化工原理课程设计-苯-甲苯板式精馏塔

化工原理课程设计-苯-甲苯板

式精储塔

化工原理课程设计

一一苯-甲苯连续精微筛板塔的设计

学院:生命科学学院

专业年级：

姓名：_____________________

指导老师：______________________

0

目录

—X序百............................................................2

二、设计任务.............................................2

三、设计条件.............................................2

四、设计方案.............................................2

五、工艺计算.............................................3

1、设计方案的选定及基础数据的搜集...............................-3-

2、精储塔的物料衡算.................................................6

3、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算.......................-10-

4、精储塔的塔体工艺尺寸计算.......................

5、塔板主要工艺尺寸的计算......................................-16-

6、筛板的流体力学验算.............................................19

7、塔板负荷性能图.................................................22

六、设计结果一览表.......................................27

七、参考书目.............................................28

八、心得体会.............................................28

九、附录.................................................29

一、序言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程(《物理化

学》，《化工制图》等)所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教

学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用，通

过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主

要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能

力，思考问题能力，计算能力等。

精馈是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作,

在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馈过程在能量剂驱动下(有

时加质量剂)，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥

发度的不同，使易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,

实现原料混合液中各组分的分离.根据生产上的不同要求，精馈操作可以是连

续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精福或萃取精储等特殊方法进行

分离.本设计的题目是苯-甲苯连续精馈筛板塔的设计，即需设计一个精馈塔用

来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将

其分离。

二、设计任务

(1)原料液中苯含量：质量分率=75%(质量)，其余为甲苯。

(2)塔顶产品中苯含量不得低于98%(质量).

(3)残液中苯含量不得高于8.5%(质量)。

(4)生产能力：90000t/y苯产品，年开工310天。

三、设计条件

(1)精储塔顶压强，4.0kPa(表压)

(2)进料热状态：自选

⑶回流比：自选。

(4)单板压降压：＞0.7kPa

四、设计方案

(1)设计方案的确定及流程说明

(2)塔的工艺计算

(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计

(4)塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算。

(5)编制设计结果概要或设计一览表

-2-

⑹辅助设备选型与计算

⑺绘制塔设备结构图

五、工艺计算

1、设计方案的选定及基础数据的搜集

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在

常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精微流程。设计中采用泡点

进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精像塔内。塔顶上升蒸气采用全

凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后

送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流

比的1.8倍。

塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储耀。其中由

于蒸镭过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器

放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计

中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分

利用了能量。塔板的类型为筛板塔精僧，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，

孔径一般为3〜8mg筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用

的塔设备，它的主要优点有：

(1)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔

的80%左右。

(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。

(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：

(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(2)操作弹性较小(约2〜3)。

(3)小孔筛板容易堵塞。

下图是板式塔的简略图：

-o-

迸料

表1苯和甲苯的物理性质

项目分子式分子量M沸点（℃）临界温度t（℃）临界压强P(kPa)

苯ACH78.1180.1288.56833.4

|甲苯BCH—CH92.13110.6318.574107.7

46♦

表2苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度C80.1859095100105110.6

Po,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2

240.0

Po,kPa

B40.046.054.063.374.386.0

表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（［2］：P例1—1附表2）

温度oC80.1859095100105

液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130

汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770r6300.4560.262

表4纯组分的表面张力（［1］：P附录图7）

_______________________________328_________

温度8090100110120

1-

苯，mN/m21.22018.817.516.2

甲苯,Mn/m21.720.619.518.417.3

表5组分的液相密度（［1］：P附录图8）

温度（℃）8090100110120

814805791778763

|­苯,kg/m3

甲苯,kg/m3809801791780768

表6液体粘度N（［1］：P）

温度（℃）8090100110120

苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215

a

甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228

a

表7常压下苯一一甲苯的气液平衡数据

温度t℃液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y

110.560.000.00

109.911.002.50

108.793.007.11

107.615.0011.2

105.0510.020.8

102.7915.029.4

100.7520.037.2

98.8425.044.2

97.1330.050.7

95.5835.056.6

94.0940.061.9

92.6945.066.7

91.4050.071.3

90.1155.075.5

80.8060.079.1

87.6365.082.5

86.5270.085.7

85.4475.088.5

84.4080.091.2

83.3385.093.6

82.2590.095.9

81.1195.098.0

80.6697.098.8

80.2199.099.61

80.01100.0100.0

-2-

2、精储塔的物料衡算

(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量二78」1a/加H

甲苯的摩尔质量MB=92.13kg/kmol

0.75/78.11

X=0.780

F0.75/78.11+0.25/92.13

0.98/78.11

x=0.983

D0.98/78.11+0.02./92.13

0.085/78.11

x=--------------------=---0--.0--9--9--------

w0.085/78.11+0.915/92.13

(2)原料液及塔顶、嗒底产品的平均摩尔质量

MF=0.780x78.11+(1—0.780)x92.13=81.20(kg/kmol)

M=0.983x78.11+(1—0.983)x92.13=78.4O(kg/kmol)

D

Mw=0.099x78.11+(1—0.099)x92.13=90.73(kg/kmol)

(3)物料衡算

原料处理量

l90000000-c

F=-----------------------=1.49x10(kmol/h)x

81.20x310x24

总物料衡算D+W=1.49x102

苯物料衡算0.780F=0.983D+0.099W

联立解得

D=1.19x102kmol/h

W=0.30x102kmol/h

式中F-----原料液流量

D----------塔顶产品量

W----------塔底产品量

塔板数的确定

(1)理论板层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。

①求最小回流比及操作回流比。

采用恩特伍德方程求最小回流比。

-3-

解得，最小回流比

R=0.73

m

取操作回流比为

R=1.8R=1.31

m

②求精储塔的气、液相负荷

L=RD=1.31^119=155.89(kmol/h)

V=(R+1)D=(1.31+1)根119=274.89(kmol/h)

V=(R+1)D-(1-q)F=2.31根119=274.89(kmol/h)(泡点进料：E)

L・=RD+qF=1.31根119+1根149=304.89(kmol/h)

③求操作线方程

精储段操作线方程为

Rx

y=------x=0,567x+0.426

n+1R+1nR+1n

提储段操作线方程为

I-Wx

y--x+=1.109x-0.011

n+1V'nV'n

(2)逐板法求理论板

又根据R=1与可解得己=2.47

mina-1XF1-Xf

相平衡方程y=1+-1）；潞:

-4-

2.47x,y

y=y

1+1.47X变形得2.47-1.47y

用精微段操作线和相平衡方程进行逐板计算

=x=0.983X==0.959X

V、D1y「C(1-yJyj2.475(1”)

y

x=------------------=0.959

y=0.567x+0.426=0.97022.47-1.47y

21

X3=2.47-1.47y=0-891

=0.567x+0.426=0.953

2•

y

x4==0.845

=0.567x+0.426=0.9312.47—1.47y

34

y

x=0.795

y=0.567x+0.426=0.90552.47—1.47y

545

y

X0.742

=0.567x+0.426=0.87762.47—1.47y

65

因为,

x6=0,742<x=0,780

故精储段理论板"5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算

Xy=0.635

7

y7=0,567x6+0.426=0,8112.47-1.47y7

Xy=0.478

y=0.567x0.426=0,69382.47-1.47y

87+8

y

x==0.304

y=0.567x+0.426=0.51992.47-1.47y

98•

y

X____________=0.164

10

y=0.567x+0.426=0.3262.47-1.47yJ

10910

x2.47-1.47y=0077

y=0.567x+0.426=0.171ii

1110

因为，

x=0.077<x=0.099

11w

所以提留段理论板『5(不包括塔釜)

(3)全塔效率的计算

查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.94℃,塔釜温度TW=105℃,全塔平均温度

Tin=92.97℃0

分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度

M=0.272(mPa.s)p=0.279(mPa.s)

A-B

平均粘度由公式，得

|J=0.780xO.272+0.22xO.279=0.274(mPa.s)

m

全塔效率E

T

E=0.17-0.6161gp=0.17-0.6161g0.274=0.516

Tm

(4)求实际板数

精微段实际板层数

-6-

5

N==9.69~10（块）

精0.516

提储段实际板层数

N=——=9.69~10（块）

报0.516

进料板在第11块板。

3、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算

（1）操作压力计算

塔顶操作压力P=4+101.3kPa

每层塔板压降/^=0.7kPa

进料板压力P=105.3+0.7X10=112.2kPa

F

塔底操作压力P=119.3kPa

W

精储段平均压力Pml=（105.3+112.3）/2=108.8kPa

提储段平均压力Pm2=（112.3+119.3）/2=115.8kPa

（2）操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和

蒸气压由

安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度=8090℃

进料板温度t=85.53'C

F

塔底温度t=105.0℃

W

精储段平均温度t=（80.9.+85.53）/2=83.2CC

提馀段平均温度t=(85.53+105.0)/2=95.27℃

m

（3）平均摩尔质量计算

-7-

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=yl=O.957,代入相平衡方程得xl=O.959

M=0.959x78.11+(1—0.959)x92.13=78.69(kg/kmol)

L,Dm

M=0.983x78.11+(1—0.983)x92.13=78.35(kg/kmol)

V.Dm

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得小=0.877,XF=O.742

M=0.877x78.11+(1—0.877)x92.13=79.83(kg/kmol)

V.Fm

M=0.742x78.11+(1—0.742)x92.13=81.73(kg/kmol)

L,Fm

塔底平均摩尔质量计算

由xw=O.077,由相平衡方程,得yw=0.171

M=0.171x78.11+(1—0.171)x92.13=89.74(kg/kmol)

V,Wm

M=0.077x78.11+(1—0.077)x92.13=91.05(kg/kmol)

L,Wm

精微段平均摩尔质量

78.35+79.83八

M=--------------------=79.09(kg/k7m1ol)

Vm2

78.69+81.73”…〃”八

M=--------------------=80.21(kg/kmol)

Lm2

提饰段平均摩尔质量

79.83+89.74〜八

M=--------------------=84.79(kg/kmol)

Vm2

81.73+91.05

M=86,39(kg/kmol)

Lm2

-8-

(4)平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，精微段的平均气相密度即

PV108.8X79.09

Pvm=M=2.90(kg/m3)

RT8.314X(8324+273.15)

提储段的平均气相密度

PV115.8X84.79

PM=3.21(kg/ma)

RT8.314X(95027+273.15)

m

②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算

由t=80.94℃,查手册得

D

p=814.0(kg/m3);p=809.1(kg/rw)

AE

塔顶液相的质量分率

求得a=0.98

a

—^二f98+皿巴得D=813.9(kg/rw)

P809.1LQm

L.Dm

进料板液相平均密度的计算

由t=85.53℃,查手册得

F

)；)

PA=808.6(kg/m3pB=804.36(kg/m3

进料板液相的质量分率

_0.742X78.11

C=----------------------------------------------------------=0.71

A0.742X78.11+(1-0.742)X92.13

—二,fl+029得D=807.4(kg/ms)

P808.86804.36L.Fm

L.Dm

-9-

塔底液相平均密度的计算

由tw=105.0℃,杳手册得

p=786.4(kg/m3)；p=785.3(kg/m3)

AE

塔底液相的质量分率

0.077x78.11

a==0.066

A0.077x78.11+(1-0.077)x92.13

10.0660.934—八/、

____=_____+_____得p=784.9(kg/rrp)

p786.4785.3即

'L.Wm

精微段液相平均密度为

=813.9+807.4=8W6

rLm2

提储段液相平均密度为

-807.4+784.97…匚八/、

p=2=796.15(kg/rw)

(5)液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即

8■=2乙%

Ml

塔顶液相平均表面张力的计算

由t=80.94℃,查手册得

o人-21.25(mN=21.59(mN/m)

o=0.983x21.25+0.017x21.59=21.26(mN/m)

L,Dm

进料板液相平均表面张力的计算

由t=85.53℃,查手册得

o=21.60(mN/m);o=21.08(mN/m)

a=0.742X20.60+0.258x21.08=20.72(mN/m)

L.Fm

塔底液相平均表面张力的计算

由t=105.0℃,查手册得

a=18.26(mN/m);o=19.18(mN/m)

a=0.077x18.26+0.923x19.18=21.50(mN/m)

L.Wm

精储段液相平均表面张力为

a=2126+20.72=2o.99(mN/m)

Lm2

提僧段液相平均表面张力为

10-

21.50+20.72...z/\

o=2=21.11(mN/m)

(6)液体平均粘度计算

液和平均粘度依下式计算，即

PLm=Sxiui

塔顶液相平均粘度的计算

由t=80.94℃,查手册得

D

M=0.305(mPa.s);p=0.309(mPa.s)

=0.983x0.305+0.017x0.309=0.311(mPa.s)

进料板液相平均粘度的计算

由t=85.53℃,查手册得

F

M=0.292(mPa.s);p=0.297(mPa.s)

AB

D；0.742X0.292+0.258x0.297=0.294(mPa.s)

塔底液相平均粘度的计算

由tw=105.0℃,查手册得

p=0.244(mPa.s);p=0.259(mPa.s)

«Dm=0.077x0.244+0.923x0.259=0.258(mPa.s)

精僧段液相平均粘度为

一0.311+0.294八门、

M==0.303(mPa.s)

L,m2

提储段液相平均粘度为

0.294+0.259-7、

M==0n.O27C6/(mDPa.s)

L.m2

(7)气液负荷计算

精僧段：

V=(R+1)D=(1.31+1)x119=274.89(kmol/h)

VM

V=-vm=274.89x79.09=2,08(m/s)

s3600p3600x2.90

Vm

L=R.D=1.31x119=155.89(kmol/h)

,V.M155.89x80.21/、

L=un==0.0043(013/s)

s3600p3600x810.6

提储段:

11-

V=(R+1)D+(q—1)F=(1.31+1)x119=274.89(kmol/h)

一V.M274.89x84.79、

V=vm==202(m3/s)

s3600p3600x3.21

Vm

L=R.D+qF=1.31x119+149=304.89(kmol/h)

V.M304.89x86.39

Lm二。.0092(m3/s)

3600p3600x796.15

Lm

4精储塔的塔体工艺尺寸计算

(1)塔径的计算

塔板间距H的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操

T

作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。

表7板间距与塔径关系

塔径D」m0.3〜0.50.5〜0.80.8〜1.61.6-2.42.4-4.0

板间距、，

200〜300250〜350300〜450350〜600400〜600

mm

对精储段：

初选板间距H=0.40*取板上液层高度h=0.06m，

TL

故H-h=0.40-0.06=0.34m；

TL

「L1pY5^0.0043^810.65>5

^(208)(29J=00346

查史密斯关联图得c=0.070；依式C=C(|°)|02

2。20(20)

校正物系表面张力为20-99(mN/m)时•c二Cd喧)=.072xf技

200=0.071037

p=C代J=nn7n71810.6-2.90=1j/何/s)

max\PI2.90

可取安仝系数为0.7,则(安仝系数0.6—0.8),

故

M=0.7p=0.7x1.180=0.826(m/s)

max

就；4x2.08f\

D-।—s-=I------------------=1.791(m)

、叫\3.14x0.826

按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/so

对提储段：

初选板间距H「0.40m,取板上液层高度hl=0.06m,

12-

(L)(.p)?.

故HT-h「°.4°-°.06=0.34m；1(加网=0.090

查⑵：3-8=0.068；mC=Cjr-r=0.069

校正物系表面张力为19.58mN/m时

M=C二—=0Ogg79615^321=i.08(m/s)

maxAp\3.21

M=o.7|j=0.7根1.08=0.759(m/s)

D=理=J4根2.021=184(m)

\np\3.14S0.759

按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/so

将精播段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不•致，根据塔径的选择规

定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.Onu

5、塔板主要工艺尺寸的计算

(1)溢流装置计算

精饰段

因塔径D=2.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精储段各项计

算如下：

a)溢流堰长I：单溢流去1=(0.6〜0.8)D,取堰长I为0.60D=0.60X2.0=L20m

W*W

b)出口堰高h：h=h-h

WWLOW

—.60-=0-0043^3600=981

wL25125

查图可得，E=1.04,则

hJ84根同。00碗36OOR二OG6

ow1000(1.2)

故h^=0.06-0.016=0.044(m)

c)降液管的宽度W与降液管的面积A：

df

由I/D=0.66查([2]：P图3—13)得W/D=0.124,A/A=0.0722

w170dfT

故W=0.124D=0.124^1.6=0.198m,

d

-13-

IT314

A=0.0722根一:)2=0.0722根一根16=0.1452m2

f44

利用([2]：P式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,

170

AH0.1452根040

艮冏fT==15.70s(大于5s,符合要求)

S

d)降液管底隙高度h：取液体通过降液管底隙的流速p=0.08m/s

oO

(0.07——0.25)

依([2]：P式3—11)：h=1=°・0°37=0035m符合(h=h・0.006)

i7io|根状1.06根0.09ow

W0

e)受液盘

采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60nur.

同理可以算出提溜段相关数据如下：

a)溢流堰长I：单溢流去1二(0.6-0.8)D,取堰长I为0.66D=0.8X1.6=1.056m

b)出口堰高h：h=h-h

WWLOW

由I/D=0.8L/I25=23.34m

WhW

查知E=1.04,依式h二竺IE卜h)f

ow1000|)

可得h二吃E|D=0,026m

ow1000I(IV

故h=0.06-0.026=0.034m

c)降液管的宽度W与降液管的面积A:

df

由导武0・60

wA

d=0.100,f=0.052

查图得，DAT

故

w=0.100D=0.20(m)

d

A=0.052A=0.052根3.14=0.163(m2)

fT

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,

14

AH

艮PT=fT=if.6.S6(大于5s,符合要求)

L

$

d)降液管底隙高度h：取液体通过降液管底隙的流速|U'=0.Ol&r^s/(S0.07—Ci25)

00

L

h=s=0..0326m(m)符合(h=h-0.006;

。I根［0w

W0

(2)塔板布置

精一段

①塔板的分块

因D2800nm1,故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精储段：

a)取边缘区宽度

w=0.04(m)(30—50mm)

C

安定区宽度

w=0.07(m)

S

/-----------TIR2x,

b)A=2X,R2—X2+温in-g计算开空区面积

■.

