乙醇水溶液连续精馏塔的设计资料

1、目录绪论 1第一章 精馏原理及化工上的应用 2第二章 设计方案的确定及流程说明 -42.1 塔型选择 42.2 操作流程 5第三章 塔的工艺计算 63.1整理有关数据 63.2理论塔板数的确定 63.3 全塔物料衡算 63.4进料板组成 73.5 全塔总效率的估算和实际塔板的求取第四章 塔的工艺条件及物性计算 1010. 11 11. 12 14 15 15 1618 194.1 平均温度 4.2 操作压强 4.3 平均摩尔质量 4.4 平均密度 4.5 平均粘度的计算 4.6 相对挥发度的计算 4.7 表面张力的计算 4.8 气液相质量流量和体积流量的计算4.9 塔径的计算 第五章 塔板主要

2、工艺尺寸的计算 5.1 溢流装置 195.2 浮阀数及排列方式 21第六章 塔板的流体力学验算 2323 26 26 27 26 296.1 塔板压降 6.2 降液管液泛校核 6.3 液体在降液管内停留时间6.4 雾沫夹带量校核 6.5 严重漏液校核 第七章 塔板负荷性能图 7.1漏液线 297.2液沫夹带线 287.3 液相负荷下限线 297.4 液相负荷上限线 307.5 液泛线 31参考文献 36摘 要：本设计是以乙醇一一水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀 塔是化工生产中主要的气液传质设备， 此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行分析， 选 取，计算， 核算， 绘图等

3、， 是较完整的精馏设计过程。 通过逐板计算得出理论板数为 41 块， 回流比为 5.46 算出实际板数为 106 块，进料位置为第 94 块，通过板式塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键字：乙醇、水、二元精馏，筛板式连续精馏精馏塔 第一章 精馏原理及化工上的应用1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部 分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的 A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底 部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔

4、顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高 沸点组分则留在塔底。1.2 精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心 为精馏塔。 常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类， 通称塔设备，和其他传质过程一样， 精馏 塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于 达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性： 当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较

5、大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4 常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。本次课程设计是分离乙醇水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点：(1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用(2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。(3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。 优点是结构简单， 压降较小， 造价便宜， 抗堵性强。第二章 设计方案的确定及流程说明

6、根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 1.5 万 t/ 年，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的 影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.1 设计思路首先， 乙醇和水的原料混合物进入原料罐， 在里面停留一定的时间之后， 通过泵进入原 料预热器， 在原料预热器中加热到泡点温度， 然后，原料从进料口进入到精馏塔中。气相混 合物在精馏塔中上升， 而液相混合物在精馏塔中下降。 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器 中，这些气相混合物被降温到泡点， 其中的部分液态进入到塔顶产品冷却器中， 停留一定的 时间然后进入乙醇的储罐， 而另

7、一部分重新回到精馏塔中， 这个过程就叫做回流。 液相混合 物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中， 一部分进入再沸器， 在再沸器中被加热到泡点 温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程， 而进料口不断有新鲜原料的 加入。最终，完成乙醇和水的分离。2.1 设计流程乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上塔釜升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐 采用直接蒸汽加热。第三章塔的工艺计算3.1整理有关数据已知原料中乙醇组成为 30% （质量分数，下同），馏出液组成为95%，釜底液组成不高于0.2%，乙醇的摩尔质量为

8、46.07 kg/kmol ;水的摩尔质量18.02 kg/kmol，将用质量分数所表示的乙醇的组成换算成用摩尔分数表示，原料液组成：Xf馏出液组成：Xd釜底液组成：Xw30/46.0730/46.07 70/18.0295/46.0795/46.07 5/18.020.1440.8810.2/46.070.2/46.07 99.8/18.020.000783进料液平均摩尔质量为:Mf0.144 46.070.856 18.0222.059 kg/kmol馏出液平均摩尔质量为:Md0.881 46.070.119 18.0242.732 kg/kmol釜底液平均摩尔质量为;0.000783 4

