化工原理二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔项目设计方案

滨州学院化工原理课程设计 I 化工原理二硫化碳 目设计方案 化工原理课程设计任务书 一 设计题目 二硫化碳 二 工艺条件 生产能力： 45000 千克 /小时（料液） 年工作日：每年按 300 天生产日计算 原料组成： 32%的二硫化碳和 68%的四氯化碳（质量分率，下同） 产品组成：馏出液 96%的二硫化碳，釜液 二硫化碳 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度： 58 进料状况： q=凝方式 : 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 回流比：自选 塔型 ： 自定 三 设计内容 1 确定精馏装置流程 2 工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率， 实际塔板数等。 3 精馏塔设备设计计算 如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5 主要附属设备设计计算及选型 (泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型 ) 6 绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图 7 撰写设计说明书 滨州学院化工原理课程设计 目录 前言 . 绪论 . 第一章 设计方案简介 . 1 程的设计及说明 . 2 知参数 . 2 塔依据 . 3 第二章 设计计算 . 3 馏流程的确定 . 4 的物料衡算 . 5 板的确定 . 6 第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 . 6 的工艺条件及物性的数据计算 . 7 馏塔气液负荷计算 . 12 和塔板的主要工艺尺寸的计算 . 12 阀 的流体力学验算 . 13 3. 5 塔板负荷性能图 . 18 3. 6 精馏塔的工艺设计计算结果总表 . 19 第四章 附属设备及主要附件 . 关介质的选择 . 20 发潜热 衡算 . 22 值衡算 . 31 的 选择 与计算 . 32 沸器的选择与计算 . 33 管 . 33 体与封头 . 34 滨州学院化工原理课程设计 沫器 . 34 座 . 35 孔 35 体高度的设计 . 35 汇总 . 36 结 束 语 . 37 参考文献 . 38 结构图 滨州学院化工原理课程设计 1 前言 蒸馏 是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。 在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也 是很早出现的一种板式塔，与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（ 20% 40%）塔板效率（ 10% 50%）而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装，维修都较容易。 筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板 (孔径为 3 8大孔径筛板 (孔径为 10 25类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合 (如分离粘度大、易结焦的物系 )。 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的 业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问题 。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控 制手段的前提下，设计中可大胆选用。 滨州学院化工原理课程设计 2 第一章 设计方案简介 程的设计及说明图 1 板式精馏塔的工艺流程简图 工艺流程：如图 1 所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设 置原料槽。产品槽和相应的泵 ,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。 知参数 : 主要基础数据 : 表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质 项目 分子式 分子量 沸点 ( ) 密度 3/二硫化碳 26 州学院化工原理课程设计 3 四氯化碳 454 2 液体的表面加力 (单位 :mN/m) 温度 8 硫化碳 氯化碳 3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化碳摩尔分率 x 气相中二硫化碳摩尔分率 y 液相中二硫化碳摩尔分率 x 气相中二硫化碳摩尔分率 y 0 塔依据 工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价： （ 1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； （ 2） 塔板效率高； （ 3） 塔板压降低； （ 4） 操作弹性大； （ 5） 结构简单，制造成本低。 