R=2--W=1-0.04=0.96(111)x=B-(w4-w)=1-(0.2-0.07)=0.73(m)

2c2ds

解得，

A=2.50(m)

a

c)筛孔数n与开孔率①：取筛空的孔径d为5mm,正三角形排列，一般碳的板

0

厚为3mm，取t/d。=3田5,

故孔中心距t=3HX5=175.Bnm

筛孔数

nJ国根吗艮A=啰巴根2.50二咽(个)

t2a17.&

则每层板上的开孔面积A为

0

A=0A=0.0740^2.50=0.185(nr)

气体通过筛孔的气速为

15-

,V208

Mo=/=oj85=1124(m/S)

o

6、筛板的流体力学验算

塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常

操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能

图。

(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算

精储段：

a)干板压降相当的液柱高度h：依d/a=5/3=1.67,查《干筛孔的流量系数》

co

图得，C=0.84由式

0

h=0.0510.051根LJ2根二)=0.0327

cc。e,0.84810.65

b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h:

I

)=吉=(^£7=°70(m/s)F,=u,瓦=0.7根师=1.19

由2与F关我图查得板上液层充气系数£=0.66,依式

oao

h=8h=E(h+h)=0.66根(0.044+0.016)=0.0396

I0L0wow

c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h:

依式

h=46=4根20.99根10.3=0.00211

。qgd。

故hp=0.00211+0.0396+Q,0327=0,0744

=hg=00744

则单板压强：△Ppp^根81065根9.8=5910(P)<700(p)

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液

面落差的影响。

(3)雾沫夹带

)25座10飞根(0.7

e=57根1(nua

vaH-h20.99fg10-3。4-2西§0.06

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

(4)漏液

16-

出我“=4.4c(e/e)(0.0056+0.13h-h)

由八R6V0IVLo

U=4.4x0.84X(0.0056+0.13x0.06-0.00211)CoK)=6.57(m/s)

LQW2.90

U1124

K=o=-----=171>15

筛板的稳定性系数Uow$57•.，故在设计负荷下不会产生过

量漏液。

液泛

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H<<p(H+h)

dTw

依式H=h+h+h,而

dpId

L¥o0043>

h=0.153x(11(,s=0.153x6=1.52x103

Mru

dLh；U'12x0036,

W0

H=0.0593+0.06+0.00152=0.121m

取(p=0.5,则①+h)0.5x(04+1.17)=0.785

故H<<p(H+h)在设计负荷下不会发生液泛。

dTw

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精饰段塔径及各项工艺尺寸是

适合的。

同精储段公式计算，提溜段各参数计算如下：

(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算

a)干板压降相当的液柱高度：

尸侬喘卜。(歌卜。.睁㈡

b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度:

V,2.02

U,-s'-------------------------o679

aA-A3.14-0.163U0yF

a=出区=0.679XV327=1.22

Tf

由E与F关联图查得板上液层充气系数E=0.65,依式

oa0

hz=0.65x0.06=0.039

1

c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度:

,4a4x21.11x10-3=0.00216(m)

h,二,

。pgd796.4x9.8x5x10-3

।(

17-

故h,p=0.0346+0.039+0.00216=0.0758(m)

则单板压降：=0.0758X796.4x9.8=0.591<0.7(kPa)

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液

面落差的影响。

(3)液沫夹带

二5.7x1060.679\32

ev-21.11x10/"o25)=0.0066(kg液/kg气)<0.1(kg液/kg气)

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

(4)漏液

d5

o=-=1.67

o3

查得：

C°=0.84

u,=4.4c(0.0056+0.13hL-ha)p/p=4.4xc.84x(0.0056+0.13x006-0.0021卜810.6政2£

ow0

K

筛板的稳定性系数工6.57,故在设计负荷下不会产生过量

漏液。

⑸液泛

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H<(p(H+h)

dTw

依式H=h+h+h,而

dPd

二。5(黑短

=1.52x103

产取/sh

W0

H=0.0593+0.06+0.00152=0.121m

取cp=0.5,则①"+Q)=0,5X(0.4+1,17)=0.785

故H<(p(H+h)在设计负荷下不会发生液泛。

dTw

18-

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提储