课程设计---乙醇-水分离筛板精馏塔课程设计.docx

化工原理课程设计题目名称：乙醇-水分离筛板精馏塔课程设计学生姓名：院 (系)：专业班级：指导教师：时 间：目录1 化工原理课程设计任务书11.1 设计题目11.2 操作条件11.3 设计内容11.4 设计成果12 设计计算42.1 设计方案及工艺流程42.2全塔物料衡算42.2.1 料液及塔顶、塔底产品中乙醇的摩尔分数42.2.2 平均摩尔质量42.2.3 料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率42.3 塔板数的确定52.3.1. 理论塔板数 NT的求取52.3.2 实际塔板数82.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算82.4.1 平均压力82.4.2 平均温度92.4.3 平均分子量92.4.4 平均密度92.5 精馏段的气液负荷计算132.6 精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算132.6.1 塔径132.6.2 精馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算142.6.3塔板布置142.7 精馏段塔板上的流体力学验算152.7.2 液面落差162.7.3 雾沫夹带ev 的验算162.7.4 漏液的验算162.7.5 液泛的验算162.8 精馏段塔板负荷性能图172.8.1 雾沫夹带线172.8.2 液泛线（气相负荷上限线）172.8.3 液相负荷上限线182.8.4 漏液线（气相负荷下限线）182.8.5 液相负荷下限线182.8.6 操作线与操作弹性192.9 提馏段的气液负荷计算192.10 提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算202.10.1 塔径202.10.2. 提馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算202.10.3 塔板布置212.11 提馏段塔板上的流体力学验算222.11.2 液面落差222.11.3 雾沫夹带ev 的验算222.11.4 漏液的验算222.11.5 液泛的验算232.12 提馏段塔板负荷性能图232.12.1 雾沫夹带线232.12.2 液泛线（气相负荷上限线）242.12.3 液相负荷上限线242.12.4 漏液线（气相负荷下限线）242.12.5 液相负荷下限线252.12.6 操作线与操作弹性254.结果汇总255 总结261 化工原理课程设计任务书1.1 设计题目设计一座乙醇水连续精馏的筛板式精馏塔，年产乙醇60000t/a，要求塔顶馏出液中乙醇浓度不低于94，残液中乙醇含量不得高于0.1。原料液中含乙醇为25%，其余为水（以上均为质量%）。1.2 操作条件1. 精馏塔顶压强 4kPa(表压)；2. 进料热状态 自选；3. 回流比 自选；4. 加热蒸汽 低压蒸汽；5. 单板压降 0.7kPa。1.3 设计内容1设计方案的确定及工艺流程的说明；2塔的工艺计算；3塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4塔内流体力学性能的设计计算；5塔板负荷性能图的绘制；6塔的工艺计算结果汇总一览表；7辅助设备的选型与计算；8生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；9对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。1.4 设计成果1.设计说明书一份2.A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图2 设计计算2.1 设计方案及工艺流程乙醇-水混合物料经原料预热器加热至泡点后，送至精馏塔，塔顶采用全凝器冷凝后，一部分作回流，其余为塔顶产品经冷却后送至贮槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽，流程图如下。2.2 全塔物料衡算2.2.1 料液及塔顶、塔底产品中乙醇的摩尔分数乙醇和水的摩尔质量分别为46.07kg/kmol和18.01kg/kmol.2.2.2 平均摩尔质量2.2.3 料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率以60000t/a计，一年以365天，一天以24小时计，有：则 F = 372.43 kmol/h D = 25.05 kmol/h W = 380.31 kmol/h2.3 塔板数的确定2.3.1. 理论塔板数 NT的求取乙醇-水属于非理想物系，可采用图解法求得理论塔板数2.3.1.1 乙醇-水相平衡数据表2-1常压下乙醇-水系统的txy数据沸点t，液相乙醇/mol%气相乙醇/mol%沸点t，液相乙醇/mol%气相乙醇/mol%99.90.0040.05382.027.3056.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5079.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.6075.9979.2687.97.4139.1678.4079.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.2085.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x-y平衡关系的影响完全可以忽略。