本科毕业论文---苯甲苯90000吨精馏塔.doc

齐齐哈尔大学化工原理课程设计

化工原理课程设计
——精馏塔设计

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目 录

（一）设计任务书
（二）主要物性参数表
（三）精馏塔的物料衡算
（四）塔板数的确定
1. 理论板层数的求取
2. 全塔效率的求取
3. 实际板层数的求取
（五）精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
1. 操作压力计算
2. 操作温度计算
3. 平均摩尔质量计算
4. 液体平均密度计算
5. 液体平均表面张力计算
6. 液体平均黏度计算
（六） 精馏塔塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
2.精馏塔有效高度的计算
（七） 塔板主要工艺尺寸的计算
1. 溢流装置计算
2. 塔板布置
（八） 筛板的流体力学验算
1. 塔板压降
2. 液面落差
3. 液沫夹带
4 漏液
5. 液泛
（九） 塔板负荷性能图
1. 漏液线
2. 液沫夹带线
3. 液相负荷下限线
4. 液相负荷上限线
5. 液泛线
（十） 主要接管尺寸的选取
（十一） 法兰的选取
（十二） 封头的选取
（十三） 设计结果汇总
（十四） 精馏塔工艺流程图
（十五） 设计中主要符号说明
（十六） 参考文献

（一）、设计任务书
一、设计题目：分离苯——甲苯精馏设计
二、设计任务及操作条件
1．设计任务
生产能力（进料量）：90000吨/年
操作周期：7200小时/年
进料组成：41﹪（质量分率，下同）
塔顶产品组成：96﹪
塔底产品组成：1﹪
2．操作条件
操作压力：4 Kpa
进料状态：自选
单板压降：≯0.7 kPa
3．设备型式：筛板塔
4．厂址：齐齐哈尔地区
（二）、主要物性参数表
1．苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量
M
沸点
℃
临界温度tc,℃
临界压强 Pc,KPa
苯
C6H6
78．11
80．1
288．5
6833．4
甲苯
C6H5-CH3
92．13
110．6
318．57
4107．7
2. 常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度，℃
液相中苯的摩尔分数，x
气相中苯的摩尔分数，y
110．56
0．00
0．00
109．91
1．00
2．50
108．79
3．00
7．11
107．61
5．00
11．2
105．05
10．0
20．8
102．79
15．0
29．4
100．75
20．0
37．2
98．84
25．0
44．2
97．13
30．0
50．7
95．58
35．0
56．6
94．09
40．0
61．9
92．69
45．0
66．7
91．40
50．0
71．3
90．11
55．0
75．5
88．80
60．0
79．1
87．33
65．0
82．5
86．52
70．0
85．7
85．44
75．0
88．5
84．40
80．0
91．2
83．33
85．0
93．6
82．25
90．0
95．9
81．11
95．0
98．0
80．66
97．0
98．8
80．21
99．0
99．61
80．01
100．0
100．0
3．饱和蒸气压P＊
苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即

式中 t________物系温度，℃
P＊________饱和蒸气压，Kpa
ABC________Antoine常数，其值见附表：
组分
A
B
C
苯
6．032
1206．35
220．24
甲苯
6．078
1343．94
219．58
4.苯与甲苯的液相密度
温度t，℃
80
90
100
110
120
ρL苯,kg/m3
815
803.9
792.5
780.3
768.9
ρL甲苯,kg/m3
810
800.2
790.3
780.3
770.0
5.液体表面张力
温度t，℃
80
90
100
110
120
σ苯 , mN/m
21.27
20.06
18.85
17.66
16.49
σ甲苯 ,mN/m
21.69
20.59
19.94
18.41
17.31
6．液体粘度μL
温度t，℃
80
90
100
110
120
μ苯，mPa.s
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
μ甲苯，mPa.s
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228

