甲醇―水分离过程板式精馏塔的设计

1、化工原理课程设计 山 东 大 学 题 目 分离甲醇-水筛板精馏塔的设计 系 （院） 化学与化工系 专 业 班 级 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 讲师 2012 年 6 月 4 日 课课 程程 设设 计计 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书. 一、摘 要.3 二、设计任务书.3 三、设计方案简介. .4 3.1 设计思路.4 3.2 选塔依据.4 四、精馏塔的工艺计算 4.1 物料衡算.6 4.2 操作线方程.6 4.3 相对挥发度的计算及相平衡方程：.8 4.4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置.8 4.54.5 实际塔板数的计算实际塔板数的计算 4.51 全塔效率的计算.9 五

2、、板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算 5.1 物性数据计算物性数据计算 5.1.1 操作压强 P的计算.10 5.1.2 操作温度 t 的计算.10 5.1.3 平均摩尔质量计算. .10 5.1.4 平均密度的计算. .11 5.1.5 液体表面张力的计算. .12 5.2 气液负体积流率及塔径的计算气液负体积流率及塔径的计算 5.2.1 精馏段的气液体积流率及塔径. .12 5.2.2 提馏段的气液体积流率及塔径. .13 5.3 馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算.14 5.3.1 精馏段.14 5.3.2 提馏段.17 六、筛板的流体力学验算 6.1 精馏段精馏段 6.1.1 塔板压降.

3、 .19 6.1.2 液沫夹带量 ev 的验算. .20 6.1.3 漏液的验算.20 6.1.4 液泛验算.21 6.2 提馏段提馏段 6.2.1 塔板压降.21 6.2.2 液沫夹带量 ev 的验算. .22 6.2.3 漏液的验算. .22 6.2.4 液泛验算. .23 七、 塔板负荷性能图 7.1 精馏段精馏段 7.1.1 液漏线. .23 7.1.2 液沫夹带线.24 7.1.3 液相负荷下限线.24 7.1.4 液相负荷上限线 .25 7.1.5 液泛线.25 7.2 提馏段提馏段 7.2.1 液漏线.26 7.2.2 液沫夹带线.27 7.2.3 液相负荷下限线.28 7.24

4、 液相负荷上限线.28 7.2.5 液泛线.28 八、精馏装置工艺流程图八、精馏装置工艺流程图.29 九、设计结论九、设计结论.30 主要符号说明主要符号说明.30 参参 考考 文文 献献.32 第一章 摘要 利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆 向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从 液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离， 称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制 原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含 进料板为提馏段，冷凝器从塔顶

5、提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液 相回流是精馏重要特点。 在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓， 在塔顶获轻组分产品。 在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相 中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品， 精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气 相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的 条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理 论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高 纯度的重组分产品

6、。 通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条 件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 本设计是以甲醇水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离甲醇和水。筛 板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甲醇水的精馏问题 进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。 通过逐板计算得出理论板数为 10 块，回流比为 1.31,算出塔效率为 0.446，实际 板数为 18 块，进料位置为第 5 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计

7、计算中得出塔径为 1 米，有效塔高 7.2 米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在 此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。 第二章 设计任务书 2.1 设计题目 设计题目：甲醇水分离过程板式精馏塔的设计 设计要求：年产 70000 的甲醇吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于 0.8%，原料液中含甲 醇 50%，水 50% 。 2.2 操作条件 1) 操作压力 常压 2) 进料热状态 泡点进料 3) 回流比 1.5 4) 塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压） 2.3 塔板类型 筛孔塔 2.4 工作日 每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行。 2.

8、5 设计说明书的内容 (1) 流程和工艺条件的确定和说明 (2) 操作条件和基础数据 (3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定； (5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取 (11) 塔板主要结构参数表 (12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论 第三章第三章 设计方案介绍设计方案介绍 一、设计方案 本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 馏流程，因为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。

9、甲醇水混合液以汽液混 合物状态(q=1) 送入精馏塔，塔顶上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,塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷 却后,送入储罐(附简单流程图)。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 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 二、设计思路 三、 选塔依据 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 精馏塔工艺尺寸计算

10、 筛板流体力学验算 塔负荷性能图 全塔热量衡算 塔工艺条件及物性计算 第四章 精馏塔的工艺计算 4.1 物料衡算 4.1.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol a M 水的摩尔质量为： 18.01kg/kmol b M 原料液摩尔分率： F 0.5/32.04 0.36 0.5/32.040.5/18.01 塔顶摩尔分率： 0.98/32.04 0.96 0.98/32.040.02/18.01 D 塔底摩尔分率： 3 0.008/32.04 4.51 10 0.008/32.040.992/18.01 W 4.1.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平

11、均摩尔质量 原料液平均摩尔质量：0.36 32.04(1 0.36) 18.0123.06/ F Mkg kmol 塔顶产品平均摩尔质量0.96 32.04(1 0.96) 18.0131.48/ D Mkg kmol 塔底产品平均摩尔质量 33 4.51 1032.04(1 4.51 10 ) 18.0118.07/ W Mkg kmol 4.1.3 全塔物料衡算 7 7.0 1023.06(24 300)412.61/Fkmol h 3 3 0.364.51 10 412.61153.51/ 0.964.51 10 FW DW DFkmol h 412.61 153.51259.10/WF

12、Dkmol h 4.2 操作线方程 甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据（表 1）。 表 1 温度/xy温度/xy 1000.000.0075.30.400.729 96.40.020.13473.10.500.779 93.50.040.23471.20.600.825 91.20.060.30469.30.700.870 89.30.080.36567.60.800.915 1866.00.900.958 1765.00.950.979 7964.51.001.00 78.00.3

13、00.665 查得:y=0.7，x=0.36 Rmin=(xD-y)/(y-x) =（0.96-0.7）/(0.7-0.36) =0.765 R=1.5Rmin=1.5*0.765=1.148 1.148 153.51176.23/LRDkmol h (1)(1.148 1) 153.51329.74/VRDkmol h 329.74/VVkmol h 176.23412.61588.84/LLFkmol h 4.2.1 精馏段操作线方程 1 11 D nn R y RR 1 1.1480.96 1.148 11.148 1 nn y 1 0.5340.447 nn y 4.2.2 提馏段操作

14、线方程 1 mmW LW y LWLW 3 1 588.84259.10 4.51 10 588.84259.10588.84259.10 mm y 3 1 1.7863.54 10 mm y 4.2.3 进料方程 由于为泡点进料，则 q=1 11 F q y qq 0.36 F y 4.3图解法确定塔板数图解法确定塔板数 甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据（表 1），绘出 x-y 图。 绘图后可得： 精馏段理论塔板数 NT=5 块 提留段理论塔板数 NT=4 块 可知，总理论塔板数 NT 为 10（包括再沸器） ，可知，进料板位置 NF 为自塔顶

15、起第 6 块。 4.4 相对挥发度的计算及相平衡方程： 当气体服从道尔顿分压定律时，由式得到相对挥发度如表 2： / / AB i AB yy xx i 序号 12345678910 挥发度 7.058.037.556.57.936.215.35 序号 111213141516171819 挥发度 5.184.495.114.033.53.082.592.581.64 表 2 不同温度下的相对挥发度数值 1 19 121819 4.84 相平衡方程： 14.843.84 nn n nn yy x yy 4.5 实际塔板数的计算实际塔板数的计算 4.51 全塔效率的计算 （

16、1）由化工原理-下册查得温度与组成的 利用内插法，求得 组成温度/ 塔顶组成为 0.9666.12 塔底组成为 0.0045199.19 进料板处的组成 0.3676.65 （2）液体黏度的计算 由化工原理(上)查得 90%甲醇黏度和 40%甲醇黏度,并通过内差法计算出 50%甲 醇黏度,计算结果如表 2-5。 温度/水黏度/mpa.s90%甲醇黏度/mpa.s40%甲醇黏度/mpa.s50%甲醇黏度/mpa.s 76.650.3950.3630.4910.427 99.190.2710.2790.3200.2995 66.120.4710.4090.6500.5295 表 2-5 不同温度下

