年產(chǎn)26000噸苯-甲苯精餾塔設計方案

1 年產(chǎn) 26000 噸苯 案第 1 章 設計任務書 一、設計題目 設計分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔 二、設計任務及操作條件 1、設計任務 物料處理量： 7 萬 噸年 進料組成 ： 37 苯 質量分率，下同） 分離要求： 塔頂產(chǎn)品組成苯 95 塔底產(chǎn)品組成苯 6% 2、操作條件 平均操作壓力 ： 101.3 均操作溫度： 94 回流比： 自選 單板壓降： =0.9 時： 年開工時數(shù) 7200 小時 課題性質： 化工原理課程設計 三、設計方法和步驟 1、設計方案簡介 根據(jù)設計任務書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設備類型，初步確定工藝流程。對選定的工藝流程，主要設備的形式進行簡要的論述。 2、主要設備工藝尺寸設計計算 （ 1）收集基礎數(shù)據(jù) 2 （ 2）工藝流程的選擇 （ 3）做全塔的物料衡算 （ 4）確定操作條件 （ 5）確定回流比 （ 6）理論板數(shù)與實際板數(shù) （ 7）確定冷凝器與再沸器的熱負荷 （ 8）初估冷凝器與再沸器的傳熱面積 （ 9）塔徑計算及板間距確定 （ 10）堰及降液管的設計 （ 11）塔板布置及篩板塔的主要結構參數(shù) （ 12）塔的水力學計算 （ 13）塔板的負荷性能圖 （ 14）塔盤結構 （ 15）塔高 （ 16）精餾塔接管尺寸計算 3、典型輔助設備選型與計算（略） 包括典型輔助設備（換熱器及流體輸送機械）的主要工藝尺寸計算和設備型號規(guī)格的選定。 4、設計結果匯總 5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 6、設計評述 四、參考資料 化工原理課程設計天津大學化工原理教研室，柴誠敬 劉國維 李阿娜 編； 化工原理（第三版）化學工業(yè)出版社，譚天恩 竇梅 周明華 等編； 3 化工容器及設備簡明設計手冊化學工業(yè)出版社，賀匡國編； 化學工程手冊上卷 化學工業(yè)出版社，化工部第六設計院編； 常用化工單元設備的設計 華東理工出版社。 4 第 2 章 設計計算 計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。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人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低， 不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。 塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為 38孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有： （）結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的80左右。 （）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10 15。 （）塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 （）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30左右。 篩板塔的 缺點是： （）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 （）操作彈性較小 (約 2 3)。 （）小孔篩板容易堵塞。 下圖是板式塔的簡略圖 5 表 2和甲苯的物理性質 項目 分子式 分子量 M 沸點（） 臨界溫度 ） 臨界壓強 苯 A 苯 B 2苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 5 90 95 100 105 2常溫下苯 2：8表 2） 溫度 5 90 95 100 105 相中苯的摩爾分率 6 汽相中苯的摩爾分率 表 2純組分的表面張力 (1：378) 溫度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 0 2組分的液相密度 (1：382) 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 甲苯 ,3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表 6 液體粘度 L （ 1：365P） 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ s） 甲苯（ s） 7常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 t 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 餾塔的物料衡算 1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 0 . 3 7 / 7 8 . 1 1 0 . 4 0 90 . 3 7 / 7 8 . 1 1 0 . 6 3 / 9 2 . 1 30 . 9 7 7 8 . 1 1 0 . 9 5 70 . 9 5 7 8 . 1 1 0 . 0 5 9 2 . 1 30 . 0 6 7 8 . 1 1 0 . 0 0 70 . 0 6 7 8 . 1 1 0 . 9 4 9 2 . 1 32. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 0 . 4 0 9 7 8 . 1 1 0 . 5 9 1 9 2 . 1 3 8 6 . 3 9FM k g k m o l 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 0 . 0 4 3 9 2 . 1 3 7 8 . 7 1DM k g k m o l 0 . 0 7 0 7 8 . 1 1 0 . 9 3 0 9 2 . 1 3 9 1 . 9 6WM k g k m o l （ 3）物料衡算 原料處理量 70000000 1 2 1 . 5 48 6 . 