而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如 下： （ 1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。 （ 2）气体压降小、板上液面落差也较小。 （ 3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。 因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。 第二章 设计计算 馏流程的确定 二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷滨州学院化工原理课程设计 4 却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图 1所示。 (一 )、料液 及塔顶塔底产品含二硫化碳料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的摩尔分率 0 . 9 6 / 7 6 0 . 9 80 . 9 6 / 7 6 ( 1 0 . 9 6 ) 1 5 4 0 . 0 2 4 / 7 6 0 . 0 4 70 . 0 2 4 7 6 ( 1 0 . 0 2 4 ) 1 5 4 （二）、平均分子量 0 . 4 8 8 7 6 ( 1 0 . 4 8 8 ) 1 5 4 1 1 5 . 9 40 . 9 8 7 6 ( 1 0 . 9 8 ) 1 5 4 7 7 . 5 60 . 0 4 7 7 6 ( 1 0 . 0 4 7 ) 1 5 4 1 5 0 . 3 3 （三）、物料衡算 每小时处理摩尔量 6 2 5 0 6 2 5 0 5 3 . 9 1 /1 2 7 . 4 8FF k m o l 总物料衡算 D W F 易挥发组分 物料衡算 0 . 9 8 0 . 0 4 7 0 . 4 8 8D W F 联立以上三式可得： 2 5 /2 8 /5 3 /D k m o l hW k m o l hF k m o l h板数的确定 （一）理论板 根据二硫化碳 四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度 4 6 . 34 6 . 3 4 8 . 5 4 6 . 5 41 0 0 . 0 8 6 . 0 4 9 8 . 5 1 0 0 . 0D Dt t 进料温度 58 0 . 3 2 / 7 6 0 . 4 8 80 . 3 2 / 7 6 ( 1 0 . 3 2 ) 1 5 4 滨州学院化工原理课程设计 5 塔釜温度 7 6 . 77 4 . 9 7 3 . 1 7 6 . 6 50 2 . 9 6 0 . 0 7 7 6 0W Wt t 精馏段平均温度() 5 2 . 2 72 精 = 提馏段平均温度() 6 7 . 3 32提 根据二硫化碳 四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成： 塔顶处汽相组成 4 8 . 5 4 6 . 5 4 6 . 6 5 4 6 . 5 0 . 7 1 69 3 . 2 1 0 0 . 0 1 0 0 . 0DD 进料处汽相组成 5 9 . 3 5 5 . 3 5 8 5 9 . 3 6 7 . 0 7 %6 3 . 4 7 4 . 7 6 3 . 4FF 塔釜处汽相组成 7 4 . 9 7 3 . 1 7 6 . 7 7 3 . 1 4 . 3 %8 . 2 3 1 5 . 5 5 1 5 . 5 5WW 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度 0 . 9 9 2 6 1 0 . 9 9 2 60 . 9 7 ; 0 . 9 9 2 6 / 2 . 0 4 2 80 . 9 7 由 x 得 进料处 相对挥发度 0 . 6 7 0 7 1 0 . 6 7 0 70 . 3 4 ; 0 . 6 7 0 7 / 1 . 9 5 70 . 3 4 由 x 得 塔釜处相对挥发度 0 . 0 4 3 1 0 . 0 4 30 . 0 4 ; 0 . 0 4 3 / 1 . 9 20 . 0 4 由 x 得 精馏段平均相对挥发度() 2 . 0 02 精 = 提馏段平均相对挥发度() 1 . 9 42 提 （ 1） 平衡线方程 滨州学院化工原理课程设计 6 2 . 6 41 ( 1 ) 1 . 6 4 （ 2） 1111 9 1 0 . 2x （ 3）最小回流比 依公式m i 9 8 0 . 7 1 6 1 . 1 60 . 7 1 6 0 . 4 8 8 取操作回流比m i . 6 1 . 1 6 1 . 8 5 6 (4) 精馏段操作线方程 1 . 8 5 6 0 . 9 8 0 . 6 5 0 . 3 4 31 1 1 . 8 5 6 1 1 . 8 5 6 1x x 按常规 M， T，在图 2 上作图解得： 图 2 二硫化碳、四氯化碳的 上作图解得： (1 1 )层（不包括塔釜），其中精馏段为 6层，提馏段为 (二 ) 全塔效率7 塔内的平均温度为 ,该温度下的平均粘度m0 . 3 4 0 . 6 6 0 . 3 3 0 . 3 0 . 6 6 0 . 6 8 1 . 