7．液体汽化热[4]
温度t，℃
80
90
100
110
120
γ苯，KJ/Kg
394.1
386.9
379.3
371.5
363.2
γ甲苯，KJ/Kg
379.9
373.8
367.6
361.2
354.6
8．塔板分块数表
塔径，mm
800～1200
140~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块
3
4
5
6
9．塔板间距与塔径关系[3]
塔径 D,m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.0 2.0~2.4 >2.4

板间距HT,mm 200~300300~350 350~450 450~600 500~800 ≥800

（五）、精馏塔的物料衡算
2.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量MA=78.11 Kg/Kmol
甲苯的摩尔质量MB=92.13 Kg/Kmol　　
∴Xf=0.450
Xd=0.966
Xw=0.012
3.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
＝0.293×78.11+（1-0.450）×92.13＝85.82Kg/Kmol
＝0.966×78.11+（1-0.966）×92.13＝78.59Kg/Kmol
＝0.012×78.11+（1-0.012）×92.13＝91.16Kg/Kmol
4.物料衡算
原料处理量 F＝145.7Kmol/h
总物料恒算 F=D+W = 145.7
苯物料恒算 145.7×0.450＝0.966D+0.012W
联立解得 D＝78.806Kmol/h W＝68.894Kmol/h
式中 F------原料液流量
D------塔顶产品量
W------塔底产品量
（六）．塔板数的确定
1.理论板层数NT的求取
苯－甲苯理想物系，可采取图解求理论板层数
① 由手册（表2）查苯－甲苯物系的气液平衡数据绘出X-Y图,见下图。
0
0.2
0.4
0.6
0.8
1
1.2
0
0.2
0.4
0.6
0.8
1
1.2
系列1
系列2
系列3

② 求最小回流比及操作回流比
采用图解法求最小回流比。在上图中对角线线上，自点e（0.256，0.256）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为
yq =0.63 xq =0.41
故最小回流比为:
Rmin＝=1.53
可取操作回流比为R=1.8 Rmin =1.8×1.53=2.75
③ 求精馏的气、液相负荷
L=RD＝2.75×60.78＝167.145Kmol/h
V=(R+1)D＝(2.75+1)×60.78＝227.925Kmol/h
L´＝L+F＝167.145+145.7=312.845Kmol/h
V´＝V＝227.925Kmol/h
④ 求操作线方程
精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

⑤实际板层数的求取
又根据 可解得
=2.405
= 0.966 0.922

y2 = 0.733×0.922+0.258= 0.934
x2==0.855
y3= 0.733×0.855+0.258= 0.885
x3 ==0.762
同理可求
y4= 0.817 x4 = 0.650
y5 = 0.735 x5 = 0.530
y6 = 0.651 x6 = 0.437
y7 = 0.578 x7 = 0.364
因为 x7 < xf
精馏段理论板层数 6
x6 =0.437

