25万吨苯-甲苯分离装置工艺设计.doc

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1、 本科毕业论文 本科生毕业论文（设计）25万吨/年苯-甲苯分离装置工艺设计 姓 名： 指导教师： 院 系： 专 业： 提交日期： 2011-3-31 目 录中文摘要1英文摘要2第一章综 述31.1 绪论31.1.1 概述31.1.2 文献综述51.2 设计任务及操作条件61.2.1设计任务61.2.2 操作条件61.3 设计方案71.3.1 工艺流程示意图71.3.2 设计方案简介7第二章塔板的工艺设计72.1 精馏塔的全塔物料衡算72.1.1 原料液摩尔分率和摩尔流量72.1.2 塔顶产品流量及摩尔分率:82.1.3 塔底产品的流量及分率：82.2 相关物性参数的计算92.2.1 相对挥发度

2、92.2.2 最小回流比及回流比102.2.3 全塔平均温度102.2.4 平均黏度112.2.5 平均摩尔质量的计算122.2.6 平均密度的计算122.2.7 液相平均张力132.2.8 提馏段的气液相体积流率132.3 塔板数的计算142.3.1 理论塔板数的求取142.3.2 全塔效率：152.3.3 实际塔板数的求取152.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算152.4.1 塔径的计算152.4.2 塔板主要工艺尺寸的计算162.4.3 精馏塔的有效高度计算182.5 筛板的流体力学校核182.5.1 塔板压降182.5.2 液沫夹带192.5.3 漏液192.5.4 液泛202.6 塔板的

3、负荷性能图202.6.1 漏液线202.6.2 液沫夹带线212.6.3液相负荷上限线212.6.4 液相负荷下限线212.6.5 液泛线222.6.6 负荷性能图232.6 精馏塔的能量衡算232.6.1 再沸器热负荷及加热蒸汽的消耗量232.6.2 全凝器的热负荷及冷却水消耗量24第三章板式塔结构243.1 塔体结构243.1.1 塔顶空间243.1.2 塔釜空间243.1.3群座243.1.4 封头高度243.1.5 人孔243.1.6 进料板高度253.2 附属结构253.2.1 进料管253.2.3 回流管263.2.4 塔底出料管263.2.5 法兰27参考文献28致谢28附 录2

4、925万吨/年苯-甲苯分离装置工艺设计 摘 要：苯精馏是苯生产的重要后处理工序，本文主要研究的是25万吨/年苯-甲苯的分离工艺设计。本文采用了常压精馏的方法分离苯-甲苯。主要研究过程是根据设计任务和操作环境确定了设计方案，然后绘制相应的工艺流程图。在塔板的工艺设计方面，则包括了精馏塔的全塔物料衡算，对相关物性参数的计算和塔板数的计算，继而设计了塔体的工艺尺寸。在做好以上的计算后，还需对所设计的精馏塔进行流体力学校核，绘制出塔板的负荷性能图，然后做能量衡算。为了体现精馏塔设计的完整性，本文又根据现阶段国内外的有关精馏塔的有关工艺尺寸的规定，设计了塔体的其他结构和相关附属结构。关键词：苯-甲苯分离

5、；精馏；工艺设计The Design of 250,000 tons/years Benzene, Toluenes Separation Equipment Abstract：Benzene, toluene distillation process plays an important role in the production of benzene, the paper focus on the design of 250,000 tons/years benzene, toluenes separation equipment. The method of it is distill

6、ation in ordinary pressure. The main research process contains that making sure the design proposal by the design assignment and the operations circumstances, and then making an engineering flow sheet. In terms of the tower plates design, it includes material balance of total tower, the calculation

7、of something about the parameters of properties of matters and the amount of tower plates, then design its inches. After these calculations, the paper also checks the distillation towers fluid mechanics, draws performance curves, and then calculates its energy balance. The paper also designs other f

8、rames of tower body and accessory structure related to tower by the rules about distillation towers design at home and abroad, which aims to make the design perfect.Key Words：benzene, toluenes separation; distillation; process design第一章 综 述1.1 绪论1.1.1 概述苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯

9、比水密度低，密度为0.88g/mL，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。早在1920年代，苯就已是工业上一种常用的溶剂，主要用于金属脱脂。由于苯有毒，人体能直接接触溶剂的生产过程现已不用苯作溶剂。苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂。在1950年代四乙基铅开始使用以前，所有的抗爆剂都是苯。然而现在随着含铅汽油的淡出，苯又被重新起用。由于苯对人体有不利影响，对地下水质也有污染，欧美国家限定汽油中苯的含量不得超过1%。 苯在工业上最重要的用途有：l 做化工原料。苯可以合成一系列苯的衍生物：l 苯与乙烯生

10、成乙苯，后者可以用来生产制塑料的苯乙烯；l 苯与丙烯生成异丙苯，后者可以经异丙苯法来生产丙酮与制树脂和粘合剂的苯酚；l 制尼龙的环己烷；l 合成顺丁烯二酸酐； l 苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂；l 用于制作苯胺的硝基苯；l 多用于农药的各种氯苯； l 合成用于生产洗涤剂和添加剂的各种烷基苯；l 合成氢醌，蒽醌等化工产品。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866gcm3，对光有很强的折射作用。甲苯几乎不溶于水，但可以和二硫化碳

11、、酒精、乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的黏度为0.6，也就是说它的粘稠性弱于水。塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔塔内装有一定数量的塔盘,是气液接触和传质的基本构件;属逐级(板)接触的气液传质设备，气体自塔底向皮鼓泡或喷射的形式穿不定过塔板上的液层,使气液相密切接触而进行传质与传热,两相的组份浓度呈阶梯变化。填料塔内有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件，属微分接触型气液传质设备，液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并

12、进行气液两相的传质和传热，两相的组份深度或温度沿塔高连续变化1。工业上对塔设备的基本要求是：(1)满足工艺要求；(2)生产能力大，即气液处理量大；(3)压力降小，即流体阻力小；(4)操作稳定、操作弹性大；(5)效率高，即气液两相充分接触，相际间传热面积大；(6)结构简单、可靠、省材、制造、安装方便，设备成本低；(7)耐腐蚀，不易堵塞(8)操作维修方便1板式塔早在1813年已应用于手工业生产，是使用量最大，应用范围最广的气液传质设备。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，其结构图如图1-1所示。它是由圆柱形壳体、塔板、溢流堰、降液管及受液盘等部件组成的。操作时，塔内液体依靠重力作用，由上层塔板的降液

13、管流至下一层塔板。溢流堰的作用是使塔板上保持一定厚度的流动液层。气体则在压力差的推动下，自下而上穿过各层塔板的生气道（泡罩、筛孔或浮阀等），分散成小股气流，鼓泡通过各层塔板的液层。在塔板上，气液两相密切接触，进行热量和质量的交换。在板式塔中，气液两相逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化，在正常的操作下，液相为连续相，气相为分散相2。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式筛板塔、浮阀塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔2。图1-1 板式塔结构示意图根据设计任务书本设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十

14、年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大；塔板效率高，压降低，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期冷落的状况，获得了广泛的应用，近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm）,导向筛板等多种形式。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。塔盘结构由筛孔区、无孔区、降液管及塔板等组成。其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条

15、件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多。 图1-2板塔示意图1.1.2 文献综述目前就苯-甲苯的分离来说，主要采用的是精馏分离。经过几十年的研究和发展，精馏技术日渐成熟。其发展方向已从常规精馏转向普通精馏无法分离的问题，通过物理或化学手段改变物系的性质，使组分得以分离，或通过耦合技术促进分离过程，并且逐步向低能耗、低成本、清洁分离发展。在精馏基础研究方面，研究深度已由宏观平均向微观、由整体平均向局部

16、瞬态发展；研究目标由现象描述向过程机理转移；研究手段日益采用高新技术；研究方法由传统理论向多学科交叉方向拓展。在各种新分离方法得到不断开发和取得工业应用之际，精馏在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中所起的作用不断扩大，其作为主要分离方法的地位也不会动摇，精馏的应用天地将更加广阔3。精馏过程是一个复杂的传质传热过程。根据有关资料统计，化工过程中40%-70%的能耗用于分离，而精馏能耗又占其中的95%4 。自从发生了世界性的能源危机以来，精馏过程的节能问题已引起了人们的广泛重视。降低精馏过程的能耗，对于节约能源，减少产品成本至关重要5。精馏是目前应用最广、占总能耗最大的化工分离过程。

17、会议中（注：美国化学工程师学会1999年年会），学者一再认为在很长的一段时期内精馏不可能为一些新兴分离过程所代替。各国均有精馏的专门研究机构或基地，其规模与配备人力均胜于我国6。与国外相比，我们在精馏理论若干方面确有先进之处，在改造工业生产的精馏方面亦有独到之处并取得显著成效，但在试验设备规模与测量仪器等方面的差距很大，由于研究力量不足，研究课题的多样性也落后于国外7。1.2 设计任务及操作条件1.2.1设计任务表1-1设计任务表生产能力（进料量）25万吨/年操作周期330天进料组成苯：55%（质量分数，下同）甲苯：45%塔顶产品组成苯：98%塔底产品组成苯：1.2.2 操作条件表1-2操作条

18、件表操作温度常压操作压力常压进料热状态泡点进料主要型式筛板式全塔的热损失取塔釜热负荷的7%1.3 设计方案1.3.1 工艺流程示意图原料原料罐原料预热器精馏塔冷凝器冷却器再沸器苯冷却器甲苯储罐甲苯苯储罐图1-3 工艺流程图1.3.2 设计方案简介苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。第二章 塔板的工艺设计2.1 精馏塔的全塔物料衡算2.1.1 原料液摩尔分率和摩尔流量苯的进料摩尔流量: 甲苯的进料摩尔流量: 总物料摩尔流量： 甲苯的进料摩尔分率: 苯的进料摩尔分率: 2.1.2 塔顶产品流量及摩尔

19、分率: 总物料质量流量： 总物料质量守衡： 苯的质量守衡： 联立求解得： 苯的摩尔流量： 甲苯的摩尔流量： 塔顶产品流量： 苯的摩尔分率： 甲苯的进料摩尔分率： 2.1.3 塔底产品的流量及分率：苯的摩尔流量： 塔底产品的流量： 苯的摩尔分率： 甲苯的进料摩尔分率： 表2-1 物料衡算表 物理量名称物料组分摩尔流量（kmol/h）摩尔分率进料苯222.2650.5904甲苯154.1790.40966总计376.4441.0000塔顶苯218.6450.9830甲苯3.7830.0170总计222.2481.0000塔底苯3.6200.0235甲苯150.3960.9765总计154.0161

20、.00002.2 相关物性参数的计算2.2.1 相对挥发度表2-2 常压下苯甲苯的气液平衡与温度关系温度T/（）液相中苯的摩尔分数/x气相中苯的摩尔分数/y11060000001061008802121022020003709860300050095203970618921048907108940592078986807000853844080309148230903095781209500979802100100由于泡点进料q=1，由气液平衡相数据，用内插法求进料温度： 解得： 安托尼方程：注：po是物质的饱和蒸气压，kPa。 A、B、C是安托尼常数。T是物质的温度，。表2-3 苯与甲苯的安

21、托尼常数组分ABC苯6.0311211220.8甲苯6.081345219.5由安托尼方程求得： 相对挥发度：2.2.2 最小回流比及回流比由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，在x-y图上交于一点d，故点d：，根据相平衡方程有：最小回流比： 回流比：2.2.3 全塔平均温度由苯与甲苯的气液平衡数据作出t-x-y图2-1，根据塔顶、塔釜的气液相组成在t-x-y图上查得： 全塔平均温度:图2-1 苯-甲苯混合液的t-x-y图2.2.4 平均黏度表3-5苯与甲苯的液体黏度温度8090100110120,苯/()0.3080.2790.2550.2330.215,甲苯/()0.3110.28

22、60.2640.2540.228在全塔平均温度下的苯与甲苯的黏度：全塔温度下的平均黏度：相平均黏度依下式计算，即： 进料板物料的平均黏度：由查手册得： 解得： 塔釜液相平均黏度：由查手册得： 再由: 解得： 提馏段液相平均黏度：2.2.5 平均摩尔质量的计算进料板物料的平均摩尔质量：由理论塔板数计算得： 塔釜平均摩尔质量：由理论塔板的计算过程可得： 提馏段平均摩尔质量：2.2.6 平均密度的计算气相平均密度的计算:由理想气态方程计算: 液相平均密度的计算:塔釜液相平均密度的计算：由，查手册得： 塔釜的液相平均密度： 进料板液相的摩尔质量：由查手册得： 进料板液相的质量分数： 进料板的液相密度：

23、 提馏段液相平均密度：2.2.7 液相平均张力液相平均表面张力依下式计算，即：进料板液相平均表面张力：由查手册得： 塔釜液相平均表面张力：由查手册得： 提馏段液相平均表面张力：2.2.8 提馏段的气液相体积流率提馏段气液相负荷： 提馏段的气液相体积流率： 2.3 塔板数的计算2.3.1 理论塔板数的求取精馏段的操作线方程： 提馏段操作线方程： 相平衡方程；联立精馏段操作线方程与进料线q线方程求解得： 下面用相平衡方程和精馏段操作线方程进行逐板计算，直到时,改用提馏段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算，直至为止。因为塔顶全凝器 由相平衡方程计算，得 =0.9582由精馏段操作线方程求得，即=0.

24、9664继续用相平衡方程和精馏段操作线方程逐板计算，当（加料板），改用提馏段操作线方程，当时，第13平衡级为再沸器，即塔内安装12层理论板即可满足分离要求。计算结果列于下2-4：表 2-4 理论板层数计算表序号yx备注序号yx备注10.98300.958280.61840.3909改用提馏段操作线方程20.96640.919330.94030.861890.47470.263640.90180.7842100.31830.156150.84980.6914110.18630.083160.78750.5947120.09670.040770.72270.5079进料板130.04460.018

25、12.3.2 全塔效率： 2.3.3 实际塔板数的求取精馏段实际塔板数: 精馏段实际塔板数: 全塔实际塔板数: 2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1 塔径的计算 由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0.6，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为： 。塔截面积： 实际空速： 2.4.2 塔板主要工艺尺寸的计算 1）溢流装置地计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长根据一般经验，单溢流弓形降液管其，则取： 流堰高度液上液层高度how采用弗兰西斯公式：塔的液体流量液流收缩因素查液流收缩系数

26、计算图得： 则: 取板上清液层高度则: 弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得 则： ，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。 降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。2）塔板布置 塔板的分块表3-5 塔板分块数表塔径/mm塔板分块数80012003140016004180020005220024006因，故塔板采用分块式，由上表查得塔板分为6块边缘区宽度确定溢流堰前的安定区域宽度： 溢流堰后的安定区域宽度： 无效区： 开孔区面积开孔区面积计算为：其中 故 筛孔计算及其排列筛孔直径：近年来随着设计水平的提高和操作经验的积累，有采用大孔径（10

27、25mm）筛板的趋势，因大孔径筛板加工简单，造价低，且不易堵塞，只要设计合理，操作得当，仍可获得满意的分离效果。本次设计的处理物无腐蚀性且不易堵塞，故取筛孔径。筛板厚度：选用的碳钢板孔中心距：筛孔排列:筛孔排列按正三角形排列筛孔数：开孔率:气体通过筛孔的速度2.4.3 精馏塔的有效高度计算板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度。根据给定的分离任务，求出理论板层数后，可按下式计算塔的有效高度，即 将=23m,m带入得：Z=25m2.5 筛板的流体力学校核2.5.1 塔板压降1）干板阻力的计算由，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得故 2）气体通过液层的阻力计算 查充气系数关联图得。故 3）液体表面张力

28、的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算： 气体通过每层塔板的压：2.5.2 液沫夹带液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。2.5.3 漏液对筛板塔，取漏液量10%时的气相动能因子=10，则实际孔速： 稳定系数为： 故在本设计中无明显漏液。2.5.4 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而 板上不设进口堰，按下式计算： ，故本设计中不会发生液泛现象。2.6 塔板的负荷性能图2.6.1 漏液线由 得： 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

29、于下表表2-6 塔板的漏液线数据表0.00150.0030.00450.0062.81872.87462.92062.9611据此表数据可作出漏液线1。2.6.2 液沫夹带线以为限，求关系如下：再由：整理得： 在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表表2-7 塔板的液沫夹带线数据表0.00150.0030.00450.00611.982811.698411.501711.3262据此表数据可作出液沫夹带线线2。2.6.3液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 故得: 据此可作出体流量无关的垂直液相负荷上限线3。2.6.4 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层

30、高度=0.006作为最小液体负荷标准:整理得： 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4。2.6.5 液泛线令 再由：联立解得： 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：其中：代入数据得： 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,计算结果列于下表表3-8 塔板的液泛线数据表0.00150.0030.00450.00612.63812.48712.36512.227由此表数据可作出液泛线5。2.6.6 负荷性能图 图2-2 负荷性能图 1雾沫夹带线 2.液泛线 3.液相上限线 4。漏液线 5。液相下限线由图可知，操作受液泛线和漏液控制。工艺操作条件下气体流量，

31、操作点如图中A点所示。操作线对应的最小操作负荷，最大负荷，得：塔板操作弹性=2.6 精馏塔的能量衡算操作条件下苯、甲苯纯组分的汽化热，进料状况下精馏段和提馏段的蒸气流量分别为V=V=674.8466kmol/h。去加热蒸汽的温度为125，汽化热为2193kJ/kg，冷凝水在饱和温度下排出。冷却器进出全凝器的温度分别为20和35，其平均比热容，全塔的热损失是塔釜热负荷的7%。2.6.1 再沸器热负荷及加热蒸汽的消耗量由于釜残液中苯的含量很低，为简化起见，其焓按纯甲苯进行计算。再沸器的热负荷为 加热蒸汽的理论消耗量为考虑全塔的热损失，加热蒸汽实际消耗量为2.6.2 全凝器的热负荷及冷却水消耗量同理

32、，由于馏出液中几乎为纯苯，其焓按纯苯进行计算。全凝器的热负荷为冷却水的消耗量为 应予指出，上述的计算是在恒摩尔流简化假设条件下进行的。第三章 板式塔结构3.1 塔体结构3.1.1 塔顶空间取 3.1.2 塔釜空间取 3.1.3群座由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，故裙座高度取：H2=0.6m。3.1.4 封头高度取： 3.1.5 人孔根据每68个板开一个孔因此开三个人孔，并且每个人孔大小为：。3.1.6 进料板高度取： 总塔高：3.2 附属结构3.2.1 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计

33、采用直管进料管。 本次加料选用泵加料,所以由泵输送时WF可取1.52.5m/s,本次设计取.则管径取进料管规格853.0 则管内径d=79mm进料管实际流速: 3.2.2 塔顶蒸汽管 塔顶平均摩尔质量：塔顶气相平均摩尔质量：塔顶液相平均摩尔质量： 则塔顶蒸汽密度：精馏段气相负荷：精馏段气相质量流量：操作压力为常压，蒸气速度WP可取1220m/s，本次设计取WP=20m/s则： 可取回流管规格6009 ; 则实际管径d=570mm3.2.3 回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶平均密度： 由tD=80.3,查手册得： 塔顶液相质量流量：冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速不能太高，否则冷

34、凝器高度也要相应提高，对于重力回流一般选取WR为0.20.5m/s,本次设计取WR=0.5m/s.圆整后: 可取回流管规格;则管内直径d=171mm。回流管内实际流速3.2.4 塔底出料管塔底 摩尔流量: 平均密度: 平均摩尔质量: 质量流量： 塔釜流出液体的速度WW一般为0.51.0m/s,本次设计取WW=1.0m/s.圆整后:可取回流管规格833.5 则实际管径d=75mm塔釜蒸汽接管实际流速3.2.5 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰： PN6DN90 HG 5010塔顶蒸气管法兰： PN6DN600 HG 5010回流

35、管接管法兰： PN6DN200 HG 5010塔釜出料管法兰： PN6DN80 HG 5010表3-9 筛板塔的设计计算结果序号项 目数 值序号项目数值1塔径D/2.413安定区宽度0.082板间距0.614边缘区宽度0.053溢流型式单溢流15鼓泡区面积3.22054降液管型式弓形16开孔率14.51%5堰长1.6817空塔气速1.25106堰高0.048918筛孔气速12.10487板上夜层高度0.0919稳定系数K28堰上液层高度0.041120每层塔板压降732.89降液管底隙高度0.04321汽相负荷上限4.21310筛孔直径0.0122汽相负荷下限2.143111筛孔数目59522

36、3操作弹性1.96612孔心距0.025参考文献1 石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算M. 北京：石油化学工业出版社，1997.2 贾绍伊，柴成敬. 化工传质与分离工程M. 北京：化学工业出版社，2009.3 李英劼. 化工生产降低精馏技术能耗的思路J. 石油与化工设备，2011，14(1)：58-60. 4 岳金彩等. 精馏过程的节能技术J. 节能技术，2008，26(1)：64-65.5 张琴，范海明，周钧. 精馏过程的节能技术J. 舰船防化，2010,（3）：1-5.6 于国琮. 仍需重视精馏研究J. 国际学术动态，2001，（2）：47-48.7 夏清等. 化工原理下册（修订版）.

37、 天津：天津大学出版社，2005.8 姜维钧等. 化工原理下册(第二版). 北京：清华大学出版社，2003.9 魏兆灿等. 塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，1988.10 C.J.Geankoplis. Transport Process and Unit Operations，2rd ed. Boston：Allyu and Bacdon，Inc，1983.11 R. F. Strigle. Random Packings and Packed Tower Design and Applications. Houston：Gulf Publishing Company，1987. 附 录论文符号说明