苯甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)浮閥塔

遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)第化工原理課程設(shè)計(jì)第PAGE2030頁目錄第1章前言 3設(shè)計(jì)題目 3精餾及精餾流程 3精餾的分類 4精餾操作的特點(diǎn) 4塔板的類型與選擇 5相關(guān)符號說明 5第2章精餾塔的精餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算 7設(shè)計(jì)方案的確定 7精餾塔的物料衡算 7原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分7原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)7物料衡8塔板數(shù)的確定 8理論板層數(shù)的確8實(shí)際板層數(shù)求10精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 精餾段的操作壓11精餾段的操作溫11精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)11精餾段氣、液相的平均密12精餾段液相平均表面張12精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算 13精餾段塔徑和實(shí)際空塔氣速的確13精餾段精餾塔有效高度的求15精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 15精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確15精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排16精餾段塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 18精餾段氣相通過浮閥塔板的壓18精餾段降液管中清夜層高度的確19精餾段塔板負(fù)荷性能圖 20精餾段霧沫夾帶20精餾段液泛21精餾段液相負(fù)荷上限22精餾段漏液22精餾段液相負(fù)荷下限22第3章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 24第4章設(shè)計(jì)過程的評述和討論 25回流比的選擇 25塔高和塔徑 25精餾塔的操作和調(diào)節(jié) 25第5章塔附件設(shè)計(jì) 265.1附件的計(jì)算 265.1.1接管 265.1.2筒體與封27參考文獻(xiàn) 29課程設(shè)計(jì)心得 30遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)1設(shè)計(jì)題目苯－甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（浮閥塔）精餾及精餾流程是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:⑴獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；⑵將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；做精餾塔?，F(xiàn)整個(gè)操作。遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。化工中的精餾操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點(diǎn)：⑴能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；⑵流程短，設(shè)備投資費(fèi)用少；⑶耗能量低，收率高，操作費(fèi)用低；⑷操作管理方便。精餾操作的特點(diǎn)程相比，精餾操作又有如下特點(diǎn)：（1)沸點(diǎn)升高的純溫差，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。（2)物料的工藝特性流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。（3)節(jié)約能源加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個(gè)問題。塔板的類型與選擇塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間較長，故塔板效率較高。相關(guān)符號說明英文字母

e 液體夾帶量,k（液/k（氣；v—A 塔板開孔區(qū)面積,m2；a—A 降液管截面積,m2；f—A 篩孔總面積,m2；

E 液流收縮系數(shù),無因次；——總板效率,無因次；T—?dú)?相 動(dòng) 能 因0—A 塔截面積,m2；

—子,kg1/2/(s·m1/2；T—流量系數(shù),無因次； F 篩孔氣相動(dòng)能因子，0— 0—C u——

時(shí)的負(fù)荷系數(shù),m/s；

kg1/2/(s·m1/2)；氣相負(fù)荷因子,m/s； g 重力加速度,9.81m/s2；S— ——填料直徑,m；——d 篩孔直徑,m；

h 填料層分段高度,m；——h 進(jìn)口堰與降液管間的水平距0—— 1—塔徑,m；——h 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

離,m；H

進(jìn)料板處塔板間距,m；c— F——度,m液柱； H 人孔處塔板間距,m；P——h 與液體流過降液管的壓降相 H 塔板間距,m；d— T——當(dāng)?shù)囊褐?/p>

K 穩(wěn)定系數(shù),無因次；——h 塔板上鼓泡層高度,m； L 堰長,m；f—h 與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

W—L 液體體積流量,m3/h；1— h—高度,m； L 液體體積流量,m3/s；s—h 板上清液層高度,m； L 潤濕速率,m3/(m·s)；L—h 降液管的底隙高度,m；0—h 堰上液層高度,m；

w—相平衡系數(shù),無因次；——篩孔數(shù)目；OW— ——h 出口堰高度,m； N 理論板層數(shù)；W— T——h, 進(jìn)口堰高度,m； P 操作壓力,Pa；W—h 與阻力表面張力的壓降