4 2 8m A B 故 : 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l g 1 . 4 2 8 0 . 5 5 3 (三 ) 实际板数 N 精馏段 : 6 / 1 1精 层提馏段 : 5 . 5 / 1 0提 层第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 工艺条件及物性数据计算 (一 ) 操作压强的计算 顶压强 每层塔板压降 P=： 进料板压强： 12=釜压强： 馏段平均操作压强： 提馏段平均操作压强： P m = (三 ) 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由 xD=得 . 9 8 7 6 ( 1 0 . 9 8 ) 1 5 4 7 7 . 5 6 /M k g k m o l L D m 0 . 9 4 9 7 6 ( 1 0 . 9 4 9 ) 1 5 4 7 9 . 9 7 8 /M k g k m o l ； 进料摩尔质量的计算： V F m 0 . 7 1 6 7 6 ( 1 0 . 7 1 6 ) 1 5 4 9 8 . 1 5 /M k g k m o l ； L F m 0 . 4 8 8 7 6 ( 1 0 . 4 8 8 ) 1 5 4 1 1 5 . 9 4 /M k g k m o l ； 塔釜 摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： W m 0 . 0 4 7 7 6 ( 1 0 . 0 4 7 ) 1 5 4 1 5 0 . 3 3 4 /M k g k m o l L W m 0 . 1 1 5 2 7 6 ( 1 0 . 1 1 5 2 ) 1 5 4 1 4 5 . 0 1 4 /M k g k m o l 精馏段平均摩尔质量： V m ( ) ( 7 7 . 5 6 9 8 . 1 5 ) 2 8 7 . 8 5 5 /M k g k m o l 精； L m ( ( 7 9 . 9 7 8 1 1 5 . 9 4 ) 2 9 7 . 9 5 9 /M k g k m o l 精 )； 提馏段平均摩尔质量： 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l 滨州学院化工原理课程设计 8 V m ( ) ( 9 8 . 1 5 1 5 0 . 3 3 4 ) 2 1 2 4 . 2 4 2 /M k g k m o l 提 ； L m ( ) ( 1 1 5 . 9 4 1 4 5 . 0 1 4 ) 2 1 3 0 . 4 7 7 /M k g k m o l 提 ； （四 ) 平均密度计算： m 不同温度下2位置温度 （） 2()3( / )m 4()3( / )m 2()()顶 224 1543 料口 58 1206 1508 釜 177 1485 、液相密度 塔顶部分 依下式： 1 L B （ 为质量分率）；其中 A =B = 即： 30 . 9 6 0 . 0 41 1 2 5 9 . 9 6 /1 2 6 0 1 2 9 5L m L m k g m ； 进料板处：由加料板液相组成：由 30 . 3 2 1 0 . 3 21 1 4 6 9 . 9 4 /1 2 0 6 1 5 0 8L F m L F m k g m ； 塔釜处液相组成：由 30 . 0 2 4 1 0 . 0 2 41 1 5 8 4 . 8 9 /1 1 7 7 1 4 8 5L W m L W m k g m 故 精馏段平均液相密度： 3L ( ) ( 1 2 5 9 . 9 6 1 4 6 9 . 9 4 ) 2 1 3 6 4 . 9 5 /m k g m 精 ； 提馏段的平均液相密度： 3L ( ) ( 1 4 6 9 . 9 4 1 5 8 4 . 8 9 ) 2 1 5 2 7 . 4 2 /m k g m 提 ； 2、气相密度 滨州学院化工原理课程设计 9 精馏段的平均气相密度 V m ( ) 3V m ( ) p 1 0 5 . 1 5 8 7 . 8 5 5 3 . 4 2 /8 . 3 1 4 ( 5 2 . 2 5 2 7 3 . 1 )m M k g 精精 提馏段的平均气相密度 V m ( ) 3V m ( )p 1 1 3 . 2 1 2 4 . 2 4 2 4 . 9 7 /8 . 3 1 4 ( 6 7 . 2 5 2 7 3 . 1 )mM k g 提提（五）液体平均表面张力 m的计算 不同温度下2塔顶 置温度 （） 2()( / )m4()( / )m进料口 58 釜 相平均表面张力依下式计算，及x 塔顶液相平均表面张力的计算 ： L D m 0 . 9 8 2 8 . 4 1 6 0 . 0 2 2 3 . 6 6 9 2 8 . 4 0 2 /m N m ； 进料液相平均表面张力的计算 L D m 0 . 4 8 8 2 6 . 7 5 9 ( 1 0 . 4 8 8 ) 2 2 . 2 8 6 2 4 . 4 4 /m N m ； 塔釜液相平均表面张力的计算 L W m 0 . 0 4 7 2 4 . 0 8 9 ( 1 0 . 0 4 7 ) 2 0 . 0 6 7 2 0 . 4 0 2 /m N m ； 则： 精馏段液相平均表面张力为： m ( ) /m N m 精 (2=为： m ( ) ( 2 4 . 4 0 2 2 4 . 4 4 ) 2 2 2 . 4 2 /m N m 提液体平均粘度的计算相平均粘度依下式计算，即Lm i ； 塔顶液相平均粘度的计算，由由手册得： 滨州学院化工原理课程设计 10 0 A m P a s ； 0 B m P a s ； 0 . 9 8 0 . 3 3 0 . 0 2 0 . 7 1 0 . 3 3 8L D m m P a s ； 进料板液相平均粘度的计算 ：由8手册得： 0 A m P a s ； 0 B m P a s ； 0 . 4 8 8 0 . 2 8 0 . 5 1 2 0 . 6 4 0 . 0 . 4 6 4 3L F m m P a s ；塔釜液相平均粘度的计算： 由手册得： 0 A m P a s ； 0 B m P a s ； 0 . 0 4 7 0 . 2 5 0 . 9 5 3 0 . 5 1 0 . 4 9 8L W m m P a s ； 馏塔气液负荷计算 精馏段： V=(R+1) D 7 2 /k m o l h () 3V m ( )7 2 . 8 0 8 7 . 8 5 5 0 . 5 1 9 m /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 4 2 精精L= 7 /k m o l h () 3L m ( )4 7 . 3 1 9 7 . 9 5 9 0 . 0 0 0 9 4 m /3 6 0 0 3 6 0 0 1 3 6 4 . 9 5 精精600 m/h 提馏段： 7 2 . 8 0V V k m o l ； ()()3V m ( )7 2 . 8 0 1 2 4 . 2 4 2 0 . 5 0 6 m /3 6 0 0 3 6 0 0 4 . 9 7 提提提； L = L + F = 4 7 . 3 1 + 5 3 . 9 1 = 1 0 1 . 2 2 k m o l / h； ()3L m ( )1 0 1 . 2 2 1 3 0 . 4 7 7 0 . 0 0 2 4 m /3 6 0 0 3 6 0 0 1 5 2 7 . 4 2 提提； L 3 6 0 0 0 . 0 0 2 4 8 . 6 5 m /h h ； 和塔板的主要工艺尺寸的计算 （一）塔径 D 参考下表 初选板间距 板上液层高度 故： 精馏段： 7=州学院化工原理课程设计 11 11220 . 0 0 0 9 4 1 3 6 4 . 9 5( ) ( ) ( ) ( ) 0 . 0 3 60 . 5 1 9 3 . 4 2s 查图表 20C=公式 0 . 2 0 . 220 2 6 . 0 6( ) 0 . 0 6 7 ( ) 0 . 0 7 0 62 0 2 0 ； m a 6 4 . 9 5 3 . 4 20 . 0 6 7 1 . 5 2 /3 . 4 2 m s 取安全系数为 ： u=0.7s 故： 4 4 0 . 5 1 9 0 . 7 8 81 . 0 6 4 ； 按标准，塔径圆整为 则空塔气速为224 4 0 . 5 1 9 1 . 0 3 /0 . 8m 塔的横截面积 2 2 20 . 8 0 . 5 0 344 m 提馏段： 11 22 0 . 0 0 2 4 1 5 2 7 . 4 2( ) ( ) ( ) ( ) 0 . 0 8 3 10 . 5 0 6 4 . 9 7s ；查图 20C=公式： 0 . 20 . 2202 2 . 0 9( ) 0 . 0 6 4 0 . 0 6 5 32 0 2 0 ； m a 2 7 . 4 2 4 . 9 70 . 0 6 5 3 1 . 1 4 3 /4 . 9 7 m s 取安全系数为 m a 7 0 . 7 1 . 1 4 3 0 . 8 0 0 1 /u u m s ； 4 4 0 . 5 0 6 0 . 8 9 70 . 8 4 9 ； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化 ,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸 ; 故 :D 取 的横截面积 : 2 2 20 . 8 0 . 5 0 344 m 滨州学院化工原理课程设计 12 空塔气速为224 4 0 . 5 0 6 1 . 0 0 6 7 /0 . 8m 板间距取 （二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： 精馏段： 1、溢流堰长 ： 0 . 7 0 . 8 0 . 5 6； 2、出口堰高 hw hw=由 = 2 . 52 . 53 . 3 8 4 1 4 . 4 20 . 5 6l m查手册知： E 为 下式得堰上液高度：2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 3 . 3 8 41 . 0 3 0 . 0 0 9 81 0 0 0 1 0 0 0 0 . 5 6 故：L o h 0 . 0 7 0 . 0 0 9 8 0 . 0 0 6 0 2 3、 降液管宽度手册得 / 0 . 1 4 , / 0 . 0 8d f A A故： 2 2 20 . 0 8 0 . 0 8 0 . 8 0 . 0 4 044 m 0 . 0 4 0 0 . 3 3 1 4 . 0 5 ,0 . 