由气液平衡数据绘出乙醇-水温度组成相图即t-x-y,如图2-1图2-12.3.1.2 确定操作的回流比R将表2-1中数据作图得x-y曲线，见图2-2。为便于计算机计算，在乙醇-水物系的x-y曲线中，以A(0.0741,0.3916)点为分界线，将该曲线分成OA和AB两段，将其对应曲线拟合成以下两式表示。OA段：y = 914.9x3-164.6x2 + 12.453x + 0.0004AB段：y = -2.85x4+ 6.88x3-5.5x2+ 2.15x+0.267最小回流比的确定 在xy 图上，过点 B(0.894,0.894)作相平衡曲线的切线 BD,与y轴的交点为 D(0, 0.179),如图2-2，则有：xDxFDABO图2-2操作回流比取最小回流比的1.25倍，即：2.3.1.3 求精馏段和提馏段的气、液相负荷2.3.1.4 求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程因靠近B端的操作线离平衡线很近，故需逐板计算理论塔板数。将代入段趋势线方程中试差解得将代入精馏段操作线方程中解得将代入段趋势线方程中试差解得 将代入精馏段操作线方程中解得在计算机上逐板计算的结果见表2-2表2-2 乙醇-水物系理论塔板数的逐板计算后整理结果精馏段N1=15块精馏段N1=15块理论板序号i液相组成xi气相组成yi+1理论板序号i液相组成xi气相组yi+110.85280.8544120.6460.683620.84490.8479130.58010.629230.83580.8404140.44530.517840.82540.8318150.18630.303950.81350.8220提馏段N2=5块60.80010.8108理论板序号i液相组成xi气相组成yi+170.78450.7980160.042890.145280.76660.7832170.014020.046890.74560.7659180.003930.0123100.72040.7451190.000970.0023110.68880.7189200.000150.0000注：逐板计算时，在跨越后，相平衡关系采用段拟合线，进料板在第16块2.3.2 实际塔板数2.3.2.1 全塔效率对于筛板塔，选用 公式计算。此式适用于液相黏度为的烃类物质。塔的平均温度为（78.2+100）/2=89.1(取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下查化工原理附录得：，2.3.2.2 实际塔板数 (近视取两段效率相同)精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块(包括塔釜)2.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1 平均压力取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底： 精馏段平均压强：提馏段平均压强： 2.4.2 平均温度查温度组成图2-1得：塔顶温度为78.2，加料板温度为92.2，塔底温度为100精馏段平均温度提馏段平均温度2.4.3 平均分子量塔顶： (用AB段相平衡关联式试差计算得到)加料板： (用AB段相平衡关联式试差计算得到)塔底：精馏段： 提馏段： 2.4.4 平均密度2.4.4.1 液相平均密度为方便计算，将查阅得到的乙醇和水密度与表面张力列于下表2-3表2-3乙醇和水的密度与表面张力温度/2030405060708090100110密度 kg/m3乙醇795785777765755746735730716703水998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表面张力103N/m乙醇22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4水72.6771.2069.6367.6766.2064.3362.5760.7158.8456.88为便于计算，根据表2-3做出乙醇和水的密度与表面张力与温度的关系图密度 kg/m3温度/温度/表面张力103N/m塔顶：查78.2下乙醇和水的密度分别为737kg/m3和973kg/m3加料板：查92.2下乙醇和水的密度分别为723.6kg/m3和964kg/m3塔底：查100下乙醇和水的密度分别为716kg/m3和958.4kg/m3精馏段：提馏段：2.4.4.2 汽相平均密度精馏段：提馏段：2.4.4.3 液体的平均表面张力对于二元有机-水溶液的表面张力，采用塔顶：o=17.30mNm w=62.89mNm 78.2主体部分的摩尔体积Vo=46kgkmol737kgm3=0.06242m3kmolVw=18kgkmol973kgm3=0.01850m3kmol塔顶实际液相组成由操作线方程求得0.826x+0.1496=0.860 x=0.860即 xo=0.860,xw=1-0.860=0.140主体部分的w和o为：o=xoVwxwVw+xoVo=0.8600.062420.1400.01850+0.8600.06242=0.982w=1-o=1-0.982=0.018B=logwqo=log0.01820.982=-3.381 （取q=2）Q=0.441qtoVo23q-wVw23 =0.4412273.15+78.217.300.062482312-62.890.0185023=-0.00763A=B+Q=-3.381-0.00763=-3.389根据logswqso=-3.389和sw+so=1联立解得：sw=0.0456 so=0.9544m14=sww14+soo14=0.045662.8914+0.954417.3014=2.075D,m=18.53mNm 进料板：o=15.99mNm w=60.28mNm 92.2主体部分的摩尔体积Vo=46kgkmol723.6kgm3=0.06357m3kmolVw=18kgkmol964kgm3=0.01867m3kmolxo=0.115 xw=1-0.115=0.885主体部分的w和o为：o=xoVwxwVw+xoVo=0.1150.063570.8850.01867+0.1150.06357=0.307w=1-o=1-0.307=0.693B=logwqo=log0.69320.307=0.1943 （取q=2）Q=0.441qtoVo23q-wVw23 =0.4412273.15+92.215.990.06357232-60.280.0186723=-0.007167A=B+Q=0.1943-0.007167=0.1871根据logswqso=0.1871和sw+so=1联立解得：sw=0.6914 so=0.3086m14=sww14+soo14=0.691461.4414+0.308616.6114=2.5587F,m=42.86mNm 塔底：o=15.2mNm w=58.84mNm 100主体部分的摩尔体积Vo=46kgkmol716kgm3=0.06425m3kmolVw=18kgkmol958.4kgm3=0.01878m3kmolxo=0.0004 xw=1-0.0004=0.9996主体部分的w和o为：o=xoVwxwVw+xoVo=0.00040.064250.99960.01878+0.00040.06425=0.0014w=1-o=1-0.0014=0.9986B=logwqo=log0.998620.0014=2.853 （取q=2）Q=0.441qtoVo23q-wVw23 =0.4412273.15+10015.20.06425232-58.840.0187823=-0.006945A=B+Q=2.853-0.006945=2.846根据logswqso=2.846和sw+so=1联立解得：sw=0.9986 so=0.0014m14=sww14+soo14=0.998658.8414+0.001415.214=2.7685w,m=58.75mNm精馏段 m=D,m+F,m2=18.53+42.862=30.70mNm提馏段 m=w,m+F,m2=58.75+42.862=50.81mNm2.4.4.4 液相的平均黏度L,m查得在78.2 、92.2、100下乙醇和水的黏度分别为：D,A=0.4550mPas D,B=0.3642mPas (78.2)F,A=0.3700mPas F,B=0.3095mPas (92.2)W,A=0.3400mPas W,B=0.2838mPas (100)按加权求取平均黏度塔顶： LD,m=(AxA)D+(BxB)D=0.45500.860+0.36420.140 =0.4423mPas 进料板：LF,m=(AxA)F+(BxB)F=0.37000.115+0.30950.885 =0.3649mPas 塔底： LW,m=(AxA)W+(BxB)W=0.34000.0004+0.28380.9996 =0.2838mPas 精馏段液相的平均黏度： L,m=0.4423+0.36492=0.4041mPas 提馏段液相的平均黏度：L,m=0.2838+0.36492=0.3244mPas 2.5 精馏段的气液负荷计算汽相摩尔流率VV=R+1D=4.75+125.05=144.04kmolh汽相体积流量VsVs=VMV,m3600V,m=144.0418.1536000.710=1.02282m3s汽相体积流量Vh=3682m3h液相回流摩尔流率L=RD=4.7525.05=118.99kmolh液相体积流量Ls=LML,m3600L,m=118.9930.543600848.1=0.00119m3s液相体积流量Lh=4.2848m3h冷凝器的热负荷：查78.2下已婚和水的汽化潜热分别为970kJ/kg和2311kJ/kg。平均汽化潜热按质量分数加权有：rm=0.94970+0.062311=1050.46kJkgQ=Vr=144.0442.141050.463600=1771.15kW2.6 精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.6.1 塔径初选塔板间距HT=0.5m及板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.5-0.06=0.44m按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）LsVsLV0.5=0.001191.02282848.10.7100.5=0.04021查Smith通用关联图，得C20=0.098。负荷因子C=C20200.2=0.09830.70200.2=0.1068泛点气速umax=CL-VV0.5=0.1068848.1-0.7100.7100.5=3.6896ms操作气速 取 u=0.7umax=0.73.6896=2.5827ms。精馏段的塔径D=4Vsu=41.022823.142.5827=0.710m取塔径DT=1000mm，此时操作气速u=4VsDT=41.022823.1412=1.303ms2.6.2 精馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。