化工原理课程设计(苯氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)

化工原理课程设计(苯-氯苯别离精馏塔浮阀塔设计) 1目录目录 前 言 . I 1设计方案的思考. I 2.设计方案的特点. I 3工艺流程确实定. I 第一章 设备工艺条件的计算 . 1 1.1 设计方案确实定及工艺流程的说明 . 1 1.2 全塔的物料衡算. 1 1.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 . 1 1.2.2 平均摩尔质量 . 1 1.2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 . 1 1.3 塔板数确实定. 2 1.3.1 理论塔板数TN 的求取 . 2 1.3.2 确定操作的回流比 R . 3 1.3.3 求理论塔板数 . 5 1.3.4 全塔效率TE . 6 N 近似取两段效率相同 . 7 1.3.5 实际塔板数p1.4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 . 7 1.4.1 平均压强mp . 7 1.4.2 平均温度m t . 8 M . 8 ? . 8 1.4.3 平均分子量m1.4.4 平均密度m1.4.5 液体的平均外表张力m . 10 1.4.6 液体的平均粘度mL, . 11 1.4.7 气液相体积流量 . 12 1.5 主要设备工艺尺寸设计 . 13 1.5.1 塔径 . 13 1.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 . 15 1.6.1 溢流装置. 15 1.6.2 塔板布置. 19 第二章 塔板流的体力学计算 . 22 22.1 塔板压降 . 22 2.2 液泛计算 . 24 2.3 雾沫夹带的计算. 26 2.4 塔板负荷性能图. 28 2.4.1 雾沫夹带上限线 . 28 2.4.2 液泛线. 28 2.4.3 液相负荷上限线 . 29 2.4.4 气体负荷下限线漏液线 . 30 2.4.5 液相负荷下限线 . 30 第三章 板式塔的结构与附属设备 . 31 3.1 塔顶空间 . 31 3.2 塔底空间 . 31 3.3 人孔数目 . 31 3.4 塔高 . 31 第四章 符号说明 . 33 参考文献 . 36 致谢 . 37 I前前 言言 1设计方案的思考1设计方案的思考 通体由不锈钢制造，塔节规格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔节可设置 12 个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动平安阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 2.设计方案的特点 2.设计方案的特点 浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和比照，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。 3工艺流程确实定 3工艺流程确实定 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1 型浮阀塔 ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一局部作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 II以下是浮阀精馏塔工艺简图 图 1-1 浮阀精馏塔工艺简图 1 第一章第一章 设备工艺条件的计算设备工艺条件的计算 1.1 设计方案确实定及工艺流程的说明 1.1 设计方案确实定及工艺流程的说明 本设计任务为别离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料q=1 ，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，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。 1.2 全塔的物料衡算 1.2 全塔的物料衡算 1.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 1.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。 666. 061.112/4211.78/5811.78?/58?F x 983. 061.112/ 5 . 2?11.78/ 5 .9711.78/ 5 .97?D x 00288. 061.112/ 8 .9911.78/2 . 011.78/?2 . 0?Wx 1.2.2 平均摩尔质量 1.2.2 平均摩尔质量 ol89.65kg/km112.617861.112?61.11200288. 0?0.666)(10.6661 (983. 0?00288. 0?78.11 78?DM78?WMF? 71112.)983. 011.?kg/kmol kg/kmol5 .?111.?M 1.2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 1.2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依 题 给 条 件 ： 一 年 以300天 ， 一 天 以24小 时 计 有 ： hkg /67.416624h)/(30030000000kgW,? 全塔物料衡算： 釜液处理量 hkmolW/40 .375 .11267.4166? 总物料衡算 WDF? 2苯物料衡算 WDF00288. 0839 . 0666. 0? 