3 9 * 7 2 0 0F k m o l h總物料衡算 W 苯物料衡算 聯(lián)立解得 D h W=h 8 式中， F 原料液流量 D 塔頂產(chǎn)品量 W 塔底產(chǎn)品量 板數(shù)的確定 1. 理論板層數(shù) 求取 苯 采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得苯 出 x y 圖，見下圖 求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在上圖中對角線上，自點 e（ 垂線 q 線 )，該線與平衡線的交點坐標為 最小回流比為m i 9 5 7 0 . 5 6 7 1 . 4 60 . 5 6 7 0 . 3 4 6 取操作回流比為m i 9 求精餾塔的氣、液相負荷 2 . 9 2 4 2 . 9 9 1 2 5 . 5 3L R D h ( 1 ) 3 . 9 2 4 2 . 9 9 1 6 8 . 5 2V R D k m o l h ( 1 ) ( 1 ) ( 2 . 9 2 1 ) 4 2 . 9 9 1 6 8 . 5 2 /V R D q F k m o l h (泡點進料： q=1) 2 . 9 2 4 2 . 9 9 1 1 2 1 . 5 3 2 3 8 . 0 6 /L R D q F k m o l h 求操作線方程 精餾段操作線方程為 1 0 . 7 4 9 0 . 2 4 4 211 Dn n x 提餾段操作線方程為 1 1 . 4 1 2 0 . 0 9 2m m w x x （ 2）逐板法求理論板 又根據(jù)m i n(1 )1 11 可解得 =平衡方程為： 2 . 4 7 51 ( 1 ) 1 1 . 4 7 5 1 1111 1 1 1(1 ) 2 . 4 7 5 (1 )y y y y =11110 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 9 1 5 22220 . 8 1 3(1 )yx 320 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 8 5 0 3333(1 )yx 0 430 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 7 6 3 44440 . 5 6 5(1 )yx 540 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 6 6 5 55550 . 4 2 0(1 )yx 650 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 5 5 7 66660 . 3 3 7(1 )yx 因 為6xn=5 160 7 211 . 4 1 2 0 . 0 2 9 0 . 4 4 7 2222 0 . 2 4 6( 1 ) 321 . 4 1 2 0 . 0 2 9 0 . 3 1 8 3333 0 . 1 5 9(1 ) 431 . 4 3 3 4 0 . 0 3 3 0 . 1 9 5 4444 0 . 0 8 9( 1 ) 541 . 4 1 2 0 . 0 2 9 0 . 0 9 7 5555 0 . 0 4 2(1 ) n=4 全塔效率的計算（查表得各組分黏度1= 12( 1 ) 0 . 4 0 9 0 . 2 6 9 ( 1 0 . 4 0 9 ) 0 . 2 7 7 0 . 2 7 4m F 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l g 0 . 2 7 4 5 2 % 捷算法求理論板數(shù) m i l n l n ( ) ( ) 1 9 . 8 9 8 1 8 . 8 9 81 由公式 0 . 5 4 5 8 2 7 0 . 5 9 1 4 2 2 0 . 0 0 2 7 4 3 /Y X X m i n 2 . 9 2 1 . 4 6 0 . 3 7 41 3 . 9 2 11 代入 Y= m i n 0 . 3 1 6 5 , 1 02N m i n ,1 111 / l n l n ( ) ( ) 1 4 . 9 2 5 51 0 . 9 7 4 1 0 . 2 41 . 1 4 l n ( ) ( ) 1 4 . 4 4 51 0 . 9 7 4 0 . 2 4 精餾段實際板層數(shù) 5/10, 提餾段實際板層數(shù) 4/8 進料板在第 11塊板 餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 1. 操作壓力計算 塔頂操作壓力 93.2 底操作壓力層塔板壓降 P 0.9 料板壓力10 餾段平均壓力 P m （ 2 97.7 餾段平均壓力 P m =（ ，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下： 塔頂溫度 12 進料板溫度 塔底溫度 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3. 平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由 xD=入相平衡方程得 0 . 9 0 1 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 0 1 ) 9 2 . 1 3 7 9 . 5 0L D mM k g k m o l , 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 5 7 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 7 1V D mM k g k m o l 進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得 , 0 . 6 3 2 7 8 . 1 1 (1 0 . 3 6 8 ) 9 2 . 1 3 8 3 . 2 7V F mM k g k m o l , 0 . 4 0 9 7 8 . 1 1 (1 0 . 4 0 9 ) 9 2 . 1 3 9 0 . 0 8L F mM k g k m o l 塔底平均摩爾質量計算 由 相平衡方程，得 0 . 1 5 7 7 8 . 1 1 (1 0 . 1 5 7 ) 9 2 . 1 3 8 6 . 6 0V W mM k g k m o l , 0 . 0 7 0 7 8 . 1 1 (1 0 . 0 7 0 ) 9 2 . 1 3 9 0 . 5 9L w mM k g k m o l 精餾段平均摩爾質量 , 7 8 . 7 1 8 3 . 2 7 8 0 . 