2.6.2.1 溢流堰长（出口堰长）Lw 取Lw=0.7DT=0.71=0.7m。堰上溢流强度LhLw=4.28480.7=6.121m3mh0.006m（满足要求）hw=hL-how=0.06-0.00979=0.0502m2.6.2.3 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af 由LwDT=0.7，查弓形降液管几何关系图得WdDT=0.14，AfAT=0.09, AT=0.785DT2 即Wd=0.168m，AT=0.785m2，Af=0.044m2液体在降液管内的停留时间为：=AfHTLs=0.0440.50.00119=18.5s5s2.6.2.4 降液管的底隙高度ho 液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25ms，取液体通过降液管底隙的流速uo=0.08ms，则ho=LsLwuo=0.001190.70.08=0.021m ho不宜小于0.020.025m，本结果满足要求2.6.3塔板布置2.6.3.1 塔板分块，因DT=1000mm，将塔板分作3块安装。2.6.3.2 边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度Wc：一般为5070mm，DT2m时，可达100mm。安定区宽度Ws：规定DT1.5m时Ws=100mm。本设计取Wc=60mm，Ws=75mm。2.6.3.3 开孔区面积Aax=DT2-Wd+Ws=0.5-0.168+0.075=0.257mR=DT2-Wc=0.5-0.06=0.44mAa=2xR2-x2+180R2sin-1xR=20.2570.442-0.2572+1800.442sin-10.2570.44=0.4250m22.6.3.4 开孔数n及开孔率取筛孔直径do=5mm，材质为碳钢，厚度=3mm，取tdo=3.0，孔心距t=35=15mm。每层塔板开孔数n=Ao0.785do2=1158103t2Aa=11581031520.4250=2187个每层塔板开孔率=0.907tdo2=0.9079=0.101 （应在5%15%，满足要求）每层塔板的开孔面积Ao=Aa=0.1010.4250=0.043m2气体通过筛孔的孔速uo=VsAo=1.022820.043=23.79ms2.6.3.5 精馏段的塔高Z1Z1=Np1-1HT=32-10.5=15.5m2.7 精馏段塔板上的流体力学验算2.7.1 气体通过筛板压降hf 和pf 的验算hf=hc+he2.7.1.1 气体通过干板的压降hchc=0.051uoCo2VL=0.05123.790.820.710848.1=0.0378m2.7.1.2 气体通过板上液层的压降hehe=hw+how=hL式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：ua=VsAT-2Af=1.022820.785-20.044=1.467ms动能因子Fa=uaV=1.4670.710=1.237查表5-35得=0.68he=hL=0.680.06=0.0408m2.7.1.3 气体通过筛板的压降（单板压降）hf 和pfhf=hc+he=0.0378+0.0408=0.0786mpf=Lghf=848.19.810.0786=654Pa0.8kPa（接近要求）2.7.2 液面落差对于筛板塔,液面落差很小,且塔径和液流量都不大,故可忽视液面落差的影响2.7.3 雾沫夹带ev 的验算un=VsAT-Af=1.022820.785-0.044=1.380mseV=5.710-6unHT-Hf3.2=5.710-630.710-30.6360.5-2.50.063.2=0.00126kg液kg气1.52.0（不会产生过量液漏）2.7.5 液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdHT+hwHd=hf+hL+hdhd=0.153LsLwho2=0.1530.001190.70.0212=0.0010mHd=0.0918+0.06+0.0010=0.153m相对泡沫密度取0.5，则有HT+hw=0.50.5+0.0502=0.275mHdHT+hw成立，故不会产生液泛。2.8 精馏段塔板负荷性能图2.8.1 雾沫夹带线ev=5.710-6unHT-Hf3.2式中 un=VsAT-Af=Vs1.766-0.159=0.6223VsHf=2.5hL=2.5hw+how=2.50.0502+0.00284E3600LsLw23=2.50.0502+0.002841.033600Ls0.723=0.1225+2.1154Ls23将已知数据代入上式ev5.710-630.710-30.6223Vs0.5-0.1225-2.1154Ls233.2=0.1化简得：Vs=4.329-24.26Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依式（a）算出对应的Vs值，列于下表。式（a）中的Ls-Vs关系数据Ls/m3s0.0005710.00080.0010.0120.0140.0159Vs/m3s4.1620 4.1199 4.0864 3.0574 2.9198 2.7950 依据表中数据在精馏段塔板负荷性能表中画出雾沫夹带线。