1、荆楚理工学院课程设计成果学院： 班级： 学生姓名： 学号： 设计地点（单位）： 教学楼 A 栋 设计题目： 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计 完成日期： 年 月 日 指导教师评语： 成绩(五级记分制) ： 教师签名： 目录一 序言 3二 板式精馏塔设计任务书 4三 设计计算 73.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 73.2 精馏塔的物料衡算 .103.3 塔板数的确定 .103.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .153.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .203.6 塔板主要工艺尺寸的计算 .223.7 筛板的流体力学验算 .253.8 塔板负荷性能图 .30四 设计结果一览表 .38五 板
2、式塔的结构与附属设备 .405.1 接管 .405.2 冷凝器 .425.3 再沸器 .435.4 板式塔结构 .455.5 加料泵 .465.6 高位槽 .465.7 贮槽 .47六 参考书目 .48七 设计心得体会 .49八 附录 .50附录一 板式塔结构简图 51附录二 带控制点的工艺流程图 52第 3 页 共 52 页一 序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学 ， 化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主
3、要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不
4、易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。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） 。设计良好的筛板塔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，所以在本设计中设计该种塔型。第 4 页 共 52 页二 板式精馏塔设计任务书设计题
5、目：苯甲苯混合液筛板精馏塔设计学生姓名课程名称 化工原理课程设计 专业班级地 点 起止时间设计内容及要求一、设计任务完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书。二、设计内容1.工艺设计（1）选择工艺流程和工艺条件a.加料方式 b.加料状态 c.塔顶蒸汽冷凝方式 d.塔釜加热方式 e.塔顶塔底产品的出料状态塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。（2）精馏工艺计算：a.物料衡算确定各物料流量和组成。b.经济核算确定适宜的回流比根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，确定适宜回流比。c.精馏塔实际塔板数确定全塔
6、理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板位置。2.精馏塔设备设计(1)选择塔型和板型采用板式塔，板型为筛板塔。(2)塔板结构设计和流体力学计算(3)绘制塔板负荷性能图画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。(4)有关具体机械结构和塔体附件的选定第 5 页 共 52 页*接管规格：根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。*全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。3.附属设备设计和选用(1)加料泵选型，加料管规格选型加料泵以每天工作 3 小时计（每班打 1 小时） 。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。(2)高位槽、贮槽
7、容量和位置高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可生产 10 天计算确定。(3)换热器选型对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。(4)塔顶冷凝器设计选型根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。4.编写设计说明书设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图。5.注意事项:写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源；每项设计结束后,列出
8、计算结果明细表；设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。设计参数原始数据：年处理量：70000 吨料液初温：35料液浓度：50%（苯质量分率）塔顶产品浓度：98%（苯质量分率）第 6 页 共 52 页塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计)每年实际生产天数：330 天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）冷却水温度：30饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm 2(表压)设备型式：筛板塔 进度要求第一天：根据课程设计任务书查阅相关资料。第二天：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。第三天：确定塔径、塔高等工艺尺寸。第四天：进行塔板设计。第五天：进行流体力学验算第六天：绘制负荷性能图
9、，编写工艺计算结果。第七天：进行塔附件设计第八天：进行附属设备设计及选型第九天：绘制带控制点工艺流程图，整理设计说明书第十天：答辩参考资料1马江权等.化工原理课程设计M.北京：中国石化出版社，20092陈英南.常用化工单元设备的设计M.上海：华东理工大学出版社，19933谭天恩.化工原理(第二版)下册.北京：化学工业出版社，1998其它说明本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案，一份由负责教师留用。若填写内容较多可另纸附后。一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。教研室主任： 指导教师：2013 年 11 月 18 日 第 7 页 共 52 页三
10、 设计计算3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设
11、计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：() 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。() 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。() 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是：() 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹性较小(约 23)。() 小孔筛板容易堵塞。第 8 页 共 52 页数