——△P壓力降,Pa；б——相當(dāng)?shù)囊褐叨?mH 板式塔高度,m；

—P氣體通過每層篩板的降P壓,Pa；——H 降液管內(nèi)清液層高度,m；

篩孔的中心距,m；d—— ——H 塔頂空間高度,m； u 空塔氣速,m/s；D—— ——泛點(diǎn)氣速,m/s；F—

u 漏液點(diǎn)氣速,m/s；0 min—u氣體通過篩孔的速度,m/s；0—u′ 液體通過降液管底隙的速0—度,m/s；V 氣體體積流量,m3/h；h——?dú)怏w體積流量,m3/s；s——w 液體質(zhì)量流量,kg/s；L——?dú)怏w質(zhì)量流量,kg/s；V—邊緣無效區(qū)寬度,m；c——W 弓形降液管寬度,m；d——泡沫區(qū)寬度,m；s——液相摩爾分?jǐn)?shù)；—液相摩爾比；——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)；——?dú)庀嗄柗直龋弧迨剿挠行Ц叨?m；——填料層高度,m。下標(biāo)max最大的；—min最小的；—L 液相的；——V 氣相的— —

液體在降液管內(nèi)——停留時(shí)間,s；μ 粘度,mPa·s；——Φ 開孔率或孔流系數(shù)，無因次；—σ 表面張力,N/m；——ρ 密度,kg/m3；——22設(shè)計(jì)方案的確定1.5精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 MA

78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB

92kg/kmol0.45/78xF0.45/780.55/920.96/78x D 0.96/780.04/920.04/78Wx 0.04/780.96/92W

0.4910.9660.047原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M 0.491780.5099285.126FM 0.966780.0349278.476D物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)出量

n,D

4000 50.97(kmol/78.476總物料衡算 qn,F

50.97qn,W苯物料衡算 0.9660.047qn,F n,W聯(lián)立解得

qn,Fqn,W

105.499kmol/h54.529kmol/h塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)的確定(1)求最小回流比及操作線回流比由于是飽和液體進(jìn)料，查表得苯—甲苯的相對揮發(fā)度α=2.47。故最小回流比為

1 XR

1X

1.23min

1 X 1XF F取操作回流比為R1.8R 1.51.232min求精餾塔的氣液相負(fù)荷qn,L

Rqn,D

250.97101.94(kmol/h)qn,V

(R1)qn,D

(21)50.97152.91(kmol/h)qn,L'

qn,L

qn,F

101.94105.499209.2(kmol/h)qn,V'操作線方程

qn,V

(q1)qn,F

152.91(kmol/h)qy n,Lxqqn,V

qn,Dxq n,V

0.667x0.322提留段操作線方程y'

qn,L'q

x'

qn,Wq

x 1.357x'0.017W相平衡方n,V

n,V'

y

2.4537xP 11)xP

11.4537x逐板計(jì)算法求理論塔層數(shù)逐板計(jì)算法是利用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計(jì)算各板的汽相和液相組成，從而求得所需要的理論板數(shù)。塔頂?shù)谝粔K塔板上升蒸氣進(jìn)入冷凝器冷凝為飽和液體餾出液組成xD 與1蒸氣組成y1

x 。離開第一塊理論板的液體組成x

應(yīng)與y 平11D1衡，可由相平衡關(guān)系求得。第二塊板的上升蒸氣組成y2 可由精餾段操作方從x1 求得。以此類推，基本過程如下：11D1y x1 D

0.966衡x1

0.920第7塊板為加料板

y 0.936衡x 0.8562 2y 0.893衡x 0.7723 3y 0.837衡x 0.6754 4y 0.772衡x 0.5785 5y 0.708衡x 0.4956 6y 0.652x 0.431x7 7 Fy 0.568衡x 0.3478 8y 0.454衡x 0.2529 9y 0.325x10 y 0.204衡x11 y 0.115衡x12

0.1630.0940.050y 衡x13

0.021xW因此總理論板數(shù)為13（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為6，第7塊板為進(jìn)料板。實(shí)際板層數(shù)求取求全塔效率ET①求精餾塔中液相混合液的平均黏度p=101.33kPa（理想混合液）的yx數(shù)據(jù)求得：塔頂泡點(diǎn)溫度 t 80CD塔底泡點(diǎn)溫度 tW

