分离苯-乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔毕业论文.doc

学 生 ： 学 院 ： 专 业 ： 指导老师： 设计时间： 目录一、 课程设计任务书 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 1二、 设计题目及原始条件 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2三、 前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3四、 物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4五、 热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4六、 塔板工艺尺寸计算(精馏段)- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -61、塔径 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 72、溢流装置 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -73、塔板布置及浮阀数目与排列 - - - - - - - - - - - - - - - - - - -7七、 塔板流体力学验算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -81、气相通过浮阀塔板的压强降- - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8 2、淹塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 3、雾沫夹带 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8八、 塔板负荷性能图 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -81、雾沫夹带线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8 2、液泛线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 3、液相负荷上限线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -9 4、漏液线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 5、液相负荷下限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9九、计算结果十、塔板工艺尺寸，流体力学验算，负荷性能图(提馏段) - - - - - -10十一、参考文献- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -13 课程设计任务书学生姓名： 专业班级： 指导教师： 题 目：分离苯乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。工艺条件及数据：原料液量13000kg/h，含苯42%(质量分率，下同)，料液可视为理想溶液；馏出液含苯98%，残液含乙苯97%；泡点进料。操作条件：常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)；冷却水进口温度30，出口温度40；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 设计内容：物料衡算，热量衡算；塔板数，塔径计算；溢流装置，塔板设计；流体力学计算，负荷性能图。设计成果：设计说明书一份；设计图纸三张为：浮阀塔工艺条件图，塔盘布置图，负荷性能图。1、设计题目分离苯乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。2、原始数据：工艺条件及数据：原料液量13000kg/h，含苯42%(质量分率，下同)，料液可视为理想溶液；馏出液含苯98%，残液含乙苯97%；泡点进料。操作条件：常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)；冷却水进口温度30，出口温度40；设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 前言在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广，量大。据统计，塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量，在整个过程设备中所占的比例都相当高。塔设备的作用是实现气（汽）液相或液液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的目的，塔设备广泛用于蒸馏，吸收，介吸（气提），萃取，气体的洗涤，增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等；按内部结构分有填料塔，板式塔。目前工业上应用最广泛的还是填料塔和板式塔。填料塔属于微分接触型的气液传质设备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。填料塔和板式塔均可用于蒸馏，吸收等气液传质过程，但两者之间选型时应考虑诸多方面。