12、据搜集：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 A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4甲苯 B C6H5CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度() 80.1 85 90 95 100 105 110.6,kPa0AP101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2，kPaB40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0240.0表 3 苯和甲苯的液相密度温度() 80 90 100 110 120苯,kg/ 3m815
13、803.9 792.5 780.3 768.9甲苯,kg/ 810 800.2 790.3 780.3 770.0表 4 液体表面张力温度 80 90 100 110 120苯，mN/m 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49甲苯，mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31表 5 液体粘度 L温度() 80 90 100 110 120苯（mPas） 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215甲苯（mPas）0.311 0.286 0.264 0.254 0.228表 6 苯甲苯物系在总压 101.3kPa 下的 关系)(yxtt/
14、 80.1 84 88 92 96 100 104 108 110.6x 1 0.816 0.651 0.504 0.373 0.256 0.152 0.057 0y 1 0.919 0.825 0.717 0.594 0.455 0.300 0.125 0表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.56 0.00 0.00第 9 页 共 52 页109.91 1.00 2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.0 20.8102.79 15.0 29.4100.75 20.0 37.298.84
15、25.0 44.297.13 30.0 50.795.58 35.0 56.694.09 40.0 61.992.69 45.0 66.791.40 50.0 71.390.11 55.0 75.580.80 60.0 79.187.63 65.0 82.586.52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91.283.33 85.0 93.682.25 90.0 95.981.11 95.0 98.080.66 97.0 98.880.21 99.0 99.6180.01 100.0 100.0第 10 页 共 52 页3.2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及
16、塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 11.78kmolgMA甲苯的摩尔质量 392B54.01./.78/50Fx83929D/.0/2Wx(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 112.853.925.01.785.0 kmolgMF 139.7)(9 lD - kW）（(3) 物料衡算原料处理量 183.1024301.857hkmolF总物料衡算 D苯物料衡算 54.9.0W联立解得 156hkmol83.473.3 塔板数的确定(1) 理论板层数 的求取TN苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数第 11 页 共 52 页1 求最小回流比及操作回流比查得苯甲苯物系的气、液平
17、衡数据（表 6） ，绘出 图，)(yxt采用作图法求最小回流比。泡点进料 ，在 图中对角线上，自点1q)(yxt(0.541,0.541)作垂线 即为进料线( 线)，该线于平衡线的交点坐标为：f fe(0.541，0.7442) ，e故最小回流比为： 175.4.072.983min eDxyR故操作回流比为： 5.1.2in2 求精馏塔的气、液相负荷160.3.635. hkmolDRL1.875)12()1( lV42.0. kqF1687)( hkmol3 求操作线方程精馏段操作线方程为： 293.07.111 nDnn xRxy第 12 页 共 52 页提馏段操作线方程为： 059.2
18、5.11 mWmm xVxLy4 逐板计算法求理论板层数又根据 ， 可解得 FDFDq xxR1)(11min ）（ 469.2相平衡方程 ，即 ，y)(y469.2变形得 ，yx469.1.2精馏段用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算， ，83.01Dxy 95.046.19.21 yx， ，965.02.7.12 18.22， ，370.23xy 57.0469.1.3yx， ，894.0.71.34 .24， ，35.2.0.45xy 672.09.146.5yx， ，764.09.71.56 8.26， ，1.23.0.67xy 475.049.16.77 yx提馏段用提馏段操作
19、线方程和相平衡方程进行逐板计算， ，591.0.25.178 xy 369.04.169.288 yx第 13 页 共 52 页， ，457.09.25.189 xy 254.0469.1.29 yx， ，31.910 16.100， ，89.05.25.11 xy 8.469211 yx， ，03.112 04.1212， ，5.09.5.1213 xy .4691313 yx因此，理论板数为 （包括再沸器） ，进料板位置为第七层板，13TN(2) 实际板层数的求取板效率可用奥康奈尔公式 计算，245.0)(9.LTE式中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 ，
20、L smPa1 平均温度利用表 7 中数据和 ， ， ，由拉格朗日插值可求得 、 、 ,FxDWFtDWt： ， Ft 501.490.5.94t 34.90Ft： ， Dt 973.86.9.7268Dt 7.8Dt： ，Wt 15.2.031.0. Wt 15.09Wt精馏段平均温度： 36873491t提馏段平均温度： 4.22 组成第 14 页 共 52 页精馏段：液相组成 ： ， 1x 0.75.84085361x7538.1x气相组成 ： ， 1y .2.91y.1y提馏段：液相组成 ： ， 2x0584.75.02x264.02x气相组成 ： ， 2y .3729.1y9.2y3
21、 相对挥发度精馏段挥发度：由 ， 得 ，7538.0Ax871.0Ay246.0Bx129.0By所以 ，56.2738.0129.4ABxy提馏段挥发度：由 ， 得 ，6. 9.Ay736.0Bx5910.By所以 ，365.24.0591.74ABxy4 粘度精馏段， ，查手册得，36.81t苯： smPaA0甲苯： B5.故 smPaxBA 309.246.0358.7.03.1提馏段， ，查手册得，74.92t第 15 页 共 52 页，smPaA263.0 smPaB2683.0故 smPaxBA 267.073.268.0425 板效率精馏段， ，52.0)309.56.2(49.