107.8C由液體黏度共線圖查得：苯塔頂液體的黏度甲苯 苯塔底液體的黏度

=0.315mPasA=0.320mPasB=0.235mPasA甲苯 B

=0.250mPas由液相平均黏度計(jì)算公式

=nmi1

x分別求塔頂、塔底混合液的平均黏度i i =LDm =LWm

0.93 0.315+0.0170.00.235.98

0.320=0.25=0.250mPa s②求全塔效率ET

= L LDm

LWm

= 0.3150.250=0.281mPasE 0.49(T L

)0.2450.536ET

0.536。求實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù) 提留段實(shí)際板層數(shù)

P,P,

6/0.536127/0.53614總實(shí)際板層數(shù) NPNP,精NP，提121426精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾段的操作壓力塔頂操作壓力 P=P PD 當(dāng)?shù)?表

101.34105.3kPa每層塔板壓降 Δp0.7kPa進(jìn)料板壓降 pF

105.30.712113.7kPa精餾段平均壓降pm

(105.3113.7)/2109.5kPa精餾段的操作溫度由苯和甲苯混合液（理想混合液）的yx數(shù)據(jù)查出各點(diǎn)溫度塔頂溫度 tD進(jìn)料板溫度 t

80.6C91.3CF精餾段平均溫度 tm

(80.691.3)/285.95C精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由xD

y0.966，得x1

0.950。MVDmM

0.966kgkmol0.920kgkmol進(jìn)料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：yF

0.652; xF

0.431MM

0.652kgkmol0.431kgkmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：M (78.4885.356)/2kgkmolVmM (79.1285.966)/2kmolLm精餾段氣、液相的平均密度氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即p mMVmp

109.581.918 /m3Vm RTm

8.314(85.95273.15)液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式1W/ i im塔頂液相平均密度：由tD

，查得A1

kgm3B

803kgm3.LDm

0.96/8050.04/803

=814.8kgm3進(jìn) 料 板 液 相 平 均 密 度 ： 由 tF

9 查 得 kgm3A

799.1kgm3.進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為wA

0.431780.4311

0.391LFm

=800.5kgm30.391/802.70.609/799.1精餾段液相平均密度為 (800.5814.8)/2807.7kg/m3Lm精餾段液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式： Lm

xi i塔頂液相平均表面張力： 由tD

80.6A

21

310N/m 21.7103 N/mBLDm

(0.96621.20.03421.7)10322.22103 N/m進(jìn)料板液相平均表面張力： 由tF

91.3℃,查得A

19.8103 N/m 20.5103 N/mBLFm

(0.43119.80.56920.5)10320.2103 N/m精餾段液相平均密度為： (20.222.22)103/221.21103 N/mLm精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算精餾段塔徑和實(shí)際空塔氣速的確定最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計(jì)算公式： L VmaxV精餾段的氣、液相體積流率為qq n,VMVmq

152.9181.918

1.16m3/sV3600Lm

36003qq n,LMLmq

101.9482.543

0.00289m3/sV,L 3600Lm

3600807.7求C，其中C 由附圖1查取，圖中橫坐標(biāo)為20qV,LqV

(LV

0.002893600 807.7 ( 1.163600 3

0.0409取板間距HT

0.4m，板上液層高度hL

0.06m，則H hT L

0.40.060.34m附圖1查附圖1得C =0.070附圖120

21.2CC20

( Lm)0.20.07020

)0.220

0.071

L V807.733u Cmax

0.071 1.163V取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u0.71.1630.814 m/smax4q4qV,Vu41.163.1441.163.140.814

1.35m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m 塔截面積為 A D2 1.421.5386m2T 4 4實(shí)際空塔氣速為

u VqAqT

1.161.5386

m/s精餾段精餾塔有效高度的求取精餾段有效高度為Z (N精 精

1)HT

(121)0.44.4m提餾段有效高度為Z (N提 提

3)HT

(143)0.44.4m在進(jìn)料板處及提餾段各開一個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔德有效高度為Z(Z精