9 92k g k m o l k g k m o l, 7 9 . 5 0 9 0 . 0 8 8 4 . 7 92k g k m o l k g k m o l提餾段平均摩爾質量 13 , 8 6 . 0 6 8 3 . 2 3 8 4 . 9 22k g k m o l k g k m o l, 9 0 . 5 9 8 6 . 3 9 8 8 . 4 92k g k m o l k g k m o l4. 平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 , 3, 9 7 . 7 8 0 . 9 7 2 . 6 38 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 8 . 4 5 )m v k g 提餾段的平均氣相密度 ,3, 1 0 5 . 8 8 4 . 9 2 2 . 9 08 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 9 9 . 6 5 )m v k g 液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由 查手冊得 338 1 2 . 7 , 8 0 6 . 7g m k g m 塔頂液相的質量分率 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 0 . 8 8 50 . 9 5 7 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 0 4 3A ,1 0 . 8 8 5 8 1 2 . 7 0 . 1 1 5 8 0 7 . 6 , 8 1 3 . 0 1L D m L D m k g k m o l 進料板液相平均密度的計算 由 查手冊得 337 9 9 . 1 , 7 9 6 . 0g m k g m 14 進料板液相的質量分率 0 . 4 0 9 7 8 . 1 1 0 . 3 70 . 4 0 9 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 5 9 1A ,1 0 . 3 7 7 9 9 . 1 0 . 6 3 / 7 6 9 . 0 , 7 8 1 . 2 5L F m L F m k g k m o l 塔底液相平均密度的計算 由 查手冊得 337 8 6 . 1 3 , 7 8 5 . 2g m k g m 塔底液相的質量分率 0 . 0 7 7 8 . 1 1 0 . 0 60 . 0 7 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 9 3A ,1 0 . 0 6 / 7 8 6 . 1 3 0 . 9 4 / 7 8 5 . 2 , 7 8 3 . 4L w m L w m k g k m o l 精餾段液相平均密度為 , 8 1 3 . 0 1 7 8 1 . 2 5 7 9 7 . 1 32Lm k g k m o l 提餾段液相平均密度為 , 7 8 1 . 2 5 7 8 5 . 5 4 7 8 3 . 42Lm k g k m o l 5. 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由 查手冊得 A=m B=mN/m mN/m 進料板液相平均表面張力的計算 15 由 查手冊得 A=m N/m B=m N/m mN/m 塔底液相平均表面張力的計算 由 查手冊得 A=mN/m B=mN/m m 精餾段液相平均表面張力為 m=（ ，即 m= i 塔頂液相平均粘度的計算： 由 查手冊得 A=s B=s ( 解出 s 進料板液相平均粘度的計算 由 查手冊得 A=s B=s ( 解出 s 塔底液相平均粘度的計算 16 由 查手冊得 A=s B=s ( 解出 s 精餾段液相平均粘度為 2=s 提餾段液相平均粘度為 2=s 7. 氣液負荷計算 精餾段： 1 ( 2 . 9 2 1 ) 4 2 . 9 9 1 6 8 . 5 2 /V R D K m o l h 31 6 8 . 5 2 8 0 . 9 7 1 . 6 0 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 3 6m s 2 . 9 2 4 2 . 9 9 1 2 5 . 5 3 /L R D K m o l h 31 2 5 . 5 3 8 3 4 . 7 9 0 . 0 0 3 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 9 7 . 1 3s m s 30 . 0 0 3 7 3 6 0 0 1 3 . 3 5 3 /hL m h 提餾段： ( 1 ) 1 6 8 . 5 2 /V V q F K m o l h 31 6 8 . 9 2 8 4 . 9 2 1 . 3 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 9 0m s 1 2 5 . 3 2 1 1 1 2 . 5 3 2 3 8 . 0 6 /L L q F K m o l h 32 3 8 . 0 6 8 8 . 4 9 0 . 0 0 7 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 3 . 4s m s 0 . 0 0 7 5 3 6 0 0 2 7 . 0 0 /hL m h 17 餾塔的塔體工藝尺寸計算 1. 塔徑的計算 塔板間距 選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關系選取。 表 7 板間距與塔徑關系 塔徑 m 間距 00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 對精餾段： 初選板間距 取板上液層高度 ， 故 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4h m ； 1 12 20 . 0 0 3 7 7 9 7 . 1 3 0 . 0 4 2 31 . 6 0 6 2 . 3 6S L mS v 查教材 得 式 0 校正物系表面張力為 mN m 時202 0 . 9 80 . 0 7 2 0 . 0 7 1 32 0 2 0 m a 4 . 0 9 2 . 6 30 . 0 7 1 3 1 . 2 3 9 /2 . 6 3m s 可取安全系數(shù)為 （安全系數(shù) 故 4 4 1 . 6 0 6 1 . 4 43 . 1 4 2 0 . 9 9 1 按標準 ,塔徑圓整為 空塔氣速 s。 對提餾段： 初選板間距 取板上液層高度 ， 故 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4h m ； 1 12 20 . 0 0 7 5 7 8 3 . 4 0 . 0 9 01 . 3 7 2 . 9 0S L mS v 18 查 2：165 8 得 式 0 校正物系表面張力為 mN m 時 0 . 2201 9 . 5 80 . 1 0 6 0 . 1 0 32 0 2 0 m a x 7 8 3 . 4 2 . 9 00 . 1 0 3 1 . 6 9 /2 . 9 0m s 可取安全系數(shù)為 （安全系數(shù) 故 4 4 1 . 3 7 1 . 0 23 . 1 4 2 1 . 6 9 按標準 ,塔徑圓整為 空塔氣速 s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取 板主要工藝尺寸的計算 1. 溢流裝置計算 因塔徑 D 選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長 單溢流去 D，取堰長b)出口堰高 由 / 2 . 52 . 53 6 0 0 0 . 0 0 3 7/ 1 3 . 3 5 31 . 0 5 6l m 查 2：169 11，知 E=式 232 . 8 41000 19 可得 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 1 3 . 3 5 31 . 0 4 2 0 . 0 1 71 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6 故 0 . 0 6 0 . 0 1 7 0 . 0 4 3 c)降液管的寬度 由 2：170 13）得 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 6 0 . 1 9 8 m ， 2 2 23 . 1 40 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 1 . 6 0 . 1 4 5 244 m 利用 (2：170 10)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積， 即 0 . 1 4 5 2 0 . 4 0 1 5 . 7 00 . 0 0 3 7 （大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 0 /o （ 依 (2：171 11)：0 . 0 0 3 7 0 . 0 3 51 . 0 6 0 . 0 9so 符合（ 0 0 6 ） e)受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為 60理可以算出提溜段 a)溢流堰長 單溢流去 D，取堰長b)出口堰高 由 / 2 . 5/ 2 3 . 3 4l m20 查 2：169 11，知 E=式 232 . 8 41000 可得 232 . 8 4 0 . 0 2 61000 故 0 . 0 6 0 . 0 2 6 0 . 0 3 4 c)降液管的寬度 由 / （ 2：170 13）得 / 0 4 / 0 2 2 0 . 1 2 4 0 . 2 0 m， 220 . 0 7 2 2 0 . 1 4 54 m 利用 (2：170 10)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積， 即 1 1 . 6（大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 0 /o （ 依 (2：171 11)： 0 . 0 3 2so 符合（ 0 0 6 ） 2. 塔板布置 精餾段 塔板的分塊 因 D 800塔板采用分塊式。查表 3，塔極分為 4 塊。對精餾段： a)取邊緣區(qū)寬度 0 50安定區(qū)寬度 0 5（當 D ，0 75 b)依 (2：173 18)： a 1222 s 算開空區(qū)面積 21 1 . 6 0 . 0 5 0 . 7 522 m ， 1 . 6 0 . 1 8 5 0 . 0 7 5 0 . 5 422 W 2 2 2 1 20 . 5 42 0 . 5 4 0 . 7 5 0 . 5 4 0 . 7 5 s i n 1 . 4 6 71 8 0 0 . 7 5 c)篩孔數(shù) n 與開孔率 ：取篩空的孔徑0d為 正三角形排列，一般碳的板厚為 取 孔中心距 篩孔數(shù) 33221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 1 . 4 6 7 7 5 5 11 5 . 0 個 則0200 . 9 0 7% % 1 0 . 0 8 %()d （在 5 15 范圍內(nèi)） 則每層板上的開孔面積0 . 1 0 0 8 1 . 4 6 7 0 . 1 4 8 氣體通過篩孔的氣速為01 . 6 0 6 1 0 . 8 5 /0 . 1 4 8 提餾段： a)取邊緣區(qū)寬度 0 50安定區(qū)寬度 0 5（當 D 0 75 b)依 (2： 173 18)： a 1222 s 算開空區(qū)面積 0 . 7 52 m ， 0 . 5 2 52 W 21 3 c)篩孔數(shù) n 與開孔率 ： 取篩空的孔徑0d為 正三角形排列，一般碳的板厚為 取 故孔中心距 22 篩孔數(shù) 321 1 5 8 1 0 5729 個 則0200 . 9 0 7% % 1 0 . 0 8 %()d （在 5 15 范圍內(nèi)） 則每層板上的開孔面積00 0 . 1 1 2 4 氣體通過篩孔的氣速為01 2 . 1 8 9 / 板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數(shù)進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能圖。 1. 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎?精餾段： a)干板壓降相當?shù)囊褐叨?d，查干篩孔的流量系數(shù)圖得， 式 2 2001 1 . 1 5 2 . 6 30 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 3 30 . 7 8 7 9 7 . 