1、1化工原理課程設計說明書化工原理課程設計說明書設計題目：設計題目：苯苯- -甲苯分離過程篩板式精餾塔甲苯分離過程篩板式精餾塔設計者：班設計者：班 級級 化工化工 20092009 級（級（1 1）班）班姓姓 名名 鄭鄭 健健 學學 號號 20090719762009071976 日日 期期 20122012 年年 6 6 月月 2626 日日 指導教師：（簽名）指導教師：（簽名） 設計成績：設計成績： 日期日期 單位：石河子大學化學化工學院化工系2目錄目錄1設計方案的選設計方案的選擇擇及流程說明及流程說明.41.1概述概述.41.1.1精餾原理.41.1.2精餾塔選定.41.2設計方案的確定設

2、計方案的確定.42精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算.52.1原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量.52.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率原料液及塔頂和塔底的摩爾分率.52.3物料衡算物料衡算.53塔數的確定塔數的確定.63.1理論板層數理論板層數tn的求取的求取 .63.1.1相對揮發度的求取.63.1.2求最小回流比及操作回流比.63.1.3求精餾塔的氣、液相負荷.73.1.4求操作線方程.73.1.5采用逐板法求理論板層數.73.2實際板層數的求取實際板層數的求取.84精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算.84.1操作壓

3、力的計算操作壓力的計算.84.2操作溫度的計算操作溫度的計算.94.3平均摩爾質量計算平均摩爾質量計算.94.4平均密度計算平均密度計算.104.4.1氣相平均密度計算.104.4.2液相平均密度計算.104.5液體平均表面張力的計算液體平均表面張力的計算.114.6液體平均黏度計算液體平均黏度計算.125塔及塔板的工藝尺寸的設計計算塔及塔板的工藝尺寸的設計計算.135.1塔徑的設計計算塔徑的設計計算.135.1.1精餾段：.135.1.2提餾段：.145.2塔的有效高度的計算塔的有效高度的計算.1535.3塔的實際高度的計算塔的實際高度的計算.155.4溢流裝置的計算溢流裝置的計算.155.

4、4.1精餾段：.155.4.2提餾段：.165.5塔板布置塔板布置.175.5.1精餾段：.175.5.2提餾段：.186流體力學驗算流體力學驗算.206.1塔板壓強降塔板壓強降.206.1.1精餾段：.206.1.2提餾段：.216.2液沫夾帶量的校核液沫夾帶量的校核.216.2.1精餾段：.216.2.2提餾段：.226.3溢流液泛的校核溢流液泛的校核.226.3.1精餾段：.226.3.2提餾段：.236.4液體在降液管內停留時間的校核液體在降液管內停留時間的校核.236.4.1精餾段：.236.4.2提餾段：.236.5漏液點的校核漏液點的校核.236.5.1精餾段：.236.5.2提

5、餾段：.247塔板負荷性能圖（以精餾段為例）塔板負荷性能圖（以精餾段為例）.257.1漏液線漏液線.257.2液沫夾帶線液沫夾帶線.257.3液相負荷下限線液相負荷下限線.267.4液相負荷上限線液相負荷上限線.267.5液泛線液泛線.277.6負荷性能圖負荷性能圖及及操作彈性操作彈性.288計算結構匯總表計算結構匯總表.299小結小結.3041設計方案的選擇及流程說明設計方案的選擇及流程說明1.1 概述概述1.1.1精餾原理精餾原理利用從塔底部上升的含輕組分較少的蒸氣，與從塔頂部回流的含重組分較少的液體逆流接觸，同時進行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分離。同時進行多次部分汽化和部分冷凝是

6、在精餾塔中實現的。塔板上有一層液體，氣流經塔板被分散于其中成為氣泡，氣、液兩相在塔板上接觸，液相吸收了氣相帶入的熱量。使液相中的易揮發組分汽化，由液相轉移到氣相；同時，氣相放出了熱量，使氣相中的難揮發組分冷凝，由氣相轉移到液相。部分汽化和部分冷凝的同時進行是汽化、冷凝潛熱相互補償。精餾就是多次而且同時進行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分離的過程。1.1.2精餾塔選定精餾塔選定精餾是氣液兩相之間的傳質過程，而傳質過程是由能提供氣液兩相充分接觸的塔設備完成，并要求達到較高的傳質效率。根據塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內設置一定數量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上

