年產(chǎn)45萬噸乙酸乙酯計算-熱量和設備計算(DOC)

第四章熱量衡算1基本數(shù)據(jù)表4-1氣體熱容溫度關聯(lián)式系數(shù)[19-21]物質Cid/J-mol-1-K-1=a+aT+aT2+aT3+aT4p01234aaaaa01234乙醇4.3960.6285.546-7.0242.685乙醛4.3790.0743.740-4.4771.641水4.395-4.1861.405-1.5640.632乙酸乙酯10.228-14.94813.033-15.7365.999表4-2液體熱容溫度關聯(lián)式系數(shù)物質Cp1/J-mol—1-K=A+BT+CT2+DT3ABCD乙醇59.34236.358-12.1641.8030乙醛45.05644.853-16.6072.7000水92.053-3.9953-2.11030.53469乙酸乙酯65.83284.097-26.9983.6631表4-3物質的沸點及正常沸點下的蒸發(fā)焓物質沸點/C蒸發(fā)焓/KJ.mol-1乙醇78.438.93乙醛20.825.20乙酸乙酯77.0632.32水10040.73乙縮醛102.735.832一步縮合釜的熱量衡算：該工段中反應溫度為10°C物流由25C降到10C的熱料衡算如下：230987fAH（乙酸乙酯）二xj283.15A+BT+CT2+DT3dT=—67661.136kJ/h288.11298.1542051fAH（乙醇）二xj283.15A+BT+CT2+DT3dT=—14585.99kJ/h246.07298.15AH（乙醇鋁）二486.48xj283.15120dT二—5405.4kJ/h2162.16298.15主反應產(chǎn)生的熱量:查表得:AfH0=—192.38kJ/molm(乙醛，l,298.15k)AfH0=—479.24KJ/molm(乙酸乙酯，1,298.15k)AfH0=—277.103KJ/molm(乙醇，1,298.15k)AfH0=—381.331KJ/molm(乙縮醛，1,298.15k)AfH0=—285.956KJ/molm(水，1,298.15k)C=114.943J/mol-kC=4.2KJ/molC=4.2KJ/mol-kp,加水,lAH0=AH0+f298.15(2C-C)dTrm(283.15k)rm(298.15k)28315P，m，乙醛p,m，乙酸乙酯=Yv.AH0+J198-15(2C—C)dTBfm(b，卩，T)28315P，m，乙醛p，m，乙酸乙酯=—92443.29kJ/mol當反應進度為225.79x103時'反應熱為些=-20872770.4加/h。副反應產(chǎn)生的熱量:AH0=AH0+J283.15(C+C—2C—C)dTrm(283.15k)rm(298.15k)29815P，m，水p,m，乙縮醛p,m，乙醇p,m，乙醛=81158.44J/mol當反應進度為3.64x103時，反應熱為叫=295416.72kJ/h。一步縮合反應釜需要承受的熱量為：AH（乙酸乙酯+AH（乙醇）+AH（乙醇鋁）+AH（乙醛）2十2十2十3AH（乙酸乙酯）AH+AH=20665006.26kJ/h+3+主副反應放出的熱用-5°C的冷凍鹽水進行冷卻，進口溫度為-5°C，出口溫度為5°C。冷凍鹽水的比熱容為：Cp=4.0kJ/（kg-K）則單位時間內需要冷凍的量為：W=20665006.26一40=5.166x105kg/h4?3二步縮合反應釜熱量衡算:因為兩個反應釜的溫度相同，則只需要計算反應進度：主反應的反應熱：AH0=—92443.29J/mol反應進度為30.40x103mol/hrmAH=—92443.29x30.40=—2810276.016kJ/h主副反應的反應熱：AH0=81158.44J/mol反應進度為0.49x103mol/hrmAH=81158.44x0.49=39767.64kJ/h副二步縮合反應釜承受的熱負荷為：AH+AH=2810276.016—39767.64=2770508.376J/h主副反應放出的熱同樣用-5°C的冷凍鹽水進行冷卻，進口溫度為-5°C，出口溫度為5°C。