在进行选型时以下情况可以优先考虑填料塔：在分离程度要求较高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可以采用新型填料塔以降低塔的高度；对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；具有腐蚀性的物料，可选用填料塔，因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷，塑料等；容易发泡的物料，宜选用填料塔，因为在填料塔内，气相主要不以气泡形式通过液相，可减少发泡的危险，此外，填料还可以使泡沫破碎。下列情况可优先选用板式塔：塔内液体滞液量较大，要求塔的操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，要求操作易于稳定；液相负荷较小，因为这种情况下，填料塔会由于填料表面湿润不充分而降低其分离效率；含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大，堵塞的危险较小；在操作过程中伴随有放热或需要加料的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热盘管；需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现，此外，塔板上有较多的滞液量，以便与加热或冷却管进行有效地传热。实践证明，在较高压力下操作的蒸馏塔仍读采用板式塔，因为在压力较高时，塔内气液比过小，以及由于气相返混剧烈等原因，填料塔的分离效果往往不佳。板式塔的种类很多，按塔板的结构可以分为：泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，舌形塔等。目前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。泡罩塔是工业应用最早的板式塔。它的优点是操作弹性大，因而在负荷波动范围较大时，仍能保持塔的稳定操作及较高的分离效率；气液比的范围大，不易堵塞等。其缺点是结构发杂，造价高，气相压降大，以及安装维修麻烦等。目前只在某些情况如生产能力大，操作稳定性要求高，要求有相当稳定的分离能力等时才考虑使用。浮阀塔因具有优异的综合性能，在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点：生产能力大，比泡罩塔提高20%40%；操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善；塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60%80%左右。其缺点：在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；浮阀阀片有卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。筛板塔也是应用历史较久的塔型之一，与泡罩塔相比，筛板塔结构简单，成本低，板效率提高10%15%，安装维修方便。近年发展了大筛孔，导向筛板等多种筛板塔。无降液管塔是一种典型的气液逆流式塔，塔盘上无降液管。优点是：由于没有降液管，所以结构简单，加工容易，安装维修方便；因节省了降液管所占的塔截面，允许通过更多 的蒸汽量，因此生产能力比泡罩塔大20%100%；因为塔盘上开孔率大，栅缝或筛孔处的气速比溢流式塔盘小，所以压降小，比泡罩塔低40%80%，可用于真空蒸馏。缺点：板效率比较低，比一般板式塔低30%60%，但因这种塔盘的开孔率大，气速低，形成的泡沫层高度较低，雾沫夹带量小，所以可以降低塔板的间距，在同样分离条件下，塔总高与泡罩塔基本；操作弹性较小，能保持较好的分离效率时，塔板负荷的上下限之比约为2.53.0。 舌型塔是应用较早的斜喷射型塔。结构简单，安装检修方便，但这种塔负荷弹性较小，塔板效率较低，因此使用受到一定限制。物料衡算：进料组成： XF=（42/78）（42/78+58/76） =0.4960 XD=（98/78）（98/78+2/106) =0.9852 XW=（ 3/78）（3/78+97/106） =0.0403原料液的平均摩尔质量： MF= 0.4960*78 +（10.4960）*106 = 92.112全塔的物料衡算：F=13000/92.112 =141.13 Kmol/h F= D+W F XF =D XD +W XW 把已知数据带入上式，得 141.3=D+W 141.3*0.4960=D*0.9852+W*0.0403 解得 D=68.06 Kmol/h W=73.07 Kmol/h热量衡算：求相对挥发度： Lg Po = A B（t+C） 查表得： A B C苯 6.0231206.35 220.24 乙苯 6.079 1421.91 212.93将P=101.325 KPa代入式,在分别代入苯和乙苯的A,B,C。求得苯的沸点为80.0488,乙苯的沸点为136.1520。Lg PAo = 6.0231206.35/ (136.1520+220.24) 得 PAo =434.614Lg PBo = 6.0791421.9 / ( 80.0488 +212.93) 得 PBo = 16.815在80.0488136.1520间分成七段： t8088 96 104 112 120 128136PAo101.325128.626161.560200.657246.627300.203362.131434.614PBo16.81522.59229.94339.12850.46064.28480.969101.325 x 10.743 0.542 0.385 0.259 0.1570.072 0 y 10.943 0.8650.762 0.631 0.465 0.257 06.02585.69355.39545.12824.88754.67004.47254.2893 m = (5.6935*5.3954*5.1285*4.8875*4.6700*4.4725)1/6 = 5.02作txy图，见附图一，由XD=0.9852，XW=0.0403 查得：塔顶t=82.5 塔底t=129.5,由手册1查得, t=82.5 乙苯 =20 mN/m 苯 = 21 mN/mt=129.5乙苯 =14.9 mN/m 苯 = 15 mN/m 顶=苯*XD+乙苯*(1XD )21*0.9852+20*(10.9852) =20.9852 mN/m 底=苯*XW+乙苯*(1XW )15*0.0403+14.9*(10.0403) =14.90403 mN/m求Rmin ,Nmin Rmin = 1/（1）*XD / XF（1 XD）/（ 1XF ）=1（51）*0.98520.49605（10.9852）（10.4960）=0.46Nmin = Lg XD /(1XD)*(1XW)/ XD / Lgm 1 = Lg0.9852/(10.9852)*(10.0403)/0.0403 / Lg 5.02 1= 3.55通过R=1.17.5 Rmin ，求 （R Rmin）/（R+1），根据李德方程式Y=0.5458270.591422X+0.002743/X，求出（NNmin）/（N+2）画RN图，见附图二 ： 1.11.21.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2.03.06.07.07.5（R Rmin）/（R+1）0.0310.0590.0860.1120.1360.1590.1810.2010.2210.2400.3870.6120.6540.654（N Nmin）/（N+1）0.620.560.530.500.490.470.450.440.430.420.320.190.180.16R0.5060.5520.5980.6440.6900.7360.7820.8280.8740.9201.382.763.223.45 N12.6110.619.819.108.888.478.097.917.747.576.164.854.774.76由图得， Ropt = 0. 640 Nopt = 9.5 10塔高 在塔顶,塔底温度下的粘度2,如下表：82.5129.5苯0.306 cp0.172 cp乙苯0.388 cp0.232 cp 顶 = 0.306 XD +0.388(1XD) =0.307 cp 底 = 0.172 XW +0.232(1XW) =0.230 cp = (顶 +底) / 2 = 0.268 cp 全塔效率 ET =0.49()-0.245 =0.455 NP = NT / ET =10/0.455 =22块 Z =( NP 1)* HT =(221)*0.45 =9 m求LS , VS 精馏段： M=78* XD +106*（1XD）=78*0.9852+106*(10.9852) = 78.41 g/mol 由化工原理上册附录查得, 20时, 苯 =880 Kg/m3 ，乙苯 =867 Kg/m3 由于液体密度随温度变化不大，因此可视为定值。 L =880 XD +867（1XD）=880*0.9852+867*(10.9852)=879.81 Kg/m3 V =PM/RT顶 = 101.325*78.41 / 8.315*(273+82.5) = 2.69 Kg/m3对精馏段进行物料衡算： V =L+D=（R+1）D =（0.640 +1）*68.06 = 111.61 Kmol/h L =RD =0.640 *68.06 =43.55 Kmol/h VS =V *M / 3600*V =112.02*78.41 / 3600*2.69 =0.904 m3 / S LS =L*M / 3600*L = 43.55*78.41 / 3600*879.81=0.0011 m3 / S提馏段： M = 78*0.0403+106*(10.0403) =104.87 g/mol L =880 XW +867（1XW）=880*0.0403+867*(10.0403)=867.52 Kg/m3 V =PM/RT第 = 101.325*104.87 / 8.315*(273+129.5) = 3.17 Kg/m3 V =V =111.61 Kmol/h L = L+qF = 43,55+1*141.13 = 185.16 Kmol/h VS =V *M / 3600*V =111.61*104.87 / 3600*3.17=1.029 m3 / S LS =L*M / 3600*L = 43.55*104.87 / 3600*867.52=0.0062 m3 / S热量衡算 由手册3查得：82.5 苯 =129Kcal / Kg=42260.4 KJ/Kmol 乙苯 =10.2 Kcal / g分子=42840 KJ/Kmol129 苯 =152.8Kcal / Kg=50057.28KJ/Kmol 乙苯 =9.02Kcal / g分子=37884KJ/Kmol 顶 =苯 *XD +乙苯(1XD)=42260.4*0.9852+42840*(10.9852) = 42268.98 KJ/Kmol 底 =苯 *XW+乙苯(1XW)=50057.28*0.0403+37884*(10.0403) = 38374.58 KJ/Kmol对精馏段：Q =V*=W水 *CPC *（t2 t1） W水 = V* / CPC *（t2 t1）=111.61*42268.98/ 4.174*(4030)=113024.45Kg/h对提馏段：加 =(2258.4 KJ/Kg) / (1/18 Kmol/Kg) =40651.2 KJ/Kmol Q = V* +QL = V加*加 V* = 0.95 V加*加 V加 = V* / 0.95加 =111.61*38374.58/ 0.95*40651.2=110.90 Kmol/h精馏段 塔板工艺尺寸计算：塔径： 欲求塔径应先求出空塔气速 u ，而 u =（安全系数）* umax umax = C*（LV）/V1/2 C可由史密斯关联图查出，横标的数值为： （Lh / Vh）*（L / V ）1/2 = （0.0011/ 0.904）*（879.8/ 2.69）1/2 =0.022 取板间距HT = 0.045 m ，取板上液层高度hL = 0.05 m ，则图中参数值为 HT hL = 0.450.05 =0.40 m 根据以上数值，由史密斯关联图查得C20 =0.085 。因物系表面张力=21 mN/m ，校正，即C = C20 (/20)0.2 = 0.086 ，则 umax = 1.553 m/s 取安全系数为0.8，则空塔气速为 u =0.8* umax = 0.8*1.553 = 0.963 m/s 塔径 D = （4* VS / u）1/2 =（4*0.904 / *1.242）1/2 = 0.963 m 按标准塔径圆整为D = 1 m ，则塔截面积 AT = D2 /4 = 0.785 m2 实际空塔气速 u =0.904/ 0.785 = 1.51 m/s溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：堰长lW ：取堰长lW = 0.6 D，即lW = 0.6*1=0.6 m出口堰高hW ：hW =hL hOW ，采用平直堰，堰上液层高度hOW可依 hOW = （2.84/1000）*E*(Lh/ lW )2/3 计算，近似取E=1，则可根据化工原理下册列线图3-查出hOW 值。因lW =0.6 m，Lh =0.0011*3600 = 3.96 m3 /h，由该图查得 hOW = 0.01 m ，则hW = 0.04 m 。堰高hW 一般在0.030.05 m范围内，因此符合要求。弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af ：用化工原理下册图3-10求取 Wd及 Af ，因为lW / D =0.6，由该图查得：Af / AT= 0.0550，Wd / D = 0.110，则 Af = 0.550*0.785 = 0.043 m2 Wd = 0.110*1 =0.110 m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 = 3600* Af * HT / Lh = Af * HT / LS = 0.043*0.110 / 0.011 = 17.59 s 停留时间5 s ,故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600*lW * uo ） = LS / （lW * uo ） 取降液管底隙处液体流速 uo = 0.08 m/s ，则 ho = 0.0011 / （ 0.6*0.08 ）=0.029 m 取 ho =0.03 m 小塔 一般取2530 mm，故符合要求。塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 Fo = 12，用下式求孔速 uo ， uo = Fo / （V ）1/2 = 12 / （2.49 ）1/2 = 7.32 m/s 依下式求每层塔板上的浮阀数，即 N = VS / （* d2o * uo /4 ）= 0.904/ （* 0,0392* 7.32 /4 ） = 103 取边缘区宽度 WC = m ，破沫区宽度 WS = m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即 AS = 2*x*（R2x2）1/2 + * R2 * arcsin（x/R）/ 180 R =D/2 WC = 1.0/2 0.04 =0.46 m x = D/2 （Wd + WS ）= 1.0/2 （0.110+ 0.06） =0.33 m AS =2*0.33*（0.4620.332）1/2 + *0.462 * arcsin（0.33/0.46）/ 180 = 0.550 m2 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t，即 t = AS / (N*t) = 0.550/(103*0.075) =0.072 m= 72 mm 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 72 mm，而应小于此值，故取t = 65mm = 0.065 m 。 按t=75 mm，t= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，见附图三,排得阀数 95 个。 按N= 95重排核算孔速及阀孔动能因数： uo = 0.904 / *（0.039）2 *95 /4 = 7.97m/s Fo = 7.97 *（ 2.69 ）1/2 = 12 阀孔动能因数Fo 变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率 = u / uo = 1.242 /7.97 * 100% = 15.58 %塔板流体力学验算：气相通过浮阀塔板的压强降 可根据下式计算塔板压强降，即 hP = hC + h1 + h干板阻力：由下式计算，即uoc =（73.1 /V）1.825 = (73.1/2.69）1.825 = 6.10 m/s 因uo uoc ，故按下式计算干板阻力，即 hC =5.34*V *u 2o /（L *2 *g） = 5.34*2.69 *8.45 2 /（879.81*2 *9.81）= 0.059 m液柱板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 o = 0.5 。根据下式知，h1 =o * hL =0.5 * 0.05 = 0.025 m液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 hP =0.059 + 0.025 = 0.084 m液柱则 单板压降 PP = hP *L *g = 0.084*879.81 *9.81 = 725.0 Pa淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd（HT + hW ） 。