9、6.070.999217 18.0218.042kg/kmol3.2理论塔板数的确定根据附录汽液相平衡数据作出t-x-y相图图解法： 根据汽液相平衡数据在x-y相图上画出相平衡曲线，并画出对角线作为辅助线。 q线的画法：由于冷液进料q = 1，过e （ xf , xf ）向上作垂线ef即可得到q线。 由于平衡曲线具有下凹部分，过a点作切线与平衡曲线相切于g点，与纵轴交于点b0 ,Xd/（ Rmin +1）并与q线交于d点求出切线在纵轴上的截距 勺竺810.20，得Rmin=3.41Rmin 1Rmin1操作回流比取最小回流比的1.6倍，即R=3.41X 1.6=5.46R1 精馏段操作线的画法

10、：精馏段操作线方程yxxD与对角线的交点为R 1 R 1a（XD,xD），求出精馏段操作线在纵轴上的截距Xd/（r+1）=0.881/（5.46+1）=0.136，在纵轴上标出点b'直线ab'即为精馏段操作线。精馏段操作线与q线的交点为d'。 提馏段操作线的画法：提馏段操作线与对角线的交点为c（Xw,Xw）,连接° d两点即得到提馏段操作线cd ' 画阶梯求得理论塔板数为41块（由于直接蒸汽加热没有再沸器），进料板位置为37,精馏段理论板数为36，提馏段理论板数为5。3.3全塔物料衡算按年运行时间平均为 300天，每天开动设备 24小时计算，产品流量为

11、38690"年馏出液流量D 38690 1000125.83kmol/h总物料易挥发组分42.704 300 24F V0 D WFx F V 0y0 Dx D Wxw般情况下y0 =0精馏段操作线方程:Yn 10.845xn0.136将Xq = Xf =0.144代入精馏段操作线方程得yq =0.258，即点 d 坐标为(0.144,0.258)提馏段操作线方程:WWym 1xmXWV。V。将点d坐标代入提馏段操作线方程得:W=1.78V0联立解得：V0 836.02 kmol/h W 1488.12 kmol/h F 777.93kmol/h精馏段:液体流量蒸汽流量提馏段：L=R

12、D=5.46X 125.83=687.03kmol/hV=(R+1)D=(5.46+1)X 125.83=812.86kmol/h液体流量 L'=W=1488.12kmol/h蒸汽流量 V'=V0=836.02kmol/h进料：乙醇流量：777.93 X 0.144=112.02kmol/h水的流量：777.93-112.02=665.91kmol/h馏出液：乙醇流量： 125.83 X 0.88仁110.86kmol/h水的流量：125.86-110.86=14.974kmol/h釜液：乙醇流量：1488.12X 0.000783=1.1652kmol/h水的流量：1488.

13、12-1.1652=1486.95kmol/h3.4进料板组成由x-y相图可知进料板乙醇摩尔分率为xF 0.14 yF 0.49则体积分率为0.14 46.070.30.14 46.07(1 0.14) 18.023.5全塔总效率的估算和实际塔板的求取塔顶与塔底的平均温度 tm (99.60 78.17)/288.89 C由t-x-y相图查出该温度下溶液的组成x 0.062 y 0.364其相对挥发度为：a y(1x)°.364(1°.062)8.66x(1y)0.062(10.364)根据醇类液体粘度表2，利用内插法算出该温度下乙醇粘度为0.435mPa s根据水的粘度表

14、1，由内插法算出该温度下水的粘度为0.3206mPa s乙醇一水混合液在该温度下的粘度为：比100.062 lg0435 0.938 lg0.32060.3267全塔总效率：Et 0.49( a Q 0.2450.49 (8.66 0.3267) 0.2450.3798实际塔板数：Nt 141 1NpT106Et0.3798精馏塔工艺参数汇总RminRN1N2NtEtNp3.415.46365410.3798106乙醇(kmol/h)水(kmol/h)总量(kmol/h)进料F112.02665.91777.93馏出液D110.8614.974125.83釜液W1.16521486.95148

15、8.12加热蒸气V0836.02836.02第四章塔的工艺条件及物性计算4.1平均温度由t-x-y相图读出进料板、塔顶、塔釜温度分别为:tp 84.70 C tD78.17 C tw 99.60 C精馏段的平均温度：tm (78.17 84.70)/281.44 C提馏段的平均温度：tm (84.70 99.60)/292.15 C4.2操作压强Pm塔顶压强PD=101.3kPa,取每层塔板压强厶 P=0.5kPa则进料板压强 PF =101.3+36 x 0.5=119.3kPa塔釜压强 FW =119.3+5 x 0.5=121.8kPa精馏段平均操作压强Fm =(101.3+119.3)

16、/2=110.3kPa提馏段平均操作压强Fm=(119.3+121.8)/2=120.6kPa4.3平均摩尔质量根据乙醇一水的t-x-y相图可知：进料板:Xf0.14y0.49M LF0.1446.070.8618.0221.95 kg/kmolM VF0.4946.070.5118.0231.76 kg/kmol塔顶：xDyD0.881MldMvd 0.881 46.07 0.119 18.02 42.73kg/kmol塔底：xW 0.000783yW 0.0095M lw 0.000783 46.070.999217 18.0218.04 kg/kmolM vw 0.0095 46.07

17、0.9905 18.0218.29 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量:M l (42.73 21.95)/232.34 kg/kmolMv (42.73 31.76)/237.25 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量：M l' (21.95 18.04) /220.00 kg/kmolM v' (31.76 18.29) / 225.02 kg/kmol4.4平均密度根据醇类液体密度表2，乙醇密度:温度c6080100密度kg / m3765.7742.3717.4根据水的密度表1温度c60708090100密度kg / m3983.2977.8971.8965.3958.4

18、由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的乙醇的密度分别为:333736.45 kg/m、744.44 kg/m、717.90 kg/m由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的水的密度分别为：968.75 kg / m3、972.90 kg / m3、958.68 kg /m3进料板溶液密度:馏出液密度:pF885.00 kg / m30.3/736.45 0.7 968.751Pld釜底液密度：pLW753.28 kg / m30.95/744.44 0.05/972.910.002/717.90958.04 kg / m30.998/958.68精馏段液相平均密度:pL(885.

19、00 753.28)/2 819.14 kg /m3提馏段液相平均密度:PL,(885.00958.04)/ 2921.52 kg / m3根据p PM求得RT精馏段汽相平均密度:Pv110.3 37.258.314 (273.15 81.44)1.394提馏段汽相平均密度:120.6 25.028.314 (273.15 92.15)0.99354.5平均粘度的计算根据醇类液体粘度表2，乙醇粘度:温度c6080100粘度mPa s0.6010.4950.361由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的乙醇的粘度分别为:0.463mPa s、0.505mPa s、0.364mPa s根据水

20、的粘度表1，由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底相应温度下的水的粘度分别为:0.3367mPa s、0.3647mPa s、0.2850mPa s根据lg刚 Xi lg ,进料板溶液粘度：止F 100.14 lg0463 °86 lg0.33670.3521 mPa s釜底液粘度： 呗1 00.000783 lg0.364 0.999217 lg0.2850 0.2851 mPa s精馏段溶液平均粘度：乙 (0.3521 0.4858)/2 0.4190mPas提馏段溶液平均粘度： (0.3521 0.2851)/2 0.3186mPa- s4.6相对挥发度的计算根据相平衡曲线，X (

21、 mol%)Y (mol%)进料板0.140.49塔顶0.8810.881塔底0.0007830.0100进料板溶液相对挥发度：aF册躊治隠590馏出液相对挥发度:yA(1Xa)0.881(10.881)1xA(1yA)0.881(10.881)XiTic，已知乙醇的临界温度Tc=516.15K,水的临界温度 Tc=647.35K釜底液相对挥发度：yA(1 Xa)0.。1(10.000783)12.89xA(1 yA)0.000783 (1 0.01)4.7表面张力的计算混合液体的临界温度Tmc可利用下式求得:进料板：Tmc=0.14X 516.15+0.86 X 647.35=628.98K