22、0)(49.0 245.245.01 TE提馏段， ，726 实际板层数精馏段实际板层数 ，125406精N提馏段实际板层数 ，9提故全塔所需实际塔板数： ，23提精 NP全塔效率： ,52.031PTNE加料板位置为第 13 块板。3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1) 操作压力计算塔顶操作压力 kPapD3.10543.10每层塔板压降 kPa7进料板压力 kF 7.25塔底操作压力 PapW413031精馏段平均压力 km 5.09)7(提馏段平均压力 24第 16 页 共 52 页(2) 平均摩尔质量计算1 塔顶平均摩尔质量计算：由 ， 可得95.0x983.01y 1,
23、68.713.92)5.(7 kmolgMmDL, 5.83.V2 进料板平均摩尔质量计算 ：由理论板计算，得 ， ，475.0Fx691.0Fy 1, 63.8.2).1(.8475.0 kmolgMmFL, 41960691V3 塔釜平均摩尔质量计算：由理论板计算，得 ， ，021.Wx05.Wy 1, 84.913.2).(.78021. kmolgMmWL, 0515V4 精馏段平均摩尔质量 116.823.68.7kmolgMmL 405V5 提馏段平均摩尔质量 174.82.9163.8 kmolgMmL 964V第 17 页 共 52 页(3) 平均密度计算1 气相平均密度计算
24、由理想气体状态方程计算，精馏段 395.2)1.736.85(314.409 mkgRTMpmVVm提馏段 30.)(.7VVm2 液相平均密度计算 LBALma1塔顶：，95.01xaA 041.Ba由 ，查手册，得37.8Dt， ，324mkgA 39.8mkgB则，1.048.1950, DmL 3, 70.14mDL进料板：，54.0FAxa459.0Ba由 ，查手册，得3.9t， ，3678mkgA 318.mkgB则，.801459.1, FmL 3, 5.02mFL塔釜：，2.13xaA 97.Ba由 ，查手册，得5.09Ft， ，3478mkgA 38.1mkgB则，7.890
25、.12, WmL 3, 7.mWL第 18 页 共 52 页精馏段 361.8025.70.814mkgmL提馏段 792(4) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：niiLmx1塔顶液相平均表面张力的计算：由 ，查手册，得37.80Dt，121mNA 153.2NB1, 0.2048.95. mmDL进料板液相平均表面张力的计算：由 ，查手册，得34.0Ft，1819NA 14.20mNB1, 0.2595. mmFL塔釜液相平均表面张力的计算：由 ，查手册，得1.09Wt，157NA 134.8mNB1, 32.89705.2. mmL精馏段液相平均表面张力为： 16.22
26、1.0. NmL提馏段液相平均表面张力为： 1.93.8. mmL第 19 页 共 52 页(5) 液体平均粘度计算液相平均黏度依下式计算，即： iiLmxlglg塔顶液相平均粘度的计算：由 ，查手册，得37.80Dt， ，smPaA19 sPaB320.，320.lg419.lg5.lg, DL得 ，sm3.0,进料板液相平均粘度的计算：由 ，查手册，得4.9Ft， ，sPaA280 smPaB29.0，29.0lg458.lg51.lg, mFL得 ，s9.,塔釜液相平均粘度的计算：由 ，查手册，得15.0Wt， ，smPaA24 smPaB246.0，024.lg971.lg.lg, D
27、L得 ，sm6.0,精馏段液相平均粘度为：，SmPmL 305.29.31.提馏段液相平均粘度为： mL 268.4.0.第 20 页 共 52 页3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算对于精馏过程，由于精馏段和提提馏段的气、液相符合及物性数据不同，故设计中两段的塔径应分别计算。（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为： 1342.95.23608.17360 smVMmS 1307.1 LmS由 VLCuax式中 由式 计算，其中 由史密斯关系图查取，图的横坐标2.02L20C为： 0431.95.261836042.17221 VLh取板间距 ，板上液层高度 ，则：mHT0mhL