Hd 可用下式计算，即 Hd = hP + hL + hd与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP ：前已算出 hP = 0.084 m液柱液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即 hd = 0.153*（LS / lW * ho ）2 = 0.153*（ 0.0011 / 0.6 * 0.026）2 = 0.00076 m液柱板上液层高度：前以选定板上液层高度为 hL =0.050 m则 Hd = 0.084 + 0.05 +0.00076 = 0.135 m取= 0.5 ，又已选定 HT = 0.45 m，hW =0.04 m。则 （HT + hW ）= 0.5 （ 0.45 +0.04 ）= 0.245 m可见Hd（HT + hW ），符合防止淹塔的要求。雾沫夹带 按下式计算泛点率，即 泛点率 = VS *V/（LV）1/2 +1.36 LS ZL /K CF AT *100%或 泛点率 = VS *V/（LV）1/2 /0.78K CF AT *100%板上液体流径长度 ZL =D2 Wd = 1 2* 0.11 = 0.78 m 板上液流面积 Ab = AT 2 Af = 0.785 2* 0.043 = 0.699 m2苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数K=1.0，又由化工原理下册图3-13查得泛点负荷系数CF = 0.126 ，将以上数值代入下式得泛点率 = 0.908* 2.69 /（ 879.81 2.69 ）1/2 +1.36 *0.0011 * 0.78/ 1.0*0.126* 0.699 *100% = 58.36 %又得 泛点率 =0.908*2.69 /（ 879.81 2.69）1/2 / 0.78 *1.0 *0.126* 0.785 *100% =65.18%根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV 5 s ,故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600*lW * uo ） = LS / （lW * uo ） 取降液管底隙处液体流速 uo = 0.25 m/s ，则 ho = 0.0062/ （0.8 *0.25 ）= 0.031m 符合要求塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 Fo = 12 ，用下式求孔速 uo ， uo = Fo / （V ）1/2 = 12/（3.18）1/2 = 6.73 m/s 依下式求每层塔板上的浮阀数，即 N = VS / （* d2o * uo /4 ）= 1.03 / （* (0.039)2 * 6.73 /4 ） = 128.2129 取边缘区宽度 WC = 0.04 m ，破沫区宽度 WS =0.06 m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即 Aa = 2*x*（R2x2）1/2 + * R2 * arcsin（x/R）/ 180 R =D/2 WC = 1.0/2 0.04 = 0.56m x = D/2 （Wd + WS ）=1.0/2（0.146+0.06）= 0.294 m Aa =2*0.294*（0.5620.2942）1/2 + * 0.562 * arcsin（0.294/0.56）/ 180 =0.742 m2 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t =75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t，即 t = Aa / (N*t) =0.756/(129*0.075) = 0.077 m=77 mm 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 77mm，而应小于此值，故取t =65 mm = 0.065 m 。 按t=75 mm，t= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，如附图五，排得阀数 107 个。 按N= 129 重排核算孔速及阀孔动能因数： uo = 1.03 / *（0.039 ）2 * 107 /4 = 7.06 m/s Fo =7.06 *（ 3.17 ）1/2 = 12.0 阀孔动能因数Fo 变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率 = u / uo = 0.912 / 7.06 * 100% = 12.9 %塔板流体力学验算：气相通过浮阀塔板的压强降 可根据下式计算塔板压强降，即 hP = hC + h1 + h干板阻力：由下式计算，即uoc =（73.1 /V）1.825 = (73.1/3.17）1.825 =5.58 m/s 因uo uoc ，故按下式计算干板阻力，即 hC =5.34*V *u 2o /（L *2 *g） = 5.34*3.17*6.692 /（867.52*2 *9.81）= 0.045 m液柱板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 o = 0.5 。根据下式知，h1 =o * hL =0.5 * 0.07= 0.035 m液柱液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为 hP =0.045 + 0.035 = 0.080 m液柱则 单板压降 PP = hP *L *g = 0.080 *867.52 *9.81 = 680.83 Pa淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd（HT + hW ） 。Hd 可用下式计算，即 Hd = hP + hL +