Z )0.824.44.40.8210.4m提精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確定因塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長lw

取l 0.66D0.661.40.924mw溢流堰高度hw

溢流堰高度計(jì)算公式h h hw L ow選用平直堰，堰上液層高度how

依下式計(jì)算，即2.84 q'h E(

V,L)2/3E=1，則

ow 1000 lw2.84 q'

2.84 0.002893600 mh E(V,L

1( )2/30.0143ow 1000 lw

1000 0.924取板上液層高度hL

=0.06m，故h h hw L

0.0560.01430.0457ml A弓形降液管寬度Wd

及將面積Af

由w0.66，查得： f0.0722，D ATW d0.124，故WD

A 0.0722Af

0.07221.53860.111m2Wd3600A

0.124D0.1241.40.1736mH依式

f T驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即qV,L3600AH f TqV,L故降液管設(shè)計(jì)合理。

36000.1110.4517.28s5s0.002893600降液管底隙高度h0q

計(jì)算公式取u'0.08m/sq

h V,L0 3600lu'w036000.00289h V,L0 3600lu'w0

36000.9240.08

0.039mh hw 0

0.04570.0390.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0

10，用式u 0

F 求孔速u，即0000V3u F30

10

5.77m/sN

qV,Vd

求每層塔板上的浮閥數(shù)，即4 0 0N

qV,Vd

1.160.0392

1684 0 0 4取邊緣區(qū)寬度Wc

0.06m，破沫區(qū)寬度Ws

0.07m。R2X2R2X2

2X

R2sin1( )計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即a 180 R RDW 1.40.060.64m2 c 2D 1.4X W) (0.17360.07)0.456m2 d s 20.6420.4562 0.6420.4562A 20.456 0.642sin1( )1.059m2a 180 0.64 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t75mm0.075m，則可按下式估算排間距t'，即取t'80mm。

t'

A 1.057 0.084mN 1680.075ata按t75mmt'80mm，以等腰三角形叉排方式作圖，附圖2.得閥數(shù)N174個(gè)N174重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：q 1.16u04

V,Vd20

0.03921744

5.584m/sFu0 0

5.584V

9.673閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。3塔板開孔率=uu0

0.754100%13.5%5.584精餾段塔板流體力學(xué)驗(yàn)算精餾段氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式hp

hhc

h計(jì)算塔板壓降。73.11/1.825（1）干板阻力由式u 0c V

計(jì)算臨界孔速，即73.11/1.825u

73.1

5.753m/s0c V

3 u0.175因uu0c

，則hc

可按式hc

19.9 0L

計(jì)算，即h19.9c

u0.1750L0

19.95.5840.175807.7板上充氣液蹭阻力hl

本設(shè)計(jì)分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)0

0.5。依式hl

h得0Lhh +h1 0 w ow

m克服表面張力所造成的阻力h0

因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其h很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)液柱高度為：h hhp c

0.0330.030.063m單板壓降

hp p

g0.063807.79.81499.2pL a精餾段降液管中清夜層高度的確定為了防止淹塔想象的發(fā)生，要求控制降液管中清液曾高度HdH 可用下式計(jì)算，即d

HT

h。wH hd p

h hL d與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p

0.063m。液體通過降液管的壓頭損失 hd

，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式q 2h 0.153 V,L計(jì)算d lhw0

q

0.00289 2h 0.153

V,L

0.153 0.000984md lhw0

0.9240.039板上流層高度，取hL

0.06m因此 Hd

h h hp L

0.0630.060.000984取0.5,HT

0.4,hw

0.0457m則(HT

h)0.5(0.40.0457)0.223mw可見Hd

(HT

h，符合防止淹塔要求。w精餾段霧沫夾帶校核qv,vqv,vv 1.36qv,L LZLv1 1

KCAF b

100% 1q vq vv,vL v1 0.78KC AF T板上液體流徑長度

Z DL

1.420.1736板上液流面積

AAb

2Af

1.53920.1111.317m2K1.0CF以上數(shù)值代入式1得

0.11，將qVqV V1.36qV,L LZLV1 KCAF b

100%1.16

3 1.360.002891.053807.73 100%51.7%10.111.317按式2計(jì)算泛點(diǎn)率，得qVqV VL V1 0.78KC AF T

100%1.16 3 807.73 100%0.781.00.111.539計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能過滿足ev

液/kg汽的要求。精餾段塔板負(fù)荷性能圖精餾段霧沫夾帶線qVqV V1.36qV,L LZLV1 KCAF b

100%化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)第21頁共30頁對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中V

、 、AL

、K、CF

及Z 均為L已知值，相應(yīng)于eV

0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出qV,V

qV

的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下3q

1.36

1.053V807.7

V,L

0.8整理得

0.061qV,V

1.00.1101.3170.11591.432qV,L附表1.霧沫夾帶線數(shù)據(jù)q q /m3/sV,L0.0010.002q /m3/sV,V1.8771.853精餾段液泛線由(HT

h )hW

h hL

hhc

h h

確定液泛線u2

q 2

2.84 3600q

2/3(H

h )

V 0 0.153

V,L

1

h E

V,L T W L

2g lhw0

0

1000 lw

由于H 、hT W

、l 、 、w L

、 及等均為定值而u0

與qV

有如下關(guān)系u0

qV,Vd2

式中閥孔數(shù)N與孔徑d0

亦定值4 00.0234q2V,V

0.154117.82q2V,L

1.055q2/3V,Lq /q /m3/sV,Lq /m3/sV,V0.0020.0030.0040.0052.4182.3662.3162.266化工原理課程設(shè)計(jì)第化工原理課程設(shè)計(jì)第PAGE3030頁精餾段液相負(fù)荷上限線5s

3600AHf T知液q體在降液管內(nèi)停留時(shí)間

3600AH f q

5s

V,L求出上限液體流量q

V,L

圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量qV

無關(guān)的豎直線。

V,L

V,V

V,L以5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則(qV,L

) Afmax 5

0.1110.45

0.00888m3/s

(3)精餾段漏液線F1Fu0 0

5計(jì)算，則u 5V 0V又知qV,V

d2Nu4 0

，即qV,V

d2N 54 0V式中d2N0

均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷qV,V

的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。F5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則303q d2

d2

5

0.0392174

0.600m3/s

(4)V4

0 4 0 4V精餾段液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度h0w

0.006m2.84 3600(q

2/3h 1000E lV,00w

min計(jì)算出q豎直直線。

V,L

的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的2.84 3600(q )E[ V,Lmin1000 l

0.06E1，得(q )

w(0.0061000

)3/2

0.924 0.00079m3/

(5)V,L

min

2.841 3600精餾段塔板負(fù)荷性能圖1、附表2及式1~53附圖3由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作A（設(shè)計(jì)點(diǎn)中位置。②塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。③按照固定的液氣比，由附圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限：氣相負(fù)荷下限：所以：

q(v,v)maxq(v,v)min

1.84m3/s0.6m3/s操作彈性1.843.070.6遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)遼寧工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)3章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表將以上結(jié)果匯總列于附表3中。附表3浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目項(xiàng)目塔徑D/m板間距HT/m精餾段數(shù)值及說明1.40.4單溢流弓形降液管0.8140.9240.04570.060.0391745.5849.67備注塔板型式空塔氣速u/(m/s)l/mwh/mw板上液層高度h/mL降液管底隙高度h/m0浮閥數(shù)N/個(gè)閥孔氣速u/(m/s)0閥孔動(dòng)能因數(shù)F0臨界閥孔氣速u/(m/s)0孔心距t/m排間距t/m'/Pap液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間s降液管內(nèi)清夜層高H/md泛點(diǎn)|%氣相負(fù)荷上限v,v分塊式塔板等腰三角形叉排5.5840.0750.08499.2指統(tǒng)一橫排的孔心距指相鄰兩橫排的中心線距離17.280.00098451.7max氣相負(fù)荷下限（q1.84v,v）min操作彈性0.63.07霧沫夾帶控制漏液控制第4章 設(shè)計(jì)過程的評述和討論回流比的選擇費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計(jì)中，