层的阻力的计算
气体通过液层的阻力

查图得：

⑶液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力
液柱
气体通过每层塔板的高度可计算：

（700Pa=设计允许值）
2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。
提留段：

Hf=0.105m

ev =0.032<0.1

Uo,min=6.5m/s

Uo=10.39m/s

K=1.6>1.5

Hd=0.064+0.042+0.001=0.116<0.17645

液沫夹带
液沫夹带量，采用公式
由
所以
故设计中液沫夹带量允许范围内
漏液
对于筛板塔，漏液点气速：

=5.89m/s
实际空速：
稳定系数：
故在本实验中无明显漏液。
液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子

取
而，板上不设进口堰，则有
液柱

可知，本设计不会发生液泛

七、塔板负荷性能图

1精馏段塔板负荷性能图
1.1漏液线
查图知

=
在操作范围内，任取几个值，已上式计算

0.001
0.004
0.008
0.01

0.2185
0.2393
0.2578
0.2654
1.2液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

解得VS=1.33-15.8LS2/3

0.001
0.004
0.008
0.01

1.172
0.932
0.698
0.5966
可作出液沫夹带线2
1.3液相负荷下限线
液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度=0.00526作为最小液相负荷标准。
=E
E=1,则
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.
1.4液相负荷上限线
以3s 作为液体在降液管中停留时间的下限

故
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。

1.5液泛线
为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度
令 ，，
， 联立得
整理得：

0.0322=0.08652-118.29-1.32
列表计算如下

0.001
0.004
0.008
0.01

1.51
1.26
0.9
0.648

由此表数据即可做出液泛线5。
根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：

精馏A）
在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得
Vs，max= 1.35m3/s Vs，min= 0.6m3/s
故操弹性为Vs，max/Vs，min=2.25 图中红色线为液相负荷上线，蓝色线为液相负荷下线，
黑色线为操作线
2提馏段塔板负荷性能图
2.1漏液线
查图知

=
在操作范围内，任取几个值，已上式计算

0.003
0.0035
0.004
0.0045

0.2199
0.2232
0.2263
0.3422
2.2液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=（0.0398+0.0202）*2.5=0.0398
how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.6798)2/3=0.927LS2/3
则hf=0.0995+2.3175 LS2/3 HT-hf=0.3-0.0995-2.3175LS2/3=0.2005-2.3175 LS2/3

解得VS=1.3476-15.5766LS2/3
Ls/(m3/s)
0.003
0.0035
0.004
0.0045
Vs/(m3/s)
1.026
0.99
0.9577
0.9257
可作出液沫夹带线2
2.3液相负荷下限线
=
E=1

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。
2.4液相负荷上限线
以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。
2.5液泛线

0.054=0.102241-317.3-1.4668
列表计算如下
Ls/(m3/s)
0.003
0.0035
0.004
0.0045
Vs/(m3/s)
1.129
1.093
1.0559
1.034
由此表数据即可做出液泛线5。
根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：
B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为液相负荷下线控制。由图查得
Vs，max= 1.05m3/s Vs，min= 0.3m3/s
故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 3.43
图中红色线为液相负荷上线，蓝色线为液相负荷下线，黑色线为操作线

八、精馏塔的主要附属设备
1.塔顶全凝器设计计算
（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器
冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量
塔顶全凝器的热负荷：
塔顶温度：tD=56.5O C 进料板温度：tF=67.2O C 塔釜温度 ：tW=100O C
塔顶：用内插法求温度
tLD=56.757O C tVD=56.837O C
冷凝器的热负荷：
IVD—塔顶上升气体的焓
ILD—塔顶镏出液的焓

—丙酮的蒸发潜热
—水的蒸发潜热
蒸发潜热与温度的关系：

Tr—对比温度

沸点/O C

蒸发潜热 KJ/Kg
Tc/K
丙酮
56.5
523
508.1
水
100
2257
648.15

在 tVD=56.837O C
丙酮：Tr,1=0.65 Tr,2=0.649
=522.4KJ/Kg
同理可得：
在tLD=56.757O C
水：Tr,1=0.51 Tr，2=0.576
=2384.6KJ/Kg
因为 R=1.3032 D=52.18Koml/h MD=56.798Kg/Koml
D1= D *MD =2963.72Kg/h
QC=
因为山东地区夏季平均温度为35O C，所以选用35O C的冷却水，升温10O C.
在于是冷凝水用量：
qm2
CPC在温度为平均温度40O C下查取为4.174KJ/（Kg*O C)
WC=
取冷凝器传热系数：K=
A=
==16.29O C
因为QC=

公称直径/mm
管程数

管数
管长/mm
换热面积/m2
公称压力/KPa
600
1
430
4500
112.9
2.5
2.料液泵设计计算
由于是泵加料，取 ，F’=12500kg/h
进料管管径

设料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 弯头
le=35*0.048=1.68
料液 ，
Re=

在料液面与进料孔面之间列伯努利方程

则流量为11.3M3/h、He=6.39m，查泵性能图，可得选型如下：
泵规格
IS65-50-160
流量
12.5M3/h
扬程
8m
转速
1450r/min
汽蚀余量
2m
效率
60%
轴功率
0.45kW
配带功率
0.75kW
3.管径的计算
3.1.1加料管径
管路的流量：F=90000
在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在67.2℃时 ，进料密度为：
Ρf =951.37kg/m3
取管流速u=2m/s

圆整后，外径55mm,
3.1.2、塔顶蒸汽管的管径
蒸汽用量：Vs=0.87m3/s
取气速u=20m/s，

圆整后，外径D=260mm δ=9mm
3.1.3料液排出管径
排液量 W=521.9kmol/h*20.77kg/kmol=10839.863kg/h
取=0.4 m/s
液相密度951.37

圆整后，外径107mm，
3.1.4回流管管径
回流管的摩尔流量为：

取流速

圆整后，外径D=60mm =3mm

九、设计结果一览表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提留段
各段平均温度

℃
61.85
83.6
平均流量
气相
VS
m3/s
0.87
0.569
液相
LS
m3/s
0.00086
0.0036
实际塔板数
N
块
15
10
板间距
HT
m
0.3
0.3
塔的有效高度
Z
m
4.2
2.4
塔径
D
m
1.2
1.03
空塔气速
u
m/s
1.259
1.138
塔板液流形式

单流型
单流型
溢
流
装
置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
lw
m
0.792
0.6798
堰高
hw
m
0.0538
0.0432
溢流堰宽度
Wd
m
0.1632
0.141
底与受液盘距离
ho
m
0.0438
0.0298
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.06
孔径
do
mm
5.0
5
孔中心距
t
mm
15.0
15
开孔率 ％

10.1
10.1
孔数
n
孔
3937
2789
开孔面积

m2
0.765
0.542
筛孔气速
uo
m/s
11.26
9.48
稳定系数

1.91
1.6
塔板压降
hP
kPa
0.5883
0.5973
液体在降液管中停留时间
τ
s
31
5.25
降液管内清液层高度
Hd
m
0.1223
0.116
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.06
0.032
负荷上限

液沫夹带控制
液沫夹带控制
负荷下限

液相负荷下线控制
液相负荷下线控制
液相最大负荷
LS·max
m3/s
0.0086
0.00383
液相最小负荷
LS·min
m3/s
0.00066
0.0032
操作弹性

2.25
3.43
塔顶全凝器
公称直径
mm
600
管长
mm
4500
换热面积
m2
112.9
泵规格
IS65-50-160

十、符号说明
英文字母

Aα－阀孔的鼓泡面积m2
Af －降液管面积 m2
AT －塔截面积 m2
b －操作线截距
c －负荷系数（无因次）
c0 －流量系数（无因次）
D －塔顶流出液量 kmol/h
D －塔径 m
d0 －阀孔直径 m
ET －全塔效率（无因次）
E －液体收缩系数（无因次）
－物沫夹带线 kg液/kg气
F －进料流量 kmol/h
F0 －阀孔动能因子 m/s
g －重力加速度 m/s2
HT －板间距 m
H －塔高 m
Hd －清液高度 m
hc －与平板压强相当的液柱高度 m
hd －与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m
hr －与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m
hf －板上鼓泡高度 m
hL －板上液层高度 m
h0 －降液管底隙高度 m
h02v－堰上液层高度 m
hp －与板上压强相当的液层高度 m
hσ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m
h2v－溢液堰高度 m
K －物性系数（无因次）
Ls －塔内下降液体的流量 m3/s
Lw －溢流堰长度 m
M －分子量 kg/kmol
N －塔板数
Np －实际塔板数
NT －理论塔板数
P －操作压强 Pa
ΔP－压强降 Pa
q －进料状态参数
R －回流比
Rmin－最小回流比
u －空塔气速 m/s
w －釜残液流量 kmol/h
wc －边缘区宽度 m
wd －弓形降液管的宽度 m
ws －脱气区宽度 m
x －液相中易挥发组分的摩尔分率
y －气相中易挥发组分的摩尔分率
z －塔高
希腊字母
α－相对挥发度
μ－粘度 Cp
ρ－密度 kg/m3
σ－表面张力
下标
r －气相
L －液相
l －精馏段
q －q线与平衡线交点
min－最小
max－最大
A －易挥发组分
B －难挥发组分

化工原理课程设计
十一.附图