17、的液体黏度 32 (1) LDDCH OHDH O xx0.96 0.5295(1 0.96) 0.4710.52716. a mp s 32 (1)0.36 0.427(1 0.36) 0.3950.40652. LFFCH OHFH Oa xxmp s 32 33 (1)4.51 100.2995(1 4.51 10 ) 0.2710.2711. LWWCH OHWH Oa xxmp s ()3(0.527160.406520.2711)30.4016. LmLDLFLWa mp s (3)全塔效率的计算 0.2450.245 0.49()0.49(4.84 0.4016)0.4163 T

18、L E 精馏段实际板数 55 12 0.4163 T T N E 提馏段实际板数 44 10 0.4163 T T N E 0.4163 T E 第五章第五章 板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算 5.15.1 物性数据计算物性数据计算 5.1.1 操作压强 P的计算： 取每层塔板压降为 则 P=0.7kPa, 塔顶压强 101.3kPa D P 进料板压强 101.3 12 0.7109.7kPa F P 塔底压强 101.322 0.7116.7kPa W P 精馏段平均压强 1 101.3 109.7 105.5 22 DF ma pp pkp 提

19、馏段平均压强 2 116.7 109.7 113.2 22 FW ma pp pkp 5.1.2 操作温度 t 的计算： 依据操作压强，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽 压由安托因方程计算，计算过程如上，计算结果如下： 塔顶温度：=66.12 D t 进料温度：=76.65 F t 塔底温度：99.19 W t 精馏段平均温度： 1 (66.1276.65) 71.385 C 22 DF m tt t 提馏段平均温度： 2 (76.6599.19) 87.92 C 22 FW m tt t 5.1.3 平均摩尔质量计算 （1）塔顶: 11 -1 -1 0.960.84

20、 0.96 32.04(1 0.96) 18.0131.48kg mol 0.84 32.04(1 0.84) 18.0129.79kg mol D VDm LDm yxx M M （2）进料板: -1 -1 0.360.7347 0.7347 32.04(1 0.7347) 18.0128.32kg mol 0.36 32.04(1 0.36) 18.0123.06kg mol FF VFm LFm xy M M （3）塔底: -1 -1 0.004510.02831 0.02831 32.04(1 0.02831) 18.0118.41kg mol 0.00451 32.04(1 0.00

21、451) 18.0118.07kg mol ww VWm LWm xy M M （4）精馏段平均摩尔质量： 气相： -1 1 31.4828.32 29.90kg mol 2 Vm M 液相： -1 1 27.7923.06 26.43kg mol 2 Lm M （5）提馏段平均分子量： 气相： -1 2 28.32 18.41 23.37kg mol 2 Vm M 液相： -1 2 23.06 18.07 20.57kg mol 2 Lm M 5.1.4 平均密度的计算 （1）气相平均密度的计算 Vm 精馏段平均密度: -3 11 1 1 105.5 29.89 1.12kg m 8.314

22、 (273.1566.12) mvm Vm m pM R T 提馏段平均平均密度: -3 22 2 2 113.2 21.53 0.84kg m 8.314 (273.1576.65) mvm Vm m pM R T （2）液相平均密度 的计算 Lm 由式 求相应的液相密度。 1 AB i Lmi LALB 塔顶平均密度的计算： =66.12化工原理 (上)得, D t 33 745/983.038/ AB kg mkg m 0.96 32.04 0.977 0.91 32.041 0.9618.01 A a 3 0.9770.023 1/()749.06/ 745983.038 LDm kg

23、 m 对于进料板： 时得: 76.65 F t 33 717/973.81/ AB kg mkg m 0.36 32.04 0.5001 0.36 32.040.64 18.01 A a 3 0.50010.4999 1/()850.34/ 754973.81 LFm kg m 对于塔底： 时得: 99.19 W t 33 753.86/959.435/ AB kg mkg m 0.0045 32.04 0.00798 0.0045 32.040.9955 18.01 A a 3 0.007980.9202 1/()1031.256/ 753.86959.435 LWm kg m （3）精馏段

24、平均液相密度: -3 1 850.34749.06 799.7kg m 22 LDmLFm Lm 馏段平均液相密度: -3 2 1031.256850.34 940.80kg m 22 LWmLFm Lm 5.1.5 液体表面张力的计算 根据化工原理课程设计指导下甲醇和水的表面张力， 如表 6。 位置平均温度 C甲醇 mN/m水 mN/m 塔顶 66.1218.0965.057 进料 76.6516.8763.073 塔底 99.1915.2458.717 根据式平均表面张力，如下： n i iim 1 则塔顶： 0.96 18.091 0.9665.05719.97/ Dm mN m 进料：