22、塔顶：Tmc =0.881 X 516.15+0.119 X 647.35=531.76K鱼T2T1塔底：Tmc =0.000783 X 516.15+0.999217 X 647.35=647.25K乙醇一水混合液的表面张力可利用下式求得:25 C下醇类水溶液的表面张力2，如下表:质量分率%20406080100表面张力mN/m37.929.625.123.622.0由内插法分别算出进料板、塔顶、塔底25C下的乙醇水溶液的表面张力分别为:22.86mN/m、23.74mN/m、71.90mN/m则相应温度下，、卄必*°628.98 (84.7 273.15),12 oo QC dQ

23、 nn进料板：SF 22.86 18.00 mN/m628.98 (25 273.15)塔顶：531.76 (78.17 273.15)” "一 cSD 23.7417.41 mN/m531.76 (25 273.15)塔底：647.25 (99.6 273.15)1.2 71.9053.88 mN/m647.25 (25 273.15)精馏段平均表面张力：S (SF 屯)/2 (18.00 17.41)/2 17.71 mN/m28.02m3/h提馏段平均表面张力：S (SF讯)/2 (18.00 53.88)/2 35.94mN/m进料液：wF M f 777.93 21.951

24、7075.6kg/hL fMfP777.93 21.953 亠19.29m /h 885馏出液：wdMd 125.83 42.735376.7kg/hL dMdP125.83 42.733 /u7.14m /h753.28釜底液：wwMw 1488.12 18.0426845.7kg/h4.8气液相质量流量和体积流量的计算1488.12 18.04L WMw精馏段：wLLM l687.0332.3422218.6kg /hw VM V812.8637.2530279kg/h,LM L687.0332.3427.12m3/hLSPl819.14一vMv812.8637.2521720.97 m3

25、/hVSpV1.394提馏段：wL'L'M l'1488.12 2029762.4kg/h958.04叽 V'Mv' 836.02 25.02 20917.2kg/hL'sL'M l'1488.12 203 亠32 30m / hPl'7厶.Owl 1 1/ 1 1921.52V'sV'Mv'836.02 25.02321054 07m3 / hpv'厶 1 UkJt'.U /III / 1 10.9935塔的工艺条件及物性汇总:进料板塔顶塔底质量分率0.30.950.002摩尔分率

26、0.140.8810.000783平均摩尔质量（kg/kmol）21.9542.7318.04温度（C）84.7078.1799.60密度(kg/ m3)885.00753.28958.04粘度(mPa s)0.35210.48580.2851相对挥发度5.90112.89表面张力18.0017.4153.88t CMsx mol%V(kmol/h )CO(kg/h)Vs (m3/h)F84.7022.0590.144777.9317075.619.29D78.1742.7320.881125.835376.77.14W99.6018.0420.0007831488.1226845.728.0

27、2L81.4432.34687.0322218.627.12V81.4437.25812.863027921720.97L'92.1520.001488.122917.232.30V' (or V0)92.1525.02836.0220917.221054.074.9塔径的计算精馏段液气动能参数为：Ls（且严27.12（819.14）1/2 0.0303Vs pv21720.971.394取板间距HT=0.4m，板上液层高度 hL=0.07m，则图中的参变量值 HT hL0.33m查史密斯关联图，得 C200.075由所给出的工艺条件校正得：C C20（）0.2 0.075 （

28、亿71）0.2 0.07320 20最大允许气速Uf C PpP 0.073豐广1.773m/s取安全系数0.8，则空塔速度为u 0.8uF 0.8 1.7731.418m/s21720.97/3600 2.328m提馏段液气动能参数为：L's(卩打/232.30(921.52)1/2 0.0467V's pv21054.070.9935'、0.785u0.785 1.418塔径估算：D'由所给出的工艺条件校正得：C C20(20)020.07 (3|o4)0.2 °.。68根据参变量值HthL0.33m，查史密斯关联图，得 C200.07最大允许气速