1 3 b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?1 . 6 0 6 0 . 8 6 /2 . 0 1 0 . 1 4 5fV ， 0 . 8 6 2 . 6 3 1 . 3 9 5a a 由o與 圖 查 得 板 上 液 層 充 氣 系 數(shù)o= 依 式0 . 6 1 0 . 0 6 0 . 0 3 7l o Lh h m c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮： 依式 304 4 2 0 . 4 2 1 0 0 . 0 0 27 9 7 . 1 3 9 . 8 1 0 . 0 0 5 故 0 . 0 3 4 0 . 0 3 7 0 . 0 0 2 0 . 0 7 3p 23 則單板壓強： 0 . 0 7 3 7 9 7 . 1 3 9 . 8 1 5 7 1 . 5 0 . 9P p LP h g P a k P a 2. 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 3. 霧沫夾帶 3 . 2 3 . 26635 . 7 1 0 5 . 7 1 0 0 . 8 6 0 . 0 2 2 / 0 . 1 /2 0 . 4 6 1 0 0 . 4 0 2 . 5 0 . 0 6fe k g k g k g k 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 4. 漏液 由式 / 7 9 7 . 1 34 . 4 0 . 7 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 2 2 . 6 3 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)0 1 2 . 1 8 9 1 . 7 7 7 1 . 56 . 3 8 ，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 5. 液泛 精餾段： 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度 依式，而2200 . 0 0 3 70 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 11 . 0 5 6 0 . 0 4 1 5sd ，則 0 . 5 0 . 4 0 0 . 0 4 3 3 0 . 2 2 3h m 故 在設計負荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。 提溜段： 24 a)干板壓降相當?shù)囊褐叨?依 d ，查干篩孔的流量系數(shù)圖得， 式2000 . 0 5 1 0 . 0 4 6 b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?0 . 7 3 5 / ， 1 . 2 5 2a a 由 o 與 聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) o =式 0 . 0 3 9l o Lh h m c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨?h ： 依式 04 0 . 0 0 2，故 則單板壓強： 3 9 9 . 6 0 . 9P p LP h g P a k P a （）液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 液沫夾帶 3 . 265 . 7 1 00 . 0 0 9 2 / 0 . 1 /k g k g k g k 故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧 沫夾帶。 (4) 漏液 由式 / 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 0 1 . 9 9 1 . 5 ，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 (5) 液泛 25 為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度 依式 ， 而 200 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 7 5sd ，則 0 . 2 1 7h m 故 在設計負荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。 板負荷性能圖 精餾段： (1) 漏液線 由 ， 得 2 / 32 / 32 . 8 40 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 0 2 110007 9 7 . 1 34 . 4 0 . 7 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 3 3 0 . 6 7 2 0 . 0 0 2 )2 . 6 3ww c L 2 / 3, m i n 0 . 4 1 6 6 . 4 6 7 SV o L 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 ，依上式計算出 ，計算結果列于表 3 表 3s /(m3/s) s /(m3/s) 6 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 霧沫夾帶線 以 /為限，求 系如下： 由 2 / 32 / 336002 . 8 4 1 1 . 6 5 31 0 0 0 1 . 0 5 6 2 / 332 / 336002 . 5 2 . 8 4 1 01 . 0 5 60 . 1 1 1 0 . 6 7 6h 0 . 5 3 62 . 0 1 0 . 1 4 5 聯(lián)立以上幾式，整理得 2 / 32 . 9 7 8 6 . 9 6 3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 ，依上式計算出 ，計算結果列于表 3 表 3s /(m3/s) s /(m3/s) 上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。 (3) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度 為最小液體負荷標準。由式 3 2 / 3,