7、液層進行質量、熱量傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬于逐級接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂填料表面下流，氣體逆流而上，與液相接觸進行質量、熱量傳遞，氣液相組成沿塔高連續變化，屬于微分接觸操作過程。我們選擇的是板式塔。板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板等；另一類是無降液管塔板，如柵板、穿流式波紋板等。工業上應用較多的是前者。這里，我們選擇的是具有降液管的篩板塔。篩板塔是在塔板上鉆有均勻分布的篩孔，上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群） 。篩板塔的優點是結構簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產能力高于

8、浮閥塔。其缺點是穩定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的液料。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易阻塞的物系可采用大孔徑篩板。工業上對塔設備的主要要求：（1）生產能力大；（2）傳質、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量小；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據塔型特點、物系性質、生產工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術經濟評價以及設計經驗等因素,依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。1.2

9、設計方案的確定設計方案的確定本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精5餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算2.1 原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量甲苯的摩爾質量 =92.13kg/kmol苯的摩爾質量 =78.11kg/kmolbm0.94dx0.6fx=0.6 78.11+(1-0.6) 92.13=83.718kg

10、/kmolfm=0.94 78.11+(1-0.94) 92.13=78.9512kg/kmoldm2.2 原料液及塔頂和塔底的摩爾分率原料液及塔頂和塔底的摩爾分率 6 . 0fx94. 0dx=0.95 f=6700kg/hf=80.03kmol/hfmf83.7180076=0.94 所以 d=48.02 kmol/hfdxfxd*由物料衡算 d+w=f dxwxfxf=d+w,所以 w=32.01kmol/h所以：= 0.0899 wx2.3 物料衡算物料衡算原料處理量 f=80.03kmol/hfmf83.7180076總物料衡算 f=d+w6d+w=fdxwxfx聯立解得 d=48.

11、02kmol/h w=32.01mol/h3塔數的確定塔數的確定3.1 理論板層數理論板層數的求取的求取tn3.1.1相對揮發度的求取相對揮發度的求取有內插法可計算塔頂、塔釜的氣液相組成塔頂： 0.94yda，0.06ydb，0.863 dax，0.137xdb，塔釜：0.215 0.785way，wby， 0.0899xwa，0.9101xwb，2.49dbdbdadad/xy/xy，2.77wbwbwawaw/xy/xy，2.63wd*平3.1.2求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比泡點進料：6 . 0fqxx 987 . 06 . 0) 12.63(16 . 02.63) 1

12、(1fmfmqxxy故最小回流比為=minrdqqqxyyx71. 06 . 0987 . 0987 . 049 . 0取操作回流比為7r=1.7=1.7 0.71=1.207minr3.1.3求精餾塔的氣、液相負荷求精餾塔的氣、液相負荷h57.96kmol/=48.02 1.207=rd=l/h105.98kmol=48.02 2.207=1)d+(r=v/h137.99kmol=80.03+57.96=f+l= l/h105.98kmol=v=v 3.1.4求操作線方程求操作線方程精餾段操作線方程為 （a）dn+1nnnxr1.2070.94y=x +=x +=0.547x +0.426r

13、+1r+12.2072.207提餾段操作線方程 （b）0.02721.3028990 . 0105.9832.01105.98137.991mmwmmxxxvwxvly3.1.5采用逐板法求理論板層數采用逐板法求理論板層數由 得 1 (1)qqqxyxyyx) 1(將 =2.63 代入得相平衡方程 （c）yyyyx1.632.63) 1(聯立（a） 、 （b） 、 （c）式，可自上而下逐板計算所需理論板數。因塔頂為全凝則49 . 01dxy由（c）式求得第一塊板下降液體組成856. 049 . 063. 12.6349 . 01.632.63111yyx利用（a）式計算第二塊板上升蒸汽組成為=