联立解得 kmol/h 76.49 D ? kmol/h 113.64 F? 1.3 塔板数确实定 1.3 塔板数确实定 1.3.1 理论塔板数1.3.1 理论塔板数TN 的求取 的求取 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法MT 法求取TN ，步骤如下： 1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx 依据 ? ?/?B?A?Btppppx? (1-1) tApxpy/? (1-2) 将所得计算结果列表如下： 3表 1-1 相关数据计算 温度/ 80 90 100 110 120 130 140 ?ip 两相摩尔分率 相对挥发度 苯 氯苯 x y oAoBPP? 760 148 1 1 5.135135 1025 205 0.677 0.913 5 1350 293 0.442 0.785 4.607509 1760 400 0.265 0.614 4.4 2250 543 0.127 0.376 4.143646 2840 719 0.019 0.071 3.94993 2900 760 0 0 3.815789 此题中，塔内压力接近常压实际上略高于常压 ，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对yx 平衡关系的影响完全可以忽略。 平均相对挥发度436. 4?，那么，汽液平衡方程为： xxxx?y436. 31436. 4?) 1(1? (1-3) 1.3.2 确定操作的回流比 R 1.3.2 确定操作的回流比 R 将表 1-1 中数据作图得yx 曲线。 400.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.91xyy=xf(x) 图 1-2 苯氯苯混合液的 xy 图 在yx 图上，因1?q，查得898. 0?ey，而666. 0?Fexx，983. 0?Dx。故有： eeeDinmxyyxR? (1-4) 364. 0666. 0898. 0898. 0983. 0?inmR 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 倍，即： inmRR2? (1-5) 727. 0364. 0?2?R 求精馏塔的汽、液相负荷 RDL ? (1-6) 55.6376.490.727L?kg/kmol 1)D(RV? (1-7) 5?11.13249.7610.727V?kg/kmol FLL? (1-8) 169.27113.6455.63L?kg/kmol /h132.11kmolVV? 1.3.3 求理论塔板数 1.3.3 求理论塔板数 11?RxxRRyD (1-9) 精馏段操作线： 685. 0303. 0?xy xwVWxVLy? (1-10) 提馏段操作线： 000998. 01034?xy 提馏段操作线为过?00288. 0 ,00288. 0和? 198 . 0 ,666. 0两点的直线。 采用图解法求理论板层数,在 x-y 图上作平衡曲线和对角线， 并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从)983. 0 ,983. 0 (?Dx开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点)890. 0 ,737. 0 (d时，那么改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线到达或越过点)00288. 0 ,002888. 0 (?Wx为止。 600.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.91xyf(x)精馏段提镏段y=x水平铅锤线 图 1-3 苯-氯苯物系精馏别离理论塔板数的图解 按上法图解得到： 总理论板层数 8?TN块包括再沸器 加料板位置 2?FN 1.3.4 全塔效率1.3.4 全塔效率TE 选用mTElog616. 017. 0?公式计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPas 的烃类物系，式中的m 为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。 查图一，由D x =0.983 W x =0.00288 查得塔顶及塔釜温度分别为： tD=84.54 Wt =138.48， 全塔平均温度 mt =(tD+Wt )/2 (1-11) mt =(84.54+138.48)/2=109.5 根据表 1-2 7表 1-2 苯-氯苯温度粘度关系表 温度 20 40 60 80 100 120 140 苯 粘度 mPas 氯苯 粘度 mPas 0.737 0.850 0.559 0.683 0.381 0.515 0.308 0.428 0.255 0.363 0.215 0.312 0.184 0.274 利用差值法求得：smPa?24. 0A，smPa339. 0?B?。 ?FBFAmxx?1? (1-12) ?273. 0666. 01339. 0666. 024. 0?m?mPa s ?245. 0?49. 0?mTuE (1-13) ?. 4?467. 0273. 04449. 0245. 0?TE 1.3.5 实际塔板数1.3.5 实际塔板数pN 近似取两段效率相同 近似取两段效率相同 精馏段：17. 448. 0/21?pN块，取51?pN块 提馏段：5 .1248. 0/62?pN块，取132?pN块 总塔板数 21pppNNN? (1-14) 18?pN 1.4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 1.4 操作工艺条件及相关物性数据的计算 1.4.1 平均压强1.4.1 平均压强mp 取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。 塔顶：kPa3 .10543 .101?Dp 加料板：kPa8 .10857 . 03 .105?Fp 塔底： kPa4 