2.8.2 液泛线（气相负荷上限线）HT+hw=hf+hw+how+hdhow=0.00284E3600LsLw23=0.002841.033600Ls0.723=0.8715Ls23hc=0.051uoCo2VL=0.051VsCoAo2VL=0.051Vs0.80.03720.710848.1=0.04873Vs2he=hw+how=0.68（0.0502+0.8715Ls23）=0.0341+0.5926Ls23hf=hc+he=0.04873Vs2+0.0341+0.5926Ls23hd=0.153LsLwho2=0.153Ls0.70.0212=708.04Ls20.275=0.04873Vs2+0.0341+0.5926Ls23+0.0502+0.8715Ls23+708.04Ls2Vs2=3.91-30.05Ls23-14529.86Ls2在操作范围内，任取几个Ls值，依式（b）算出对应的Vs值，列于下表。式（b）中的Ls-Vs关系数据Ls/m3s0.0005710.00080.0010.0120.0140.0159Vs/m3s1.9231 1.9083 1.8960 1.4426 1.27221.1214依据表中的数据在精馏段塔板负荷性能表中画出液泛线。2.8.3 液相负荷上限线Ls,max=HTAf=0.50.1595=0.0159m3s依式上式在精馏段塔板负荷性能表中画出液相负荷上限线。2.8.4 漏液线（气相负荷下限线）hL=hw+how=0.0502+0.8715Ls23漏液点气速uom=4.40.80.0056+0.130.0502+0.8715Ls23-0.003848.10.710Vs,min=Aouom=0.037uom整理得：Vs,min2=2.296Ls23+0.1849在操作范围内，任取几个Ls值，依式（d）算出对应的Vs值列于下表。式（d）中的Ls-Vs关系数据Ls/m3s0.0005710.00080.0010.0120.0140.0159Vs/m3s0.4480 0.4524 0.4559 0.5525 0.5642 0.5745 雾沫夹带线依据表中数据在精馏段塔板负荷性能表中画出漏液线。2.8.5 液相负荷下限线取平堰堰上液层高度how=0.006m,E1.03how=0.00284E3600Ls,minLw23=0.002841.033600Ls,min0.723=0.006Ls,min=5.71210-4m3s (e)依式（e）在在精馏段塔板负荷性能表中画出液相负荷下限线。2.8.6 操作线与操作弹性操作气液比VsLs=1.022820.00119=859.51过（0,0）和（0.00119, 1.02282）两点，在图中做出操作线。从图中可以看出，操作线的上限由液泛所控制，下限由漏液所控制，其操作弹性为：操作弹性=Vs,maxVs,min=3.81.8=2.1Vs,minVs,max操作线漏液线液相负荷下限线液相负荷上限线雾沫夹带线液泛线（气相负荷上限线）2.9 提馏段的气液负荷计算汽相摩尔流率VV=V=144.04kmolh汽相体积流量VsVs=VMV,m3600V,m=144.0420.1136000.869=0.926m3s汽相体积流量Vh=3334m3h液相回流摩尔流率L=L+F=118.99+372.43=491.42kmolh液相体积流量Ls=LML,m3600L,m=491.4218.6053600953.3=0.00266m3s液相体积流量Lh=9.58m3h2.10 提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.10.1 塔径初选塔板间距HT=0.5m及板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.5-0.06=0.44m按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）LsVsLV0.5=0.002660.926953.30.8690.5=0.0951查Smith通用关联图，得C20=0.098。负荷因子C=C20200.2=0.09850.81200.2=0.063泛点气速umax=CL-VV0.5=0.063953.3-0.8690.8690.5=2.09ms操作气速 取 u=0.7umax=0.72.09=1.46ms。提馏段的塔径D=4Vsu=41.022823.142.5827=0.710m取塔径DT=1000mm，此时操作气速u=4VsDT=40.9263.1412=1.180ms2.10.2. 提馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。2.10.2.1 溢流堰长（出口堰长）Lw 取Lw=0.7DT=0.71=0.7m。堰上溢流强度LhLw=9.580.7=13.68m3mh0.006m（满足要求）hw=hL-how=0.06-0.017=0.043m漏液线2.10.2.3 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af 由LwDT=0.7，查弓形降液管几何关系图得WdDT=0.14，AfAT=0.09,AT=0.785DT2 即Wd=0.168m，AT=0.785m2，Af=0.044m2液体在降液管内的停留时间为：=AfHTLs=0.0440.50.00266=8.27s5s2.10.2.4 降液管的底隙高度ho 液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25ms，取液体通过降液管底隙的流速uo=0.08ms，则ho=LsLwuo=0.002660.70.08=0.048m ho不宜小于0.020.025m，本结果满足要求2.10.3 塔板布置2.10.3.1 塔板分块，因DT=1000mm，将塔板分作3块安装。2.10.3.2 边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度Wc：一般为5070mm，DT2m时，可达100mm。