28、LT .查史密斯关系图得 7820C0785.206078. LC 1max 29.9.1875. smuVL取安全系数为 0.7，则空塔气数为：第 21 页 共 52 页1max 908.27.1.07. smuVDs 44.34（2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为： 137.30.6948.17360 smMVmS 132.15.2. LmS取板间距 ，板上液层高度 ，则：HT40. hL06.mhLT 34.6史密斯关系图横坐标为： 081.3.157923607.1221 VLh查史密斯关系图得 .20C0714.21.97.7.0 .0. LC 1max .3.54.0 smuVL
29、取安全系数为 0.7，则空塔气数为： 1max 7.1.70 smuVDs 50304.34综上，按标准塔径圆整后为 ，D6.1塔截面积为： 222 0178785. mAT 精馏段空塔气数 60.4sVuTs第 22 页 共 52 页提馏段空塔气数 1682.01.237 smAVuTs(2) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为： mHNZT 40)12(1）（ 精精提馏段有效高度为： ）（ 提提在进料板上方开一人孔，其高度为 ，故精馏塔的有效高度为：m8.09.24.8.0提精 Z3.6 塔板主要工艺尺寸的计算（1）精馏段(1) 溢流装置的计算因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受
30、液盘。各项计算如mD6.1下：1 堰长 ：wl取 。m06.1.6.0. 2 溢流堰高度 ：wh由 ，选用平直堰，堰上液层高度 由式oLwhowh计算，321084.2WowlLEh近似取 ，则1E mo 015.06.17. 32取板上清液层高度 ，mhL06.故 。howLw 45.13 弓形降液管宽度 和截面积 ：dWfA第 23 页 共 52 页由 ，查弓形降液管参数图，得 ， ，6.0Dlw 072.TfA124.0DWd则 ，mWf 145.0.27. mWd 98.6.14.验算液体在降液管中停留时间： sLHAhTf 58.3607.0.36360 故降液管设计合理。4 降液管
31、底隙高度 ：0取降液管底隙高度 ，则1.smumlLhwh 03406.373600 w 6.14.5. 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 mhw05.(2) 塔板布置1 塔板的分块。因 ，故塔板采用分块式。塔板分为 4 块。D6.12 边缘区宽度确定：取 ，mWss05.c035.3 开孔区面积计算。开孔区面积按式计算RxxRAa 122sin802其中 mDxsd 537.0)6.9.(.)( mWRc 75.03.0.82故第 24 页 共 52 页21222 50.1)76.03sin765.0184.357.076.53.0(2 mAa 筛孔计算及其排列由于苯和甲苯没有
32、腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛孔直径m3。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为：md50 tdt150筛孔数目 为 ：n 个7015.15. 22 tAa开孔率为： %1.)0.(9.)(907. 220 tda气体通过筛孔的气速为： 1-00 37.950.1.42smAVuass （2）提馏段（1） 溢流装置的计算1 堰长 ：取 。wl mDl 2.16.75.0. 2 溢流堰高度 ：hhow 02.2.131084. 2取板上清液层高度 ，mhL06故 。howLw 038.3 弓形降液管宽度 和截面积 ：dWfA由 ，查弓形降液管参数图，得 ， ，75.0Dlw 125.0Tf 28.0D
33、Wd第 25 页 共 52 页则 ，mAf 251.0.125.0 mWd 28.06.175.0验算液体在降液管中停留时间： sLHhTf 94.336072.0.3636 故降液管设计合理。4 降液管底隙高度 ：0取降液管底隙流速 ，则12.smumlLhwh 03.36073600 w 68. 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 mhw05.(2) 塔板布置塔板布置与精馏段相同，气体通过筛孔的气速为： 1-00 04.95.10.37smAVuass 3.7 筛板的流体力学验算（1）精馏段(1)塔板压降 干板阻力 计算。干板阻力由 计算：ch2021CughLVc第 26 页
34、 共 52 页由 ，查干筛孔的流量系数图得67.1350d，72.0C故 mughLVc 0274.7.03961.85.912220 气体通过液层的阻力 计算lh气体通过液层的阻力 由下式计算，即LLh11-76.0145.0.2smAVufTsa )/(3.97621210 kgFVma 查充气系数关联图得 ，.故 mhL072.2.01 液体表面张力的阻力 计算h液体表面张力所产生的阻力 由下式计算，即： mgdhL 028.5.81.96.02443气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算：phhhcp 067.28.037.24.1 气体通过每层塔板的压降为： KpaPgLp .4.5
35、31.961.80. (2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。第 27 页 共 52 页(3) 液沫夹带液沫夹带按下式计算： 气液气液 kgkghHueLTaLV /1.0/098. 06.5.240.71160.2755217.5 2.336.36 故液沫夹带量 在允许的范围内。Ve(4) 漏液对筛板塔，漏液点气速 可由以下公式计算：min.0u10min.0.6 95.2/70.814)02.6.13.56.(72.4/. shCu VLL实际气速 min.00/39uu稳定系数为 5.16.1.379min,0 K故在本设计中无明显
36、漏液。(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从下式的关系，即：dH)(wTdh苯甲苯物系属一般物系，取 ，则：5.0mhHwT 25.0)4.()( 而 dLpd塔板不设进口堰， 可由下式计算，即： muhlhwsd 0153153.0153.0153.0 2220 第 28 页 共 52 页129.053.06.7. dH， 故在本设计中不会发生液泛现象。)(wTh（2）提馏段(1)塔板压降 干板阻力 计算。 ，ch72.0C mughLVc 0291.7.04915.38.9121 220 气体通过液层的阻力 计算lh气体通过液层的阻力 由下式计算，即LLh11-79.025
37、1.0.37smAVufTsa )/(4.921210 kgFVma 查充气系数关联图得 ，6.故 mhL03.0.1 液体表面张力的阻力 计算hgdhL 0198.5.81.95.724430 mhcp 67601 KpaPLp 026. (2) 液面落差 本设计可忽略液面落差的影响。第 29 页 共 52 页(3) 液沫夹带 气液气液 kgkghHueLTaLV /1.0/01. 06.5.240.7912.97527.5 2.336.36 故液沫夹带量 在允许的范围内。Ve(4) 漏液 10min.062.5 30./15.792)08.6.13.056.(7.4/. shCu VLL实
38、际气速 min.00/9uu稳定系数为 5.16.2.549min,0 K故在本设计中无明显漏液。(5) 液泛为防止液泛，降液管内液层高 )(wTdhH取 ，则：5.0 mhHwT 219.0)38.40.5.)( uhlhwsd 6.2.1.13.013. 220 .667. dH， 故在本设计中不会发生液泛现象。)(wT第 30 页 共 52 页3.8 塔板负荷性能图（1）精馏段(1) 漏液线由 VLowhhAVu /)(13.056.(.4C00mins,in0 ， ， 得：owLhhaA3284.2wowlE32 32320min,0 86.5.210 95.26180.06.1104.5.74 /8.213.6SsVLwhws LlhACV 在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s sV漏液线计算结果)/(3smLS0.0020 0.0030 0.0040 0.0050V0.882 0.898 0.913 0.921由上表数据即可作出漏液线 1。(2)液沫夹带线以 为限，求 关系如下：气液 kg/1.0evssLV由 2.36075fTaLVhHu323232 64.0.1601084.1084.2 sswow LLlEh 32 3/265.2. )5(.)(s soLf h