29、：*叩严2.054 m/s0.068 921.52-0."350.9935取安全系数0.6，则空塔速度为u0.6uF0.6 2.0541.232m/s塔径估算：D' .%21054.07/36002.459mV 0.785u V 0.785 1.232按标准塔径尺寸圆整，取D=2.4m ;那么实际塔截面积：A nD2 n 2.42 4.52m244精馏段实际空塔速度：u Vs/"21720.97/3600/4.52 1.335m/s安全系数：u/uF 1.335/1.773 0.753在0.60.8范围间，合适。提馏段实际空塔速度：u Vs/" 21054

30、.07/3600/4.52 1.294m/s安全系数：u/uF 1.294/2.054 0.630在0.60.8范围间，合适。第五章塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置选用单流型降液管，不设进口堰。降液管尺寸取溢流堰长lW 0.763D，即lW/D 0.763，由图2-203弓形降液管的结构参数图查得:A 0.13, W 0.17AD弓形降液管宽度为：Wd 0.17 2.4 0.41m精馏段液体流量：LS= 27.12m3/h液体在降液管的停留时间为：0 Af昉 0.588 0.431 22s 5s，合适Ls27.12/3600提馏段液体流量：LS'= 32.30m3/ hAH0 58

31、8 0 4液体在降液管的停留时间为：0 26.21 s 5s，合适Ls'32.30/3600溢流堰尺寸由以上设计数据可求出：溢流堰长为：lW 0.763 2.4 1.83m采用平直堰，堰上液层高度可由howE（）2/3计算，式中E近似取1 ,1000 lw2.84Ls2/32.8427.122/3即精馏段：howE（）（）0.017m1000lw10001.83溢流堰高为：hw hL how 0.07 0.0170.053m2.84Ls'2/32.8432.302/3提馏段：how'E（亠）（）0.019m1000lw10001.83溢流堰高为：hw' hL h

32、ow' 0.07 0.019 0.051m液管底隙高度为：h0 l：0涪鱷0018m （精馏段）液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速u0 0.228m/s,那么，降Ls'Ih。'w u032.30/36001.83 0.2280.022m （提馏段）5.2浮阀数及排列方式浮阀数初取阀孔动能因数F012 ,提馏段阀孔气速为：u0' F0/. p' 12/、0.9935 12.04m/s每层塔板上浮阀个数为:每层塔板上浮阀个数为:4Vs'ndu°4 21054.07/360023.14159 0.03912.04407

33、（个）5.2.2浮阀的排列按所设定的尺寸画出塔板,并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排,确定出实际的阀孔数。497 （个）4VS4 21720.97/3600nd 3.14159 0.0392 10.16已知Wd 0.41m，选取无效边缘区宽度 Wc 0.05m、破沫区宽度 Ws 0.1m鼓泡区面积可利用 A 2x r2 x2 r2arcsin（°）算出，rxD/2（WsWd）2.4/2（0.10.41）0.69mrD/2WC2.4/2 0.051.15mA 2x,r2 x2 r2arcsin） 2 0.69 .1.152 0.692 1.152 arcsi2.97m2 r1.15浮

34、阀的排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的空心距t=75mm，则等腰三角形的高度：A3 15t'0.0A5N0.075 4970.084诙（精馏段）t' -0.103mm （提馏段）0.075N'0.075 407由于塔直径D=2400mm，需采用分块塔板六块（其中两块弓形板、通道板一块和矩形板 三块）。考虑到个分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距t'应小于计算值,故取t '60mm （精馏段）和t '80mm （提馏段）。现按 t、t '的等腰三角形叉排方式作图， 如图所示，可排出精馏段、提馏段阀孔数分别为500个和41