y6=0.595

同理可求
y7= 0.516 x7= 0.359
y 8= 0.488 x8= 0.284
y 9= 0.385 x9= 0.207
y10= 0.279 x10= 0.139
y11= 0.185 x11= 0.095
y12= 0.125 x12= 0.056
y13= 0.072 x13= 0.031
y14= 0.038 x14= 0.016
y15= 0.017 x15= 0.0072
所以n=9
提馏段理论板层数 9
2.全塔效率ET的求取
ET=0.17-0.616lgµ甲苯
根据塔顶塔底液相组成查图表6，得塔平均温度为95.15℃，该温度下进液相平均粘度为：
µm =0.450µ苯+(1-0.450) µ甲苯
=0.269MPa·s
故 ET≈52﹪
3.实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N精＝6/0.52＝12
提馏段实际板层数 N=9/0.52-1=18
（七）. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
以精馏段为例进行计算
1.操作压力计算（每块塔板压降△P＝0.7Kpa）
塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa
进料板压力PF=108.3KPa
总压降为△P总=24△P=24×0.7=16.8 KPa
精馏段平均压力Pm=104.8 KPa
2.操作温度计算（试差法）
泡点方程：
安托尼方程：
① 求塔顶温度tD
其中P=105.3KPa
由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916
设tD=82.4℃
lgPA＊= PA＊=111.17KPa
lgPB＊= PB＊=42.46KPa
∴
两x值近似相等，故可认为塔顶温度tD为82.10℃
② 求进料板温度tF
其中P=112.3KPa
查平衡曲线得xF=0.388
设tF=97.97℃
即进料板温度tF为97.97℃
同理可得=104.4℃
∴精馏段平均温度t=(82.10+97.97)/2=90.035℃
提馏段平均温度t=(97.97+104.4)/2=101.185℃
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.966，查平衡曲线，得x1=0.924
MVDm＝0.966×78.11+(1-0.966)×92.13＝78.59Kg/Kmol
MLDm＝0.916×78.11+(1-0.916)×92.13＝79.29Kg/Kmol
进料板平均摩尔质量计算
由理论板，得yF=0.492
查平衡曲线，得xF=0.450
MVFm=0.492×78.11+（1-0.492）92.13=85.3 Kg/Kmol
MLFm=0.450×78.11+(1-0.450)92.13=85.8 Kg/Kmol
精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.6+85.3)/2=81.95Kg/Kmol
MLm=(78.2+85.8)/2=82.0Kg/Kmol
4.平均密度计算
① 气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
ρvm=PmMvm/RTm=(104.2×81.95)/［8.314×(90.035+273.15)］=2.84Kg/m3
② 液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即
1/ρLm=∑ai/ρi
1〉塔顶液相平均密度计算
由tD=82.4℃查得ρA=812.7Kg/m3 ρB=807.9 Kg/m3
ρLDM=1/ (0.96/821.7+0.04/807.9)=811.3 Kg/m3
2〉进料板液相平均密度计算
由tF=97.97℃
进料板液相的质量分率
αA =0.26
ρLFM=792.81Kg/m3
∴精馏段液相平均密度为
ρLm =802.05 Kg/m3
5.液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
σLm=∑xiσi
① 塔顶液相平均表面张力的计算：
由tD=82.10℃, 查表5得：
σLDm=0.966×21.02+0.034×21.47=21.04 mN/m
② 进料板液相平均表面张力的计算：
由tF=97.97℃ ,查表5得：
σLFm= 0.293×19.1+0.707×20.07=19.79 mN/m
精馏段液相平均表面张力为
σLm=(21.04+19.79)/2=20.415 mN/m
6.液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
lgμLm=∑xilgμi
① 塔顶液相平均粘度的计算
由tD=82.10℃，查表6得：
lgμLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.30)
解得：μLDm=0.30 mPa.s
② 进料板液相平均粘度的计算
由tF=97.97℃ 查表6得：
lgμLFm=0.293lg(0.259)+0.707lg(0.268)
解得：μLFm=0.265mPa.s
精馏段液相平均粘度为
μLFm=（0.3+0.265）=0.282 mPa.s
（八）．精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏塔的气、液相体积流率为：
VS=VMVm/3600ρVm=(186.14×81.95)/(3600×2.84)=1.49 m3/s
LS=LMLm/3600ρLm=(144.31×83.1)/(3600×802.05)=0.00415m3/s
由 可知
式中C= C20(σL/20)0.2计算，其中的C20由图中所查取
其中横坐标为：
(Ls/Vs)*(Pl/Pv)0.5=0.0638
取板间距HT=0.45m , 板上液层高度hL=0.06m,则
HT－hL=0.45－0.06=0.39m

史密斯关联图
由上图可查得：C20=0.063
∴C=C20(σL/20)0.2= 0.063(20.415/20)0.2=0.064
umax=0.064×[(802.05－2.84)/2.84]1/2=1.07m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7umax=0.7×1.07=0.749 m/s
D=(4Vs/∏u)1/2=[(4×1.49)/(3.14×0.749)]1/2=1.592m
按标准塔径圆整后为： D=1.6m
塔截面积为：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）×1.62=2.01m2
实际空塔气速为：u= Vs/AT =1.49/2.01=0.74m/s
2. 塔高的计算

=(30-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=20.8m
式中 --塔高，m；n—实际塔板数
---人孔数（按八层塔板设一人孔，需三个人孔）
---设人孔处的板间距，m（人孔直径一般为450-600，取600mm）
---塔顶空间高度，m（通常取为1.5-2.0，取2.0）
---塔底空间高度，m（经验值，取2m）
---封头高度，m（经验值，取0.5m）
---裙座高度，m（经验值，取3m）
(九). 塔板主要工艺尺寸的计算
1．溢流装置的计算
因为塔径D=1.60m 可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
因塔径D＝1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。对精馏段各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.66D=0.66×1.6=0.66m
b)出口堰高
由，
查手册，知E=1.042,依式
可得
故
c)降液管的宽度与降液管的面积：
由查手册得，

，
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即（大于5s，符合要求）
d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07---0.25）
符合（）
e)受液盘
采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm
对提溜段：
a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.8D=0.8×1.0=0.8m
b)出口堰高：
由，
查手册得E=1.02,依式
可得
故
c)降液管的宽度与降液管的面积：
由查手册得 ，
故，

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即（大于5s，符合要求）
d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07---0.25）
依公式：符合（）
(2) 塔板布置
①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为4块。
对精馏段：
a)取边缘区宽度Wc=0.05m(30～50mm),安定区宽度，（当D〈1.5m时，Ws=60～75mm〉
b)依公式：计算开空区面积得：
，

c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距
筛孔数：个，
则（在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
对提馏段：
a)取边缘区宽度Wc=0.05m(30～50mm),安定区宽度，（当D〈1.5m时，Ws=60～75mm〉
b)依公式 计算开空区面积

c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距
筛孔数个，
则（在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
（十） 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。
(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度
对精馏段：
a)干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78 由式
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：
，
由与关联图查得板上液层充气系数=0.57，
依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：
依式
故
则单板压强：
(2) 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。
(3) 液沫夹带
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4) 漏液
由式
=6.32m/s
筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5) 液泛
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
依式，
而
H=0.0724+0.0342+0.00183=0.1084m
取，则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

对提溜段：
a)干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78由式
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：
，
由与关联图查得板上液层充气系数=0.58，依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：
依式， 故
则单板压强：
(2) 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。
(3) 液沫夹带
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4) 漏液
由式
筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5) 液泛
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
依式， 而
H=0.1139m
取，则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
9 塔板负荷性能图
对精馏段：
漏液线
由

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。
Ls /(m3/s)
0.005
0.012
0.03
0.035
Vs /(m3/s)
0.3367
0.3712
0.4293
0.4419

由上表数据即可作出漏液线。
(2) 液沫夹带线
以 ＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：
由

联立以上几式，整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。

Ls /(m3/s)
0.005
0.012
0.03
0.035
Vs /(m3/s)
1.556
1.266
0.712
0.581
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3)液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度hOW＝0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
(4)液相负荷上限线
以θ＝4s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元关的垂直液相负荷上限线0.0474。
(5) 液泛线
令
由

联立得

忽略ho，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得
式中：
将有关的数据代入整理，得
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。

Ls /(m3/s)
0.005
0.012
0.03
0.035
Vs /(m3/s)
1.246
1.118
0.822
0.733
由上表数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

0
0.5
1
1.5
2
2.5
3
0
0.005
0.01
0.015
系列2
系列3
系列4
系列5
系列1

图2 精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得
Vs,max=1.4 m3/s Vs,min=0.3 m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=5.19
所设计筛板的主要结果汇总于表。
对提馏段
（1） 漏液线
由

得
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。
Ls /(m3/s)
0.005
0.012
0.03
0.035
Vs /(m3/s)
0.0428
0.0438
0.0455
0.0459
由上表数据即可作出漏液线。
(2) 液沫夹带线
以 ＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：
由

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。

Ls /(m3/s)
0.005
0.012
0.03
0.035
Vs /(m3/s)
1.143
0.9313
0.5282
0.4328
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
（3）液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度hOW＝0.006m作为最小液体负荷标准。由式得

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
（4）液相负荷上限线
以θ＝4s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元关的垂直液相负荷上限线4。
(5) 液泛线
令

由

联立得
忽略ho，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得
将有关的数据代入整理，得
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。

Ls /(m3/s)
0.005
0.012
0.03
0.035
Vs /(m3/s)
0.9356
0.809
0.510
0.406
由上表数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图， 具体如精馏段一样，比较俩个负荷性能图可知取精馏段的负荷性能图。

在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得
Vs,max=0.92 m3/s Vs,min=0.23 m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=4

10.各接管尺寸的确定
（1）进料管
进料体积流量
取适宜的输送速度，故

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：
（2） 釜残液出料管
釜残液的体积流量：

取适宜的输送速度，则

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：
（3） 回流液管
回流液体积流量

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：
（4） 塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：

取适宜速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：
（5）蒸汽进口管

通入塔的水蒸气体积流量：

取适宜速度，那么

经圆整选取螺旋电焊钢管，规格：
实际管内流速：
（十三）法兰的选取
1. 进料管
因为进料管尺寸为φ108mm×4mm，查手册[5]选取法兰Pg6Dg100HG5006-58
2.回流管
因为回流管尺寸为φ159mm×4.5mm,查手册选取法兰Pg6Dg150HG5006-58
3.釜液出口管
因为釜液出口管径φ194mm×14mm,查手册选取法兰Pg6Dg175HG5006-58
4.塔顶蒸汽管
因为塔顶蒸汽管尺寸为φ377mm×9mm,查手册选取法兰Pg6Dg400HG5006-58
有关法兰数据如下表：
Dg=6公斤／厘米2
Dg
法 兰
螺 栓
D
D1
D2
f
b
Dm
S1
r
d
数量
直径
100
205
170
148
3
18
128
14
5
18
4
M16
150
260
225
202
3
20
180
15
5
18
8
M16
175
290
225
232
3
22
209
17
6
18
8
M16
400
535
495
465
4
28
442
21
8
23
16
M20

（十四）封头选取
因δ=8mm ,公称直径D=1600mm
查化工设备设计手册[5],取封头 Dg1600×3mm，其中曲面高度 H1=400mm , 直边高度H2=40mm所以，
总塔高=H有效+2H封头+2δ=10.7+2×(0.4+0.04)+2×0.008=11.6m

（十五）设计结果汇总
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提留段
各段平均压强
Pm
kPa
97.2
105.1
各段平均温度
tm
℃
88.8
99.8
气相流量
VS
m3/s
1.97
2.13
液相流量
LS
m3/s
0.0047
0.0098
实际塔板数
N
块
12
18
板间距
HT
m
0.3
0.3
塔的有效高度
Z
m
5.4
4.2
塔径
D
m
1.0
1.0
空塔气速
u
m/s
0.988
0.866
塔板液流形式

单流型
单流型
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
堰高
lw
m
0.66
0.80
hw
m
0.045
0.0385
溢流堰宽度
管底与受业盘距离
Wd
m
0.124
0.158
ho
m
0.028
0.0245
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.06
孔径
do
mm
5.0
5.0
孔间距
t
mm
15.0
15.0
孔数
n
个
2563
2319
开孔面积

m2
0.05
0.045
筛孔气速
uo
m/s
15．4
12.89
塔板压降
hP
kPa
0.571
0.551
液体在降液管中停留时间
τ
s
5.4
5.1
降液管内清液层高度
Hd
m
0.1084
0.1139
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.01564
0.01079
负荷上限

雾沫夹带控制
液泛控制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
1.4
0．92
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.27
0.23
操作弹性

5.19
4
附录（符号说明）
— 塔板开孔面积， — 漏液点气速，m/s
— 降液管面积， — 溢流堰高度，m
— 筛孔面积， V