25、 0.36 16.871 0.3663.07346.44/ Fm mN m 塔底： 0.0045 15.241 0.004558.71758.52/ wm mN m 则精馏段： 1 19.9746.44 33.205/ 22 DMFM ml mN m 提馏段： 2 44.4458.52 52.48/ 22 FMWM lm mN m 5.25.2 气液负体积流率及塔径的计算气液负体积流率及塔径的计算 5.2.1 精馏段的气液体积流率及塔径 31 1 1 1 329.74 29.90 2.445ms 36003600 1.12 Vm S Vm V M V 31 1 1 1 176.23 26.43

26、 L0.00162ms 36003600 799.7 Lm S Lm L M （由式） max1 LV V uC 0.2 L 20( ) 20 CC 由史密斯关联图查取，图的横坐标为 20 C 11 22 0.00162 3600799.7 ()()0.0177 2.445 36001.12 hL hV L V 取板间距 HT=0.5m 板上液层高度 hL=0.05m HT -hL=0.5 -0.05=0.45 查得史密斯关联图到 20 0.093C 0.20.2 120 33.205 ()0.093 ()0.103 2020 L CC -1 max1 799.7 1.12 0.1032.75

27、m s 1.12 u 取安全系数为 0.6 则空塔速度为 -1 max 0.60.6 2.751.65m suu 塔径 1 1 1 44 2.445 1.37m 3.14 1.65 s V D u 按标准塔径圆整后为 D=1.8m 塔截面积为 At==2.54 m2 D 1.6-2.0 对应 HT450-600,符合设计要求 5.2.2 提馏段的气液体积流率及塔径 ,231 2 ,2 329.74 23.37 2.548ms 36003600 0.84 Vm s Vm V M V ,231 2 ,2 588.84 20.57 0.00358ms 36003600 940.8

28、0 Lm s Lm L M L 其中的查史密斯关联图，图的横坐标为 0.2 20 C() 20 L CC 式中由计算 20 C 11 22 0.00358 3600940.80 ()()0.047 2.548 36000.84 hL hV L V 取板间距 HT=0.5 板上液层高度 hL=0.05m HT -hL=0.5-0.05=0.45 查史密斯关联图得到 20 0.074C 0.20.2 220 52.48 ()0.074 ()0.090 2020 L CC -1 max2 940.800.84 0.0903.01m s 0.84 u 取安全系数为 0.6 则空塔速度为 -1 max

29、0.60.6 3.011.806m suu 塔径 按标准塔径圆整为 2 2 2 44 2.548 1.34m 3.14 1.806 s V D u 2 1.8mD 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为 1.8mD 截面积为 222 1.82.54m 44 T AD D 1.6-2.0 对应 HT450-600,符合设计要求 5.35.3 馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 5.3.1精馏段 1 塔有效高度的计算： 精馏段有效高度为 11 (12 1) 0.55.5mZ T N-1 H 提馏段有效高度为 22 (10 1) 0.54.5mZ T N -1 H 在

30、进料板上方开一个小孔，气高度为 0.8m 故精馏塔的有效高度为 12 0.810.8mZZZ 2、装置计算 因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算2.0mD 如下： (1) 溢流堰长 W l 0.600.60 1.81.08m W lD (2) 溢流堰高度 W h WLOW hhh 选平直堰，堰上液高度为，近似取 E=1， OW h 22 33 33 3600 0.00162 2.84 10()2.84 101 ()0.0087 1.08 h OW W L hEm l 取板上清液层高度故 50mm L h 0.050.00870.0413m WLOW

31、 hhh (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.115 /AT=0.0560.60 w l D f A 故 0.1150.115 1.80.207m d WD 2 0.0560.048 2.540.142m fT AA 计算液体在降液管中停留时间 1 3600 3600 0.142 0.5 43.835s 0.00162 3600 fT h A H s L 故降液管设计合理。 (4) 降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速， -1 0 0.07m su 依下式计算降液管底隙高度 h0 1 01 0 0.00162 3600 0.0

32、21m 1.08 0.07 3600 S W L h lu 101 0.04130.0210.0203m0.006m W hh 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘 深度 55 w hmm 3、塔板布置 （1）塔般的分块 因，故塔板采用分块式。由文献（一）查得，塔板分为 3 块。80mmD （2）边缘区宽度确定 取。0.065m0.065m ssc WWW （3）开孔区面积计算 其中： 2221 2 (sin) 180 a x Ax rxr r 1.8 (0.2070.065)0.628m 22 dS D xWW 1.8 0.0650.835m 22 C D rW 故 2 2212 3.

33、14 0.8350.628 2 0.628 0.8350.628sin ()1.87m 1800.835 a A （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。3mm5mmd 筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0=5mm 塔板上筛孔数目为 2 1.1551.155 1.87 9599 0.000225 A n t 塔板开孔区的开孔率 22 0 0.005 0.907()0.907()100%10.1% 0.015 d t 开孔率在 5-15%范围内，符合要求。 气体通过筛孔的气速 -1 0 0 2.445 9.53m

34、s 0.101 2.54 S V u A 5.3.2提馏段 装置计算 因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算2.0mD 如下： (1) 溢流堰长 W l 0.600.60 1.81.08m W lD (2) 溢流堰高度 W h WLOW hhh 选平直堰，堰上液高度为，近似取 E=1， OW h 22 33 33 3600 0.00358 2.84 10()2.84 101 ()0.015 1.08 h OW W L hEm l 取板上清液层高度 故 50mm L h 0.050.0150.035m WLOW hhh (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积 d W f

35、A 由 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.115 /AT=0.0560.60 w l D f A 故 0.1150.115 1.80.207m d WD 2 0.0560.056 2.540.142m fT AA 计算液体在降液管中停留， 1 3600 3600 0.142 0.5 19.835s 0.00358 3600 fT h A H s L 故降液管设计合理。 (4) 降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速， -1 0 0.2m su 依下式计算降液管底隙高度 h0 1 01 0 0.00358 3600 0.0194m 1.08 0.2 3600 S W L h lu 10

36、1 0.0350.01940.0156m0.006m W hh 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘 深度 55 w hmm 3、塔板布置 （1）塔般的分块 因，故塔板采用分块式。由文献（一）查得，塔板分为 3 块。80mmD （2）边缘区宽度确定 取。0.065m0.065m ssc WWW （3）开孔区面积计算 其中： 2221 2 (sin) 180 a x Ax rxr r 1.8 (0.2070.065)0.628m 22 dS D xWW 1.8 0.0650.835m 22 C D rW 故 2 2212 3.14 0.8350.628 2 0.628 0.8350.628

37、sin ()1.87m 1800.835 a A （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。3mm5mmd 筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0=5mm 塔板上筛孔数目为 个 2 1.1551.155 1.87 9599 0.000225 A n t 塔板开孔区的开孔率 22 0 0.005 0.907()0.907()100%10.1% 0.015 d t 开孔率在 5-15%范围内，符合要求。 气体通过筛孔的气速 -1 0 0 2.548 13.49m s 0.101 1.87 S V u A 第六章 筛板的流

38、体力学验算 6.1 精馏段 6.1.1 塔板压降 （1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献得 c h c h 0 5 1.67 3 d C0=0.772 0 22 0 2.445 12.98/ 3.14 95990.005 44 s V um s nd 22 0 0 12.981.12 0.051() ()0.051 ()()0.020m 0.772799.7 V c L u h C 液柱 （2）气流穿过板上液层的阻力 hl计算 -1 2.445 1.02m s 2.540.142 S a Tf V u AA 1/21/2 1.021.121.08/() aaV Fukgs m 查文献（3）

39、中，得0.64 故 液柱0.640.04130.00870.032m lLwow hhhh （3）液体表面张力的阻力计算h 3 0 44 33.205 10 0.0034m 799.7 9.81 0.005 L L h g d 气体通过每层塔板的液柱高度 p h 0.020.0320.00340.0554m pcl hhhh 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值） 0.0554 799.7 9.81434.6Pa700Pa PPL Phg （4）液面落差 对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。 6.1.2 液沫夹带量 ev的验算 塔板上鼓泡层的高度 2.52.5 0.050