安定区宽度Ws：规定DT1.5m时Ws=100mm。本设计取Wc=60mm，Ws=75mm。2.10.3.3 开孔区面积Aax=DT2-Wd+Ws=0.5-0.168+0.075=0.257mR=DT2-Wc=0.5-0.06=0.44mAa=2xR2-x2+180R2sin-1xR=20.2570.442-0.2572+1800.442sin-10.2570.44=0.4250m22.10.3.4 开孔数n及开孔率取筛孔直径do=5mm，材质为碳钢，厚度=3mm，取tdo=3.0，孔心距t=35=15mm。每层塔板开孔数n=Ao0.785do2=1158103t2Aa=11581031520.4250=2187个每层塔板开孔率=0.907tdo2=0.9079=0.101 （应在5%15%，满足要求）每层塔板的开孔面积Ao=Aa=0.1010.4250=0.043m2气体通过筛孔的孔速uo=VsAo=0.9260.043=21.53ms2.10.3.5 提馏段的塔高Z2Z2=Np2-1HT=11-10.5=5m2.11 提馏段塔板上的流体力学验算2.11.1 气体通过筛板压降hf 和pf 的验算hf=hc+he2.11.1.1 气体通过干板的压降hchc=0.051uoCo2VL=0.05121.530.820.869953.3=0.0337m2.11.1.2 气体通过板上液层的压降hehe=hw+how=hL式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：ua=VsAT-2Af=0.9260.785-0.044=1.250ms动能因子Fa=uaV=1.2500.869=0.0745查表5-35得=0.68he=hL=0.680.06=0.0408m2.11.1.3 气体通过筛板的压降（单板压降）hf 和pfhf=hc+he=0.0337+0.0408=0.0745mpf=Lghf=953.39.810.0745=697Pa0.8kPa（接近要求）2.11.2 液面落差对于筛板塔,液面落差很小,且塔径和液流量都不大,故可忽视液面落差的影响2.11.3 雾沫夹带ev 的验算un=VsAT-Af=0.9260.785-0.044=1.250mseV=5.710-6unHT-Hf3.2=5.710-650.8110-31.2500.5-2.50.063.2=0.00659kg液kg气1.52.0（不会产生过量液漏）2.11.5 液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdHT+hwHd=hf+hL+hdhd=0.153LsLwho2=0.1530.002660.70.0482=0.00096mHd=0.0745+0.06+0.00096=0.135m相对泡沫密度取0.5，则有HT+hw=0.50.5+0.043=0.272mHdHT+hw成立，故不会产生液泛。2.12 提馏段塔板负荷性能图2.12.1 雾沫夹带线ev=5.710-6unHT-Hf3.2式中 un=VsAT-Af=Vs0.785-0.044=1.350VsHf=2.5hL=2.5hw+how=2.50.043+0.00284E3600LsLw23=2.50.043+0.002841.043600Ls0.723=0.1075+2.200Ls23将已知数据代入上式ev5.710-650.8110-31.350Vs0.5-0.1075-2.200Ls233.2=0.00659化简得：Vs=1.0381-5.82Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依式（a）算出对应的Vs值，列于下表。式（a）中的Ls-Vs关系数据Ls/m3s0.0005710.00100.00120.00170.00220.0027Vs/m3s0.9980430.97990.9723780.95520.9396520.925251依据表中数据在提馏段塔板负荷性能表中画出雾沫夹带线。2.12.2 液泛线（气相负荷上限线）HT+hw=hf+hw+how+hdhow=0.00284E3600LsLw23=0.002841.043600Ls0.723=0.8800Ls23hc=0.051uoCo2VL=0.051VsCoAo2VL=0.051Vs0.80.04320.869953.3=0.03929Vs2he=hw+how=0.68（0.043+0.8800Ls23）=0.0292+0.5984Ls23hf=hc+he=0.03929Vs2+0.0292+0.5984Ls23hd=0.153LsLwho2=0.153Ls0.70.0482=135.52Ls20.272=0.03929Vs2+0.0292+0.5984Ls23+0.043+0.8800Ls23+135.52Ls2Vs2=5.09-37.63Ls23-3449.22Ls2在操作范围内，任取几个Ls值，依式（b）算出对应的Vs值，列于下表。式（b）中的Ls-Vs关系数据Ls/m3s0.0005710.00100.00120.00170.00220.0027Vs/m3s2.1976992.1703112.1587262.1316732.1063672.082117依据表中的数据在提馏段塔板负荷性能表中画出液泛线。2.12.3 液相负荷上限线Ls,max=HTAf=0.50.0448.27=0.0027m3s依式上式在提馏段塔板负荷性能表中画出液相负荷上限线。2.12.4 漏液线（气相负荷下限线）hL=hw+how=0.043+0.8800Ls23漏液点气速uom