14、0.547+0.426=0.547*0.856+0.426=0.8942y1x交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用式（b）和式（c）交替計nfxx8算，直到為止，nwxx0.02721.3028990 . 0105.9832.01105.98137.991mmwmmxxxvwxvly計算結果見表 1。表 1板號123456789y0.900.8940.8420.7920.7420.6520.5140.3460.19x0.8560.7620.6700.591xf0. 5220.4160.2870.1670.0819xw 精餾塔的理論塔板數為 =9（包括再沸器）tn進料板位置 4fn3.2 實

15、際板層數的求取實際板層數的求取全塔效率為 0.545，則有65.5040.5453n精1211.0090.5456n提（包括再沸器）18126nnn提精4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算4.1 操作壓力的計算操作壓力的計算塔頂的操作壓力 kpapd3 .101每層塔板的壓降 kpap7 . 0進料板壓力 kpapf5 .10567 . 03 .101塔底操作壓力 113.9kpa180.7101.3pw精餾段平均壓力 kpapm4.1032/)5.1053.101(提餾段平均壓力 109.7kpa/2113.9105.5pm）（94.2 操作溫度的計算操

16、作溫度的計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽由安托尼方程計算，計算結果如下：塔頂溫度 ctd 81.264進料板溫度 ctf 90.65塔底溫度 c 93.27tw精餾段平均溫度 =(81.264+90.65)/2=85.957mtc提餾段平均溫度 c91.96/293.2790.65tm）（4.3 平均摩爾質量計算平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，x1=0.856 49 . 01dxymolkgmvdm/78.9592.13)49 . 01 (78.1149 . 0molkgmldm/80.1392.13)856. 01 (

17、78.11856. 0進料板平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，927 . 0fy591. 0fxmolkgmvfmk/81.0392.13)927 . 01 (78.11927 . 0molkgmlfmk/83.8492.13)591. 01 (78.11591. 0塔底平均摩爾質量的計算有理論版計算過程可知 20.0899wxy20.036x 0.0899 78.11 (1 0.0899) 92.1390.87k /vwmmg kmol0.036 78.11 (1 0.036) 92.1391.63k /lwmmg kmol精餾段的平均摩爾質量為molkgmvmk/79.992/ )

18、81.0378.95(molkgmlmk/81.9852/ )83.8480.13(提餾段的平均摩爾質量為10molkgmvmk/85.952/ )90.8781.03(molkgmlmk/87.7352/ )91.6383.84(4.4 平均密度計算平均密度計算4.4.1氣相平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程式計算，即精餾段氣相平均密度3/2.77)15.27385.957(314. 879.994 .103mkgrtmpmvmmvm提餾段氣相平均密度 3101.3 85.952.87/8.314 (91.96273.15)mvmvmmp mkg mrt4.4.2液相平均密度計算

19、液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：lbblaalmaa1塔頂液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得：ctd 81.264 3a/813.83mkg3/810.305mkgb0.94 78.110.930.94 78.11 0.06 92.13aa 810.30507. 0813.8339 . 01ldm3/813.59mkgldm進料板液相平均密度的計算。 由，查液體在不同溫度下的密度表得：ctf 90.65 3/803.311mkga3/800.86mkgb0.6 78.110.560.6 78.11 0.4 92.13aa11 800.8644. 0803.31

20、156. 01fml3f/802.23mkgml塔底液相平均密度的計算由，查手冊得93.27wt 3800.35/akg m3798.2/bkg m0.0899 78.110.07730.0899 78.11 0.9101 92.13aa塔底液相的質量分率 31798.37/(0.0773/800.350.9227/798.2)lwmkg m精餾段的平均密度為：3/807.912/802.23813.59(mkglm）提餾段的平均密度為：3802.23798.37800.3/2lmkg m4.5 液體平均表面張力的計算液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：niiilmx1塔頂液