0 0 0 9 4 符 合 要 求 4、降液管底隙高度0s 依式计算降液管底隙高度0h， 即：0 00 . 0 0 0 9 4 0 . 0 1 80 . . 5 6 0 . 1 提馏段： 1、溢流堰长 D ，即： 0 . 7 0 . 8 0 . 5 6； 2、出口堰高 w L ow h =h ； 由 / D = 0 / 0 0 2 . 52 . 58 . 6 5 3 6 . 8 60 . 5 6l m查手册知 滨州学院化工原理课程设计 13 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 8 . 6 51 . 0 5 0 . 0 1 8 51 0 0 0 1 0 0 0 0 . 5 6 0 . 0 7 0 . 0 1 8 5 0 . 0 5 1 5 。 1、 降液管宽度降液管面积 /=手册得 / 0 . 1 4 , / 0 . 0 8d f A A 故： 2 2 20 . 0 8 0 . 0 8 0 . 8 0 . 0 444 m 0 . 0 4 0 . 3 3 1 4 . 0 5 ,0 . 0 0 0 9 4 符 合 要 求降液管底隙高度 0s 依式计算降液管底隙高度 0h：即 0 00 . 0 0 2 4 0 . 0 5 3 60 . 5 6 0 . 0 8 （三）塔板布置 1、取边缘区宽度安定区宽度精馏段：依下式计算开孔区面积 2 2 2 12 s i xA x R x R R 其中 0 . 8 0 . 1 1 2 0 . 0 6 5 0 . 2 0 322 W m 0 . 8 0 . 0 3 5 0 . 3 6 522 m 故 : 2 2 2 1 0 . 2 2 32 0 . 2 2 3 0 . 3 6 5 0 . 2 2 3 0 . 3 6 5 s i 0 0 . 3 6 5A 提 馏段：依下式计算开孔区面积 2 2 2 12 s i x R x 2 2 2 1 0 . 4 0 32 0 . 4 0 3 0 . 6 1 5 0 . 2 2 3 0 . 6 1 5 s i 0 0 . 6 1 5 滨州学院化工原理课程设计 14 =m 其中 0 . 8 0 . 1 8 2 0 . 0 6 5 0 . 4 0 322 W m 0 . 8 0 . 0 3 5 0 . 6 1 522 m 3 4 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 （ 1）浮阀数计算及其排列 预先选取阀孔动能因子0=10F，由于0 0 可求阀孔气速00 5 . 4 1 /3 . 4 2m s 阀孔直径由所选浮阀型号决定，常用 9d 22000 . 5 1 9 810 . 0 3 9 5 . 4 144 浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按 7 5 6 5t m m t m m、 （底边长）的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为 205 . 3 6 /4m 0阀孔动能因数为 00 5 . 3 6 0 . 5 1 9 9 . 9 1 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 9 12 范围内故此阀孔实排数适用。 开孔率 0 . 7 2 0 1 3 . 4 0 %5 . 3 6 此开孔率在 10%围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 滨州学院化工原理课程设计 15 3 板流体力学验算 计算气相通过浮阀塔板的静压头降 每层塔板静压头降可按式P c lh h h h 计算。 (1)干板阻力 1 . 8 2 51 . 8 2 5 7 3 . 1 7 3 . 1 5 . 3 5 /3 . 4 2m s 因00可用 0 . 1 7 5 0 . 1 7 50 5 . 3 61 9 . 9 1 9 . 9 0 . 0 0 3 71 3 6 4 . 9 5c (2)板上充气液层阻力 本设备分离的苯和甲苯混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层高度 h 所以依式Ll 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 (3)计算液体表面张力所造成的阻力 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。因此，气流 经一层，浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为 0 . 0 / 3 7 0 . 0 3 5 0 . 0 3 8 7 换算成单板压降 0 . 0 3 8 7 1 3 6 4 . 9 5 9 . 8 1 5 1 8 . 2 0 5 3 0f p LP h g P a P a (设计允许值 ) 3 4 2 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管中清液层高度 ()d T h 用 d p l dH h h h 计算 (1)气体通过塔板的压强降相当的液柱高度(2)液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，所以可用式 滨州学院化工原理课程设计 16 2s 0 . 0 0 0 9