冷凍鹽水的比熱容為：Cp=4.0kJ/(kg-K)則單位時間內需要冷凍的量為：W=2770508.376一40=6.926x104kg/h4單效蒸發(fā)器的熱量衡算在該部分熱量計算中，忽略掉進料破壞液B1所吸收的熱量，忽略乙醇鋁水乙酸乙酯從10攝氏度到90乙酸乙酯從10攝氏度到90攝氏度所吸收的熱量Q］為：f350.21CdT+AH+f363.15CdT=12213429.67kJ/h-283.15p，液rapm350.21p，氣-m乙酸乙酯xM乙酸乙酯m乙醛xM乙醛乙醇從10攝氏度到90攝氏度所吸收的熱量Q3為:f351-55CdT+AH+f363m乙醛xM乙醛乙醇從10攝氏度到90攝氏度所吸收的熱量Q3為:f351-55CdT+AH+f363-15C-283.15P'液rapm351.55P，283.15P'液rapm293.95p'氣-=459438.7518kJ=459438.7518kJ/h乙醇xM乙醇乙縮醛從10攝氏度到90攝氏度所吸收的熱量Q4為為：4383nxf363.15CdT=x80x114.943=34106.468kJ/h乙縮醛283.15P‘m，液118.17

則蒸發(fā)器總共需外界提供的熱量Q=(Q+Q+Q+Q)/0.99=13033873.08kJ/h1234為單效蒸發(fā)器提供熱量的是100攝氏度的飽和水蒸氣，且出口為100攝氏度的液態(tài)水，一直水的汽化熱為2262.78kJ/h。則單位時間內需要飽和水蒸氣的質量為：w二葺|護二5760?115Kg/h。4.5冷凝器的熱量衡算進入脫乙醛塔的溫度為20.8攝氏度，所以個股物料在冷凝器中的溫度要從90攝氏度降至20.8攝氏度。乙酸乙酯從90攝氏度降至20.8攝氏度放出的熱量Q1為：J350-J350-21CdT—AH+J293?95C-363.15p，氣rapm350.21p，液dT=—11712457.64KJ/h乙酸乙酯xM乙酸乙酯乙醛從90攝氏度降至20.8攝氏度放出的熱量Q2為：m乙醛xM乙醛乙醇從90攝氏度降至20.8攝氏度放出的熱量Q3m乙醛xM乙醛乙醇從90攝氏度降至20.8攝氏度放出的熱量Q3為:J351-55CdT—AH+J293-95C-363.15P'氣rapm351.55P，=—188546.5568KJ/h-363.15P，氣體rapmm=—448110.9147KJ=—448110.9147KJ/hM乙醇乙縮醛從90攝氏度降至20.8攝氏度放出的熱量Q4為：4383nxJ293.95CdT=x(—6932)x114.943=-29502.095kJ/h乙縮醛363.15P'm，液118.17則冷凝總共放出熱量為：Q1+Q2+Q3+Q4二-12378617.21KJ/h該冷凝器仍采用冷卻鹽水，將一釜和二釜的出口鹽水用于該冷凝器的進口冷卻鹽水。則進口溫度五5攝氏度，并用該冷凝器中出口鹽水的溫度控制在10攝氏度。則需要冰鹽水的量為：W二123786[7.21二6.1893x105Kg/h4.6脫乙醛塔的熱量衡算在設備衡算中確定了脫乙醛塔的最小回流比為R=2.81min取R=1.4R=3.934min則上升蒸汽流量為V二(R+1)D=3.934x308.18二1212.38Kg/h

4.6.1再沸器的熱負荷塔頂上升混合氣帶出的熱量在塔頂回流液溫度為20.8°C,與進料的溫度相同，則塔頂上升氣帶出的熱量為：q=1212.38xiooof299.35(a+aTi+aT2+aT3+aT4)+1212.38x25.2D44.05293.950123444.05=1134926.148kJ/h塔釜殘液帶出的熱量：0二24203.34f350,35(a*bt+ct2+DT3)dT+453.81xf350.35(A+BT+CT2+DT3)dTW88.11293.9546.07293.9518.13x1018.13x10344.05+aT+aT2+aT3+aT4)dT12349742x103「43364+—IF-xf：9355(A+BT+CT2+DT3)dT+而7x114943二2852024838kJ/h則再沸器的熱負荷為:Q二Q+Q二2853159764kJ/h1DW加熱介質采用飽和水蒸氣。即為,攝氏度的液態(tài)水，則需水蒸氣的量為:進口為100攝氏度水蒸氣，出口為100W二二1260909?04瓏/h6.2冷凝器的冷凝量Q=411.578xf293.95(a+aT+aT2+aT3+aT4)dT-411.578x25.22299.3501234=-16971.76085kJ/h4x10該冷凝器采用進口溫度為了-5C，出口溫度為5C的冷凍鹽水，則需冰凍鹽水的質量為：W二16971.76085二424.29kg/4x107脫乙醇塔的熱量衡算由以上對精餾一塔物料衡算得：F=4185.75kg/h,D=420.43kg/h用解析法計算最小回流比：R=1[XD一％1"d〉]mina-1x1-xFF代入數(shù)據(jù)求得：R=2.76，取R=1.1R=3.036minmin則上升蒸氣的質量流量為：V=(R+1)D=1276.43kg/h7.1再沸器的熱負荷

(1)塔頂上升混合氣帶出的熱量在塔頂回流液溫度為77.2°C,與進料的溫度相同，則塔頂上升氣帶出的熱量斗Q=4036J349.45(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT+4036x32.32為：D344.1501234+1187x38.93=2.043x105kJ/h(2)塔釜殘液帶出的熱量Q二415771351.35(A+BT+CT2+DT3)dT+855x10.6二16263kJ/hW350.35脫乙醇塔承受的熱負荷為：Q=2.043x105+16263二2.21x105kJ/h1再沸器采用100C的飽和水蒸氣進行加熱。則需飽和水蒸氣的質量為:W=2.21x105=97.9kg/h2257.67.2脫乙醇塔冷凝器熱量衡算脫乙醇塔頂冷凝器需要的冷凝量Q=12108x32.32+3561x38.93+12108^344-15(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT2349.45012343561J344.15(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT=4.063x106kJ/h349.4501234用10C下的鹽水進行冷卻，冷凝器冷卻水的進口溫度為10C，出口溫度為20C，則單位時間內需10C鹽水的質量為：W=4.063x106=24402kg/h15x3.74.8脫組分精餾塔的熱量衡算由以上對精餾一塔物料衡算得：F=3767.44kg/h,D=3666.38kg/hTOC\o"1-5"\h\z用解析法計算最小回流比：R=-丄］，mina—1x1一xFF代入數(shù)據(jù)求得：R=0.83，取R=1.1R=0.91minmin則V=(R+1)D=7002.79kg/h4.8.1再沸器的熱負荷塔頂上升混合氣帶出的熱量在塔頂回流液溫度為20.8C，與進料的溫度相同，則塔頂上升氣帶出的熱量Q=79459Q=79459JD356.15351.35(a+aT1+aT2+aT3+aT4)dT+79459x32.32=2.878x106kJ/h01234(2(2)塔釜殘液帶出的熱量(2(2)塔釜殘液帶出的熱量Q=8551383-15136dT=3.1x104kJ/hW351.35則再沸器的熱負荷為：Q=2.878x106+3.1x104二2.908x106kJ/h1再沸器需要100°C的飽和水蒸氣加熱，單位時間內需飽和水蒸氣的質量為:W=2.908x106=1288kg/h2257.64.8.2脫重組分的冷凝器的熱量衡算則冷凝器的冷凝量為Q二79459x32.32+J344.15(a+aT+aT2+aT3+aT4)dT=2.65x106kJ/h2356.1501234冷凝器采用10C的鹽水，鹽水的出口溫度定為50C，貝V單位時間內需10C的鹽水為：W=沿=17905kg/h第五章第五章主要設備的設計與輔助設備的選型第五章第五章主要設備的設計與輔助設備的選型1一步縮合反應釜的設計1.1縮合釜釜體的設計縮合釜中混合物的平均密度B=Ypx=0.905x0.8713+0.7834x0.0927+0.01017x0.83+0.00428x0.999iii=1+0.00333x0.7893+0.017x2.1=0.912g/cm3則混合物的體積為：V=4488.35=4.978m3912查得，裝料系數(shù)申為0.8。則反應釜的體積為：V=—==7.11m3a申0.8確定筒體與封頭型式以及連接方式由本設計的聚合條件以及該設備的工藝性質，可以知道其屬于帶攪拌的低壓反應釜類型。根據(jù)慣例，選擇圓柱形筒體和橢圓形封頭。查化工設計手冊得，對對密封要求較高時，采用焊接連接。確定筒體與封頭的直徑查《化工設備機械基礎》得，HD取1.3【23。則反應釜直徑估算如下:i「呂=3應=1.90m3兀HD兀x1.3(式中，D反應釜筒體內徑；H筒體咼度。)i經(jīng)查，符合筒體公稱直徑的標準，取D=2000mm。封頭取相同的內徑。i確定筒體高度查《化工設備機械基礎》得，當公稱直徑DN=2000mm時，標準橢圓形封頭的容積V=1.1257，筒體每一米高的容積V=3.1423/m。貝V筒體高度為：h1V，—VH=——h(5-1)V17.11—1.12572.142沁1.96m其中V7.11—1.12572.142沁1.96m由HD的值與1.3近似相等，則可得:i解得V，=7.11m3，取H=1.3D=2m。i標準橢圓封頭的封頭高度與直邊高度查化工設計手冊得’標準橢圓封頭的封頭高度h二?二心52000二0.500m直邊高度為500mm。確定夾套直徑查《化工設備機械基礎》得，夾套直徑為：D=D+100=2100mmji夾套封頭也采用橢圓形，并與夾套筒體取相同直徑。確定夾套高度夾套筒體的高度估算如下：申V'—Vh申V'—VhV10.8x7.11—0.82702.545=1.760m,取H為1.i8m。傳熱面積F查《化工設備機械基礎》得，封頭內表面積Fh=4.493m2，筒體一米高內表h面積F=5.66m2。則傳熱面積為：F=F+1.1xFz=9.8795m21h1夾套筒體與封頭厚度夾套筒體與內筒的環(huán)焊縫，因檢測困難，故取焊縫系數(shù)?=0.6，從安全計夾套上所有焊縫均取?=0.6,封頭采用由鋼板拼制的標準橢圓形封頭［22］，材料均為Q235-B鋼。pD2pD2b]q-p+2=3.78+2=3.78mm2x113x0.6—0.1夾套封頭厚度為:++2=3.62mm=「嚴+C2blq-0.5pxx113x0.6—0.5x0.10.1x2000式中，p——設計壓力，0.1MPa；C――蝕裕量，2mm；2LI——在設計溫度下Q235-B鋼的許用壓力，113MPa.圓整至鋼板規(guī)格厚度，查《化工設備機械基礎》，取夾套筒體與封頭厚度均為:8=8mm。n內筒筒體厚度與封頭厚度查《化工設備機械基礎》，經(jīng)過計算可得：內筒筒體厚度與封頭厚度均取10mm。1.2攪拌裝置設計攪拌器的型式與主要參數(shù)考慮其工藝條件和攪拌容量，查《化工設備設計基礎》和《化工設備機械基礎》得，本設計采用槳式直葉攪拌器。其主要結構參數(shù)：D=0.51DN=0.51x2000=1020mm則b=0.20D=0.20x2000=400mm；jjH=0.50D=0.50x2000=1000mm；Z=2。攪拌軸直徑'經(jīng)查《化工設備設計基礎》得，攪拌軸材料選用45鋼［241攪拌功率為20kW；轉速為轉速為80r/min。則d>365式中，d攪拌軸直徑，mm；P攪拌功率，kW；n攪拌軸轉速，r/min；t!材料許用壓力，MPa。查45號鋼得，取為30MPa。則d=叭聶=5表5-1縮合釜設計結果一覽表設計項目設計結果反應釜體積V/m37.11筒體與封頭連接方式焊接筒體和封頭的直徑D/mm2000筒體高度H/mm2000夾套直徑D./mmj2100封頭高度h/mm50夾套咼度Hi/mm1800傳熱面積F/m29.8795內筒筒體厚度b/mm105.2單效蒸發(fā)器的設計與選型5.2.1蒸發(fā)器的選擇理由為了達到蒸發(fā)出絕大部分的粗乙酯混合物目的，本設計中必須引用一種蒸發(fā)器，在蒸發(fā)器的選擇過程中，首先考慮到要蒸發(fā)物質的特性以及工程成本等諸多因素。其次，工程上以往常用的蒸發(fā)設備具有耗能大，效率低等缺點，所以綜合以上兩個因素，本設計中的蒸發(fā)器將選用中央強制循環(huán)蒸發(fā)器。5.2.2蒸發(fā)器計算與設計

由蒸發(fā)過程的熱量衡算可知，降膜蒸發(fā)器需要提供的熱量為:Q=2.147x106kJ/h=0.596x1Q6J/s(1)(1)傳熱面積：A=QKxAt其中Q為單位時間的熱量，K約為1500W/(m2-C),A為換熱面上的平均溫差平均溫差:At二(100-90)-平均溫差:At二(100-90)-(100-10)二3641°C^100^90100-10則可求得單效蒸發(fā)器的換熱面積:A=0.596x10636.41x1500=10.91m2將A=10.91作為設計結果。加熱管的選擇與管數(shù)的設計因為有易結垢的物質，蒸發(fā)器的加熱管選用?I057mmx3.5mm,加熱管的長度選為1.4m。則加熱管的管子數(shù)度選為1.4m。則加熱管的管子數(shù)n'=S兀d(L—0.1)3.14x0.57x(1.4-0.1)=47.28取管子數(shù)為48。循環(huán)管的選擇中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的循環(huán)管的管截面積可取加熱管的總截面積的0.4-1.0：兀兀D2=(0.4一1.0)n'd2414求得循環(huán)管的內徑為：D=244.9mm1經(jīng)圓整得D=273mm，選用熱軋無縫鋼管：0273mmx3.5mm。1加熱室直徑該加熱器中加熱管的排列方式為正三角形。貝V加熱室直徑：D=t(n—1)+2b'=57x(1.W48—1)+2x1.2=380mmc分離室的直徑和高度分離室的體積為：V=分離室的體積為：V=W3600pU3600x0.14x1.3=7.05m3取H/D=1.5，則分離室高度為H=1.8m，分離室直徑為：D=2.7m。表5-2表5-2單效蒸發(fā)器設計結果一覽表表5-2表5-2單效蒸發(fā)器設計結果一覽表設計項目設計結果蒸發(fā)器傳熱面積A/m2加熱管的管數(shù)n循環(huán)管的內徑D/mm加熱室直徑D/mm分離室直徑H/mm分離室咼度D/mm10.9148273380270018003脫乙醛塔的設計與計算3.1脫乙醛塔的基礎數(shù)據(jù)已知：氣相流量：Vs=0.10316m3/s,氣相密度：p=4.0677kg/m3v液相流量：Ls=0.00144m3,液相密度：p=841.7539kg/m3s液體表面張力：o=0.0206N/m,液體黏度：卩=0.25x10-3Pa?s3.2塔徑的確定初估塔徑取塔板間距HT=0.3m取h[=0.07m查史密斯關聯(lián)圖得：L(p/p)0.5/V=0.024，c二c(上)0.2二0.02414ssvs200.02u=c|PV=0.345m/s，u=0.8uf=0.275m/sfpVopfD'='-V^=0.810m兀u4op確定實際塔徑，對計算值進行圓整，取D'=0.8m。3.3塔板結構設計選管選用單流程弓形降液管堰的計算堰長1=0.71D=0.5m選堰高h=0.06mwwL/l2.5=3600x0.0014/0.52.5=10.37w查表得E=1.2,h=0.00284x1.2x(3600x0.00144/0.5)2/3=0.01622mowh=h+h=0.06622,h=h-0.015=0.045m1wowow液面梯度b=(Lw+D)/2=0.6,1w/D=0.7差圖得Wd=0.098mZ=D-2Wd=0.504m,可以算出A很小忽略。塔板布置取篩孔直徑d0=0.004m,t/dO=3.O,所以t=0.012m。cp二0.907x(do)2二0.1008t由于操作點離漏液線比較近，所以將開孔率降低選0.06取安定區(qū)寬度Ws=0.05m，邊緣區(qū)Wc=0.04m。X=D/2-(Wd+Ws)=0.20mr=D/2-Wc=0.31m，x/r=0.645Aa=2[x(r2一x2)0.5+r2sin-1—]xAa=0.229m2，AT=0.385，Aa/AT=0.595篩孔總面積：A0=Aax0=0.229*0.06=0.014m2。篩孔數(shù)：N=A0/a0=0.014/(3.14/4)0.0042=1115個。5.3.4對設計塔板進行校核(1)板壓降(1)板壓降取板厚5=3mmd。/5二1.33查表得c°=0.84u二Vs=7.37，hd=—巴()2=0.016m0兀72gplcnd2040F0=u0=14.74kg0.5/(m0-5s)Hp=h1+hc=0.063m(液柱)(2)霧沫夾帶5.7x10-6ue二(g)3.2，Af/At=0.085vbH-htf則：Af=0.085x0.385=0.0327VU=s=0.10316/(0.385-0.0327)=0.293m/sgA一Atf5.7x10-6(0.293I3-2八活林cie=x=0.03kg(液體)/kg(氣體)<0.1v0.0206(0.3一2.5x0.0662丿則可認為精餾塔徑及塔板各工藝結構尺寸合格。液泛校核LsH]=0.153(上二)2=0.153(0.00144/0.5x0.045)=0.000626r1lwh0設進口堰：h=h1，Hd=h+h+A+h+h=0.06+0.01622+0.000626+0.0541dwowrp

=0.131m液柱因為泡沫的相對密度申=0.5,所以降液管內泡沫層高度為Hd/申=0.262m,則:Hd-h=0.262-0.06=0.202m申w該值小于塔板間距300mm,故不會發(fā)生液泛。液體在降液管內的停留時間的校核降液截面積Af=0.0327m2，故液體在降液管內的停留時間t0.0327x0.30.00144二6.8s>3-5s所以合格。(5)漏液點氣速和穩(wěn)定系數(shù)計算當F=8kgi/2/(sxm0.0327x0.30.00144二6.8s>3-5s所以合格。(5)漏液點氣速和穩(wěn)定系數(shù)計算當F=8kgi/2/(sxmi/2)時，U=F/piV2=8/(4.0677)i/2=3.97m/s00,漏0實際孔速：U0=Vs/A0=0.10316/0.014=7.37m/s塔的操作穩(wěn)定性：K=U0/U0=1.865.3.5負荷性能圖(1)漏液線以F0=8kg1/2/(s*m1/2)為氣體最小負荷的標準，貝V：2n8=0.0556m3/sPv(2)液體流量上限線以5秒作為液體在降液管中停留時間的下限得:（Ls）max=_匚=0.001962m3/st(3)液體流量下限線以h=0.006m作為規(guī)定最小液體符合的標準得:ow2.8410003600（Ls）minlw=0.006取E=1,（0.006x1000\2.84丿頑=0.000425m3/s(4)霧沫夾帶上限線以eV=0.1kg(液體)/kg(氣體)為限，求Vs-Ls關系。44VsUg=AT=Vs0.352h=2.5hl=2.5(hw+how)%5)=1.062lsth=0.00284xow600ls代入已知量解得:代入已知量解得:2Vs=0.03875-5.867Is3(5)液泛線為了防止發(fā)生液泛,應滿足式：(H+h)＞蘭叢,Tw申申取0.5,其中：H=0.30m，h=0.06mTwhow=0.00284x(3600Ls\hr1=0.152Ihow=0.00284x(3600Ls\hr1=0.152ILs「2=302.2Ls2，Aq0，hd=(、:u—0(pv1k1wh丿'0丿2?kc丿'0丿〔P1丿230.5丿2=1.06Ls32(4.06\其中：c°=0.84.h=0.051d-d2x0.084、40丿I842丿=0.6Vs=0.6Vs2Hd=hw+how+A+hr1+hp,hp=hd+hp由F=17kg1/2由F=17kg1/2/0.mi/2:Vs=0.1936m3/s2當F0<17kg3/(2)s.m3k丿時即Vsv0.1936m3/s時,hl=0.005352+1.4776hl-18.60hl2+93.45hl324解得：Vs2=0.333-2.046ls3+3.67ls3-692.3ls2由于得出值皆大于0.1936所以不能用上式。2(2)當F0>17kg3/s.m3時即Vs>0.1936m3/s時，k丿h1=0.006675+1.2419hl-15.64hl2+83.45hl324解得：Vs2=0.06538-1.2881s3-10.69ls3-257.38ls2代入數(shù)據(jù)求出值符合要求，用以上數(shù)據(jù)作出負荷性能圖如下所示?系列1T-系列2—系列3系列4系列5圖5-2提鎦段負荷性能圖5.3.6塔高的確定Z=NtHt/EtEt=0.49(a"-o.245將氣相液相組成數(shù)據(jù)帶入求平均值得:Et=0.75則Z=NtHt/Et=49.8塊。解得實際板數(shù)為50塊，進料口選在第13塊板。取塔頂空間高度：H]=0.6m塔底空間高度：為保證塔底有10min的液體儲量，塔底空間高度：(0.7力H2二°.°0144:600二2.25m

(0.7力裙座高度：h2=2.0+1.5D/2=2.52m所以塔高:H=(50-1)x0.3+0.6+2.25+2.52=20.07m表5-3精餾塔設計計算結果匯總一覽表名稱符號單位設計結果塔形篩孔塔塔徑Dm0.7板間距Htm0.3溢流形式單溢流堰型平堰堰長lm0.5堰寬Wdm0.098堰咼hm0.06降液管底隙H0m0.045降液管面積Afm20.0327降液管面積/塔截面A/At0.085篩孔直徑D0m0.004孔間距tm0.012孔數(shù)N1115堰液頭hm0.01622板上清液咼度hLm0.07降液管