21、相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得：ctd 81.264 mmna/20.97mmnb/21.43mmnldm/21.0021.43)49 . 01 (.20.9749 . 0進料板液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得：ctf 90.65 /m19.8mnammnb/20.38mmnlfm/20.03220.38)6 . 01 (19.86 . 0由，查手冊得93.27wt 19.48/amn m20.09/bmn m120.0899 19.480.9101 20.0920.04/lwmmn m精餾段平均表面張力為：mmnlm/20.5162/|20.03221.0

22、0(）提餾段平均表面張力為：mmnlm/20.0362/|20.0420.032(）4.6 液體平均黏度計算液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：iilmxlglg塔頂液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得：ctd 81.264 0.316ampa s0.317bmpa s 317. 0lg60 . 0316. 0lg49 . 0lgldmsmpaldm 0.309進料液相平均黏度的計算：由ctf 90.65，查氣體黏度共線圖得： spaa288m. 0smpab 0.291 291. 0lg4 . 0288. 0lg6 . 0lglfmsmpalfm .2890塔底液相平均黏度的計

23、算：由，查氣體黏度共線圖得：ct 93.27w spaa28m. 0smpab 0.285 285. 0lg9101. 028. 0lg0899. 0lgwmlsmpaml .2850w精餾段液相平均黏度為：1smpalm3 . 02/ )291. 0309. 0(提餾段液相平均黏度為：1smpalm287. 02/ )285. 0289. 0(135塔及塔板的工藝尺寸的設計計算塔及塔板的工藝尺寸的設計計算5.1 塔徑的設計計算塔徑的設計計算5.1.1精餾段：精餾段：精餾段的氣、液相體積流率為：smvmvvmvms/0.852.77360099. 97105.9836003smlmllmlms

24、/0.00163807.91360081.98557.9636003由，式中 c 由求取，其中由篩板塔汽液vvlcumax2 . 020)20(lcc20c負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為0.0332121)2.77807.91()36000.85360016300. 0()(vlhhvl取板間距， ，板上液層高度，則mht4 . 0mhl06. 0mhhlt34. 006. 04 . 0查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得407. 020c740 . 0)2020.516(407. 0)20(407. 02 . 02 . 0lcsmcuvvl/1.2622.772.7707.918740 . 0max

25、取安全系數為 0.7，則空塔氣速為：smuu/0.88341.2627 . 07 . 0maxmuvds1.1070.883414. 30.8544按標準塔徑圓整后為。md.21塔截面積為：2221.13.21785. 0785. 0mdat14smavuts/0.7521.130.855.1.2提餾段：提餾段：提餾段的氣、液相體積流率為3105.98 79.990.82/36003600 2.87vmsvmvmvms357.96 81.9850.00165/36003600 798.37lmslmlmlms由式中，負荷因子由史密斯關聯圖查得，maxlvvuc0.220()20lcc20c圖的

26、橫坐標為 1/21/20.00165 3600798.37()()0.03360.82 36002.87slsvlv取板間距，板上清液層高度取，則0.45thm0.06lhm0.39tlhhm由史密斯關聯圖，得知200.85c氣體負荷因子0.20.22020.036()0.85 ()0.852020lccmax798.372.870.851.41/2.87um s取安全系數為，則空塔氣速為 0.7max0.70.7 1.410.987/uum s44 0.821.1020.987svdmu按標準塔徑圓整后為 1.2dm塔截面積為221.134tadm實際空塔氣速為0.820.726/1.13u

27、m s155.2 塔的有效高度的計算塔的有效高度的計算精餾段有效高度為：m24 . 01-61-）（）（精精thnz提餾段有效高度為：4.4m4 . 01-211-）（）（提提thnz在進料板上方開一人孔，其高度為 0.8m，5.3 塔的實際高度的計算塔的實際高度的計算精餾塔的有效高度為：7.2m8 . 0.4428 . 0提精zzz5.4溢流裝置的計算溢流裝置的計算5.4.1精餾段：精餾段：因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如md1.2下：5.4.1.15.4.1.1 堰長堰長wl取mdlw0.961.28 . 08 . 05.4.1.25.4.1.2 溢流堰高度溢流堰

28、高度wh由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：owlowhhhowh32)(100084. 2whowlleh近似取 e=1，則mhow00949. 0)96. 0360001630 . 0(1100084. 232取板上清液層高度mmhl60故mhhhowlw05105. 094900. 006. 0165.4.1.35.4.1.3 弓形降液管寬度弓形降液管寬度和截面積和截面積：dwfa由，查弓形降液管參數圖得：0.8dlw 0.151aatf0.202dwd則：，maf.170601.13151. 0mwd2424. 01.2202. 0驗算液體在降液管中停留時間，即：sslhaht

29、f541.865360016300. 04 . 01706. 036003600故降液管設計合理。5.4.1.45.4.1.4 降液管底隙的流速降液管底隙的流速，則：0.15/oum smullhwh0113. 015. 096. 03600360016300. 0360000mmhhw006.039210.01130.050510.00故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度。mmhw45 5.4.2提餾段：提餾段：因塔徑，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計1.2dm算如下：5.4.2.15.4.2.1 堰長堰長wl可取0.80.8 1.20.96wldm5.4.2.2

30、5.4.2.2 溢流堰高度溢流堰高度wh由wlowhhh17選用平直堰,堰上層液高度由式計算owh2/32.84()1000howwlhel近似取，則1.0e 2/32.840.00165 36001 ()0.0095710000.96owhm 取板上清液層高度0.06lhm故 0.05043whm5.4.2.35.4.2.3 弓形降液管寬度弓形降液管寬度和截面積和截面積：dwfa由 查圖得0.8wld 0.151ftaa0.202dwd故20.1510.151 1.130.171ftaam0.2020.202 1.20.242dwdm5.4.2.45.4.2.4 降液管底隙的流速降液管底隙的

31、流速3600howolhl u取 則 0.15/oum s0.00165 36000.01153600 0.96 0.15ohm0.050430.01150.38930.006wohhmm故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度 。45whmm5.5 塔板布置塔板布置5.5.1精餾段：精餾段：5.5.1.15.5.1.1 塔板的分塊。塔板的分塊。因，所以選擇采用分塊式，塔板可分為 3 塊。mmd800185.5.1.25.5.1.2 邊緣區寬度確定：邊緣區寬度確定：取，mwwss06. 0 mwc03. 05.5.1.35.5.1.3 開孔區面積計算。開孔區面積開孔區面積計算。開孔區面積計

32、算為：計算為：aa)sin180(21222rxrxrxaa其中 mwwdxsd2976. 0)06. 02424. 0(6 . 0)(2 mwdrc57. 003. 00.62故 21222646. 0)57. 02976. 0sin57. 018014. 32976. 057. 02976. 0(2maa5.5.1.45.5.1.4 篩孔數與開孔率篩孔數與開孔率篩孔計算及其排列。本設計的物系沒有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑3mm5odmm篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為tmmdt155330篩孔的數目為n221.1551.155 0.64633170.015aant個開孔率為：%1

33、.10)155(907. 0)(907. 02200tdaaa氣體通過篩孔的氣速為：smavus/13.03646. 0*101. 00.85005.5.2提餾段：提餾段：5.5.2.15.5.2.1 塔板的分塊。塔板的分塊。因，所以選擇采用分塊式，塔板可分為 3 塊。mmd800195.5.2.25.5.2.2 邊緣區寬度確定：邊緣區寬度確定：取，mwwss06. 0 mwc03. 05.5.2.35.5.2.3 開孔區面積計算。開孔區面積開孔區面積計算。開孔區面積計算為：計算為：aa)sin180(21222rxrxrxaa其中 mwwdxsd2976. 0)06. 02424. 0(6

34、. 0)(2 mwdrc57. 003. 00.62故 21222646. 0)57. 02976. 0sin57. 018014. 32976. 057. 02976. 0(2maa5.5.2.45.5.2.4 篩孔數與開孔率篩孔數與開孔率篩孔計算及其排列。本設計的物系沒有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑3mm5odmm篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為tmmdt155330篩孔的數目為n221.1551.155 0.64633170.015aant個開孔率為：%1 .10)155(907. 0)(907. 02200tdaaa氣體通過篩孔的氣速為：smavus/12.57646. 0*10

35、1. 00.8200206流體力學驗算流體力學驗算6.1 塔板壓強降塔板壓強降6.1.1精餾段：精餾段：6.1.1.16.1.1.1 干板阻力干板阻力計算。干板阻力由下式計算：計算。干板阻力由下式計算：dh200d21cughlv由，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得1.67od0.772oc 故液柱mh4980 . 0.772013.03807.912.77051. 02d6.1.1.26.1.1.2 氣體通過液層的阻力氣體通過液層的阻力計算。計算。lh氣體通過液層的阻力由下式計算，即lh lhh1 smaavuftsa/0.886171. 01.130.85 )/(1.4752.770.8862

36、1210mskgufva查充氣系數關聯圖得。6 . 0故 液柱（3）液體()0.6 (0.05051 0.00949)0.036llwowhhhhm表面張力的阻力計算h液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：h33044 20.516 102.07 10807.91 9.81 0.005llhmgd液柱 液柱+0.04980.036+0.00210.0879fdlhhhhm本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。216.1.2提餾段：提餾段：6.1.2.16.1.2.1 干板阻力干板阻力dh計算。干板阻力由下式計算：計算。干板阻力由下式計算：干板的阻力按公式計算dh20.051() ()ov

37、doluhc并由可，查得1.67od0.772oc 故 液柱212.572.870.051 ()0.04860.772798.37dhm6.1.2.26.1.2.2 氣體通過液層的阻力氣體通過液層的阻力計算。計算。lh氣體通過液層的阻力按公式計算lhllhh0.821.04/21.132 0.171satfvum saa 1/21/21.042.871.76/()aavfukgs m查得0.56故 液柱()0.56 (0.050430.00957)0.0336llwowhhhhm液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：h33044 20.036 102.05 10798.37 9.81 0.0

38、05llhmgd液柱 液柱 +0.04860.0336+0.00210.0843fdlhhhhm 本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。6.2 液沫夾帶量的校核液沫夾帶量的校核6.2.1精餾段：精餾段：液沫夾帶量由公式計算。由 63.25.7 10()avltfuehh222.52.5 0.060.15flhhm故 63.235.7 100.886()0.159/0.1/20.516 100.400.15vekgkgkgkg液氣液氣故本設計中液沫夾帶量在設計范圍之內。ve6.2.2提餾段：提餾段：液沫夾帶量由公式計算63.25.7 10()avltfuehh由 2.52.5 0.060.1

39、5flhhm故 63.235.7 101.04()0.152/0.1/20.036 100.450.15vekgkgkgkg液氣液氣故本設計中液沫夾帶量在設計范圍之內。ve6.3 溢流液泛的校核溢流液泛的校核6.3.1精餾段：精餾段：為防止塔內發生液泛，降液管內液高度應服從下式關系，即 dh()dtwhhh苯甲苯屬于一般物系，取，則0.5 液柱()0.5 (0.400.05051)0.4526twhhm而 液柱2pldh +h +h =0.0879+0.06+0.153 0.15 =0.1512mdh 故降液管內的當量清液高度 液柱0.1492dhm則 ()dtwhhh故在本設計不會發生溢流液

40、泛。236.3.2提餾段：提餾段：為防止塔內發生液泛，降液管內液高度應服從下式關系，即 dh()dtwhhh苯甲苯屬于一般物系，取，則0.5 液柱()0.5 (0.450.05043)0.2502twhhm而 液柱2pldh +h +h =0.0843+0.06+0.153 0.15 =0.1477mdh 故降液管內的當量清液高度 液柱0.1456dhm則 ()dtwhhh故在本設計不會發生溢流液泛。6.4 液體在降液管內停留時間的校核液體在降液管內停留時間的校核6.4.1精餾段：精餾段：為避免發生嚴重的氣泡夾帶現象，通常規定液體在降液管的停留時間不小于35s液體在降液管內的停留時間為0.17

41、1 0.149215.65(35)0.00163fdsa hssl 不會產生嚴重氣泡夾帶。6.4.2提餾段：提餾段：為避免發生嚴重的氣泡夾帶現象，通常規定液體在降液管的停留時間不小于35s液體在降液管內的停留時間為0.171 0.145615.09(35)0.00165fdsa hssl不會產生嚴重氣泡夾帶。6.5 漏液點的校核漏液點的校核6.5.1精餾段：精餾段：設漏液點的孔速，相應的動能因子（以為基準）0wu6.7/m s2tfaa2406.7 0.101 0.6462.770.92321.132 0.171owavvtfa ufuaa 故塔板上當量清液高度為0.0061 0.7250.0

42、061.230.0382scwwlhhfl查得此漏液點的干板壓降0.0106=0.013mdhm水柱液柱對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即219.6 0.013 807.910.7586.53/2.77dlowovghucm s因計算值與假定值接近，故計算正確塔板的穩定系數可由下式計算，即0013.032.001.56.53wuku故在本設計中無明顯漏液。6.5.2提餾段：提餾段：設漏液點的孔速，相應的動能因子（以為基準）0wu6.5/m s2tfaa06.5 0.101 0.6462.870.91221.132 0.171owavvtfa ufuaa 故塔板上當量清液高度為0.0061 0

43、.7250.0061.230.0363scwwlhhfl查得此漏液點的干板壓降0.0106=0.013mdhm水柱液柱 對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即219.6 0.0134 800.030.7586.49/2.87dlowovghucm s因計算值與假定值接近，故計算正確塔板的穩定系數可由下式計算，即0012.571.941.56.49wuku在本設計中無明顯漏液。257塔板負荷性能圖（以精餾段為例）塔板負荷性能圖（以精餾段為例）7.1 漏液線漏液線由 0,min4.4(0.00560.13)/ollvuchh,min0,minsovua2/3s3600 l2.842.84()=110

44、0010000.96howwlhel lwowhhh2 3s,minw2 3s2.84v4.4a0.00560.13 h +1/10003600 l2.84 =4.4 0.772 0.101 0.5320.00560.13 0.05051+10.0021 807.91/ 2.7710000.96 hoolvwlcehl 2/3s =0.18253.335+33.47l 得 2/3,mins0.18253.335+33.47lsv在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值計算結果列于下表slsv sl3/ms0.00060.00150.00300.0045 sv3/ms0.3450.3560.36

45、60.376由上表數據即可作出漏液線 1。7.2 液沫夾帶線液沫夾帶線以為限，求關系如下：0.1/vekgkg液氣ssvl63.25.7 10()avltfuehh1.09221.132 0.107ssastfvvuvaa 262.52.5()flwowhhhh0.05051whm2 32/3ss3600 l2.841=0.685l10000.96owh 故 2/30.126 1.7125fshl 2/30.274 1.7125tfshhl63.232/31.0925.7 10()0.120.516 100.274 1.7125svsvel整理得 2/31.5789.864ssvl在操作范圍內

46、，任取幾個值，依上式計算出值計算結果列于下表slsv sl3/ms0.00060.00150.00300.0045 sv3/ms1.5081.4491.3731.309由上表即可作出液沫夾帶線 2。7.3 液相負荷下限線液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，則0.006owhm2/32.84()0.0061000howwlhel取，則1e 3/23,min0.006 10000.96()0.000819/2.843600slms據此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 3。7.4 液相負荷上限線液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式4s4ftsa

47、 hl27故 3,max0.107 0.400.00385/44ftsa hlms據此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限 4。7.5 液泛線液泛線令 ()dtwhhhdlffhhhhfdlhhhhllhhlwowhhh聯立得 (1)(1)twowdfhhhhhh忽略、，將與、和、與的關系代入上式，得 howhsldhslfhsv222/3sssa vbc ld l式中20.051()voolaa c (1)twbhh 20.153()wocl h 2/32.843600(1)()1000wdel 將有關數據代入,得20.0512.77()0.0689(0.101 0.646 0.772)807.91a 0.5 0.40