35、0个，重新核算以下参数：阀孔气速：u0 VS/（ n /4d；N （4 21720.97/3600）/（ n 0.0392 500） 10.10m/s （精馏段）u0' VS /（ n /4d；N （4 21054.07/3600）/（ n 0.0392 410） 11.94m/s （提馏段）动能因数：F010.10 1.394 11.92 （精馏段）F0' 11.94. 0.9935 11.90 （提馏段）动能因数在912之间，合适。塔板开孔率： A0/AtN （詈）500 （00乎）2 0.132 （精馏段）'ao/At n（D （囂）2 o.1。8 （提馏段）开孔

36、率在10%14%之间，合适。第六章塔板流体力学验算6.1塔板压降 干板阻力临界孔速为:uoc1.82573.1 .1.39473.18.75m/s u0 （精馏段）Uoc1.825 1.82573.1Pv，0.993510.54m/ sUo'（提馏段）e。0.52 ”hpLg2 c'2 35.94 10 3hpL，g0.0009m （提馏段）0.0085 921.52 9.81因阀孔气速Uo大于其临界阀孔气速 Uoc，故干板阻力为:2 21% 5.34-5.34 "394 仙00.047m （精馏段）2g pl2 9.81 819.14阳 5.34卫° 5.

37、34 °9935 ".940.042m （提馏段）2gpL，2 9.81 921.52 板上充气液层阻力。本设备分离乙醇一水混合液，液相为水，可取充气系数则板上充气液层阻力位：hl电hL 0.5 0.07 0.035m 液体表面张力造成的阻力。32 1771 100.0005m （精馏段）0.0085 819.14 9.81所以，塔板压降:hphchih”0.047 0.035（T0.00050.0825m （精馏段）hp， hc， hh, 0.042 0.0350.00090.0779m （提馏段）单板压降:hP pL g0.0825 819.149.81663Pa （精

38、馏段） p' hP'pL'g 0.0779 921.52 9.81704Pa （提馏段）260530Pa 为宜）。单板压降偏高（一般对于常压精馏塔应在6.2降液管液泛校核于不设进口堰，液体通过降液管的压头损失为:hd0.153(土 )2lwh00.153(27.12/3600) 2(1.83 0.018)0.0080m（精馏段）hd'0.153(-)2Iwh。'0.153(32.30/3600)21.83 0.0220.0076m（提馏段）则 Hdhp hLhd0.08250.07 0.00800.161m (精馏段)Hd'hp' hLh

39、d'0.07790.07 0.00760.156m (提馏段)取降液管中泡沫层相对密度=0.5,前已选定板间距Ht 0.4m , hw 0.053m (精馏段)，hw' 0.051m （提馏段）。则(HT HW)0.5 (0.40.053)0.2265m（精馏段）(Hl Hw)0.5 (0.40.051)0.2255m（提馏段）可见，匕W（Ht Hw），符合防止降液管液泛要求。6.3液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于5s,才能使得液体所夹带气体的释出。遐空31.22sLs27.12/36005s （精馏段）5s，（提馏段）十沁遇空26.21sLs'

40、32.30/3600可见，所夹带气体可以释出。6.4雾沫夹带量校核计算泛点率F,即FKCf代1.36LsZl及 fPv0.78AtKCf板上液体流径长度:ZL D 2Wd 2.4 2 0.411.58m板上液流面积：aAt 2Af 4.52 2 0.58823.34m由图2-323查得精馏段、提馏段泛点负荷因素分别为Cf 0.105 和 Cf' 0.0998，并根据表2-83取物性系数K=1.0,将以上数据代入:21720.971.3941819.14 1.3941.36 27.12 1.583600 1.0 0.105 3.340.75621720.971.394819.14 1.3943600 0.78 4.52 1.0 0.1050.673 (精馏段)同理，提馏段的泛点率分别用两公式计算得0.646和0.556。对于大塔，为避免过量雾沫夹带， 应控制泛点率不超过 80%。上两式计算得泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV <