苯-甲苯連續(xù)分離工程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)

1、武漢工程大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書摘 要本次化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)為：苯-甲苯連續(xù)分離工程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)。原理處理能力為60000噸/年、原料組成40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）、塔頂產(chǎn)品濃度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）96%、塔頂產(chǎn)品收率0.99；常壓操作，間接蒸汽加熱；泡點(diǎn)進(jìn)料、塔頂表壓4kPa、單板壓降0.7kPa；該設(shè)計(jì)塔主要用于武漢地區(qū)，年工作日300天（7200h）。此次設(shè)計(jì)過(guò)程的主要設(shè)計(jì)內(nèi)容為：確定設(shè)計(jì)方案、全塔物料衡算、最小回流比及實(shí)際回流比確定、理論塔板數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)求取、塔徑及塔板工藝尺寸計(jì)算、流體力學(xué)性能校核及負(fù)荷性能圖、塔結(jié)構(gòu)及其他附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)等。以上設(shè)計(jì)內(nèi)容的主要設(shè)計(jì)結(jié)果為：R/Rmin=1.8、

2、實(shí)際塔板數(shù)27塊、全塔效率52.87%、塔徑1.4米；精餾段塔板堰長(zhǎng)0.98米、堰高0.0457米、F1型重閥（代號(hào)Z）、塔板實(shí)際閥孔數(shù)139個(gè)、操作彈性3.68；提餾段塔板堰長(zhǎng)0.98米、堰高0.0366米、F1型重閥（代號(hào)Z）、塔板實(shí)際閥孔數(shù)147個(gè)、操作彈性3.46等。關(guān)鍵詞：苯-甲苯；浮閥精餾塔；物料衡算；回流比；操作彈性AbstractThe principles of chemical engineering course design task is: the benzene - toluene separation process of float valve column d

3、esign. Raw material processing capacity of 60000 tons/year, raw material of 40% (mass fraction), the concentration of the overhead product 96% (mass fraction),coefficient of recovery of tower top 0.99; Atmospheric pressure operation, direct steam heating; Bubble point pressure feed, top table 0.7 kP

4、a pressure drop 4 kPa, veneer or less; The design of tower is mainly used in wuhan area, in working days as 300 days. The design process of main design content is: to determine the design scheme, the whole tower material balance, minimum reflux ratio and reflux ratio to determine actual and theoreti

5、cal plate number and real plate number to calculate the diameter and size plate process calculation, tower, fluid mechanics performance test and load performance diagram, design of tower structure, and other ancillary equipment, etc. Main design results of the above design content is: R/Rmin = 1.8,

6、the actual plate number 27 piece, the whole tower efficiency 52.87%, the tower diameter 1.4 meters; Rectifying plate weir 0.98 meters long, 0.0457 meters high weir type, F1 valve code (Z) and plate the actual valve port number 139, operating flexibility, 3.68; Stripping section plate weir 0.98 meter

7、s long, 0.0366 meters high weir type, F1 heavy valve code (Z), the actual valve plate hole number 147 and 3.46 elasticity of operation, etc. Key words: benzene - toluene; Float valve plate column; Material balance; Reflux ratio; Operating flexibility 目 錄摘要AbstractII第一章 設(shè)計(jì)條件與任務(wù)11.1 設(shè)計(jì)條件11.2 設(shè)計(jì)任務(wù)1第二章

8、設(shè)計(jì)方案的確定32.1操作條件的確定32.1.1操作壓力32.1.2 進(jìn)料狀態(tài)32.1.3加熱方式42.1.4冷卻劑與出口溫度42.1.5 回流比的選擇42.2確定設(shè)計(jì)方案的原則42.2.1滿足工藝和操作的要求52.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求52.2.3保證安全生產(chǎn)5第三章 塔的工藝尺寸的計(jì)算63.1全塔物料衡算63.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)63.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量63.1.3 最小回流比的求取73.1.4 實(shí)際回流比73.1.5 精餾塔的氣液相負(fù)荷83.1.6 操作線方程83.2 理論塔板數(shù)的確定83.2.1 相對(duì)揮發(fā)度的求取83.2.2 理論板數(shù)的逐板計(jì)算

9、發(fā)93.3實(shí)際塔板數(shù)的確定103.3.1 精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算103.3.2 液相平均粘度的計(jì)算113.3.3 實(shí)際板數(shù)及全塔效率的計(jì)算123.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算133.4.1 操作壓力的計(jì)算133.4.2 液相平均表面張力計(jì)算133.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算153.4.4 平均密度的計(jì)算163.4.5 熱量衡算183.5精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)213.5.1 精餾塔塔徑的計(jì)算213.5.2 精餾塔有效高度的計(jì)算233.6 精餾塔塔板工藝尺寸的計(jì)算233.6.1溢流裝置的設(shè)計(jì)233.6.2 浮閥布置設(shè)計(jì)253.6.3 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算283.7 塔板負(fù)荷性能圖

10、313.7.1 霧沫夾帶線的繪制313.7.2 漏液線的繪制323.7.3 液相負(fù)荷的下限線的繪制333.7.4 液相負(fù)荷的上限線的繪制333.7.5 小結(jié)34第四章 輔助設(shè)備及選型364.1 接管的計(jì)算與選擇364.1.1 進(jìn)料管的選擇364.1.2 回流管的選擇 364.1.3 釜底出口管路的選擇374.1.4 塔頂蒸汽管374.1.5 加料蒸汽管的選擇384.1.6 塔頂封頭的設(shè)計(jì)384.1.7 裙座的計(jì)算384.1.8 人孔的設(shè)計(jì)384.1.9 法蘭39第五章 塔總體高度的計(jì)算405.1 塔的頂部空間高度405.2 塔的底部空進(jìn)高度405.3 塔總體高度40第六章 附屬設(shè)備的計(jì)算416

11、.1 冷凝器的選擇416.2 再沸器的選擇41第七章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總42第八章 設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)45參 考 文 獻(xiàn)46致 謝47附 錄4850第一章 設(shè)計(jì)條件與任務(wù)1.1 設(shè)計(jì)條件 處理體系：乙醇-水混合體系分離 精餾塔年處理量：60000噸 原料液組成濃度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：40% 塔頂產(chǎn)品濃度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：96% 塔頂產(chǎn)品收率：0.99 加熱方式：間接蒸汽加熱 進(jìn)料方式：泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1） 塔頂壓強(qiáng)(表壓)：4kPa 單板壓降：0.7kPa 工作日：每年300天，每天24小時(shí) 廠址：武漢地區(qū)1.2 設(shè)計(jì)任務(wù) 確定設(shè)計(jì)方案。 確定理論塔板數(shù)。 計(jì)算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實(shí)際塔板數(shù)。 估算塔徑。 計(jì)算

12、板式塔的工藝尺寸，包括溢流裝置與塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算。 校核塔板的流體力學(xué)性能，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛的校核。 繪制塔板的負(fù)荷性能圖。塔板的負(fù)荷性能圖由液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線、漏液線、液沫夾帶線和溢流液泛線確定。 確定塔的結(jié)構(gòu)，包括塔體結(jié)構(gòu)與塔板結(jié)構(gòu)。塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間，塔底空間，人孔（手孔），支座，封頭，塔高等。塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。 塔的附屬設(shè)備選型，包括塔頂冷凝器、塔底再沸器(蒸餾釜）的換熱面積，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的選型（視情況而定）。 確定精餾塔各接管尺寸。 繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖。 繪制精餾塔裝配圖。 編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書。 計(jì)算機(jī)要求：C

13、AD繪圖等。 英語(yǔ)要求：撰寫英文摘要。 設(shè)計(jì)說(shuō)明書要求：邏輯清楚，層次分明，書寫工整，獨(dú)立完成。第二章 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)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(chǔ)罐。2.1 操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問(wèn)題作些闡述。2.1.1操作壓力蒸餾操作通?？稍?/p>

14、常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無(wú)特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來(lái)，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以。2.1.2 進(jìn)料

15、狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。2.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱使通過(guò)加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來(lái)的冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其

16、優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.1.4冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過(guò)50，否則溶于水中的無(wú)機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在2.1.5回流比的選擇回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)

17、點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的1.5倍。2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：2.2.1滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首

18、先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。2.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過(guò)程中如能

19、適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。2.2.3保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，以免造成生產(chǎn)事故。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過(guò)大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸的計(jì)算3.1全塔物

20、料衡算3.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 進(jìn)料產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量：Mo=0.4478.11+0.5692.13=85.96Kg/mol進(jìn)料流量F=600001000720085.96 =96.94kmol/h由塔頂易回收組分的回收率=0.99可得：DXDFXF=0.99，帶入數(shù)據(jù)有：D=0.9996.940.440.966=43.71kmol/hF=D+W，故W=96.94-43.71=53.23kmol/h由易揮發(fā)組分物料衡算：FXF=DXD+WXW塔底組成XW=96.940.44-43.710.96653.23=0.00813.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品

21、的平均摩爾質(zhì)量3.1.3最小回流比的求取 表3.1兩相摩爾分率x0135102030y02.507.1111.220.837.250.7x405060708090100y61.971.379.185.791.295.9100苯-甲苯溶液的x-y圖將3.1.表中數(shù)據(jù)作圖得曲線及曲線。在圖上，由q=1得xp=0.44,yp=0.6614,xD=0.966。故有：3.1.4實(shí)際回流比取實(shí)際回流比為R=1.8Rmin=1.81.3758=2.4763.1.5精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段液相流量 L1=RD=2.47643.71=108.245kmol/h精餾段氣相流量 V1=(R+1)D=3.47643.

22、71=151.94kmol/h提餾段液相流量 L=L+qF=108.245+196.94=205.185kmol/h提餾段氣相流量 V=V+(q-1)F= 151.94kmol/h3.1.6操作線方程精餾段操作線方程：yn+1=LVxn+DVxD帶入數(shù)據(jù)得：yn+1=0.7123xn+0.2779提餾段操作線方程：yn+1=LVxn-WVxW帶入數(shù)據(jù)得：yn+1=1.35xn-0.00284兩操作線交點(diǎn)橫坐標(biāo)為： 3.2 理論塔板數(shù)的確定3.2.1 相對(duì)揮發(fā)度的求取查物性數(shù)據(jù)得：苯的沸點(diǎn)為80.1，甲苯的沸點(diǎn)為110.631 當(dāng)溫度為80.1時(shí) 解得，2 當(dāng)溫度為110.63時(shí) 解得，則有 相

23、平衡方程 x=y-（-1）y = y2.47-1.47y3.2.2 理論板數(shù)的逐板計(jì)算法先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計(jì)算如下：由于塔頂是全凝器，所以有y1=xD=0.966 相平衡方程x1=0.920由精餾段操作線方程yn+1=0.7123xn+0.2779得：y2=0.9332相平衡方程x2=0.8498同理可算出如下值：y3=0.8832相平衡方程x3=0.7538y4=0.8148相平衡方程x4=0.6404y5=0.7340相平衡方程x5=0.5277y6=0.6538相平衡方程x6=0.4333由計(jì)算知第6板為加料板。以下交替用提餾段操作方程與相平衡方程計(jì)算如下：x6=0.

24、4333y7=0.5821相平衡方程x7=0.3606y8=0.4840相平衡方程x8=0.275x72y9=0.3687相平衡方程x9=0.1912y10=0.2553相平衡方程x10=0.1219y11=0.1617相平衡方程x11=0.07244y12=0.09495相平衡方程x12=0.04074y13=0.05216相平衡方程x13=0.02179y14=0.02658相平衡方程x14=0.01093 y15=0.01191相平衡方程x15=0.0048565s提餾段：=AfHTLs=0.144736000.40.006433600=9.002s5s 故降液管設(shè)計(jì)符合要求。（5） 降

25、液管底隙高度h的計(jì)算取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則降液管底隙高度h可依下式計(jì)算：對(duì)于精餾段: h0=Lh3600lwu0=0.00308360036000.980.11=0.0286故有hw-h0=0.0457-0.0286=0.01710.012m對(duì)于提餾段：h0=Lh3600lwu0=0.00643360036000.980.25=0.0262所以可知降液底隙高度設(shè)計(jì)合乎要求，且選用凹形受液盤深度為50mm。3.6.2浮閥布置設(shè)計(jì)浮閥的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前應(yīng)用最廣泛的是F1型（相當(dāng)于國(guó)外V-1型）。F1型又分為重閥（代號(hào)為Z）和輕閥(代號(hào)為Q)兩種

26、，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約32克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過(guò)閥孔阻力，主要用于減壓塔。兩種形式閥孔的直徑d0均為39mm。閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等幾種，它又分為順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)兩相接觸情況較好，采用較多。對(duì)于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，閥孔也可按等腰三角形排列。此時(shí)多固定底邊尺寸B,例如B為70、75、80、90、100、110mm等。如果塔內(nèi)氣相流量變

27、化范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。當(dāng)氣體流量已知時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N即浮閥數(shù)就取決于閥孔的氣速,并可按下式求得： 閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子來(lái)確定。反映密度為的氣體以速度通過(guò)閥孔時(shí)動(dòng)能的大小。綜合考慮對(duì)塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取=812，即閥孔剛?cè)_(kāi)時(shí)比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為 板分塊因D=1400mm800mm，故采用分塊塔板，以便通過(guò)人孔裝拆塔板。邊緣安定區(qū)寬度的確定取WS =0.07m WC=0.050m浮閥數(shù)目，閥孔排列及塔板布置預(yù)選取發(fā)空功能因子 F0=12精餾段：u01=每層塔板上的浮閥數(shù)目N

28、= 鼓泡面積其中 R=D/2WC=1.4/20.05=0.65m x=D/2（Wd+WS）=1.4/2（0.2114+0.07）=0.4186m則計(jì)算得浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=75mm 估算排列間距若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜采用69mm，而應(yīng)小些，故取，按t=75mm,以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù)139個(gè)。按N=139個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913之內(nèi)塔板開(kāi)孔率=提餾段：取閥孔動(dòng)能因子每層塔板上的浮閥數(shù)目個(gè)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心

29、距t=75mm 估算排列間距故取，按t=75mm, 以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù)147個(gè)。按N=147個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913之內(nèi)塔板開(kāi)孔率=3.6.3浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算（1）氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降 精餾段：干板阻力 因?yàn)? 板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù) 0=0.5=0.50.06=0.03m液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭=0.049+0.03=0.079m換算成單板壓降 ：提餾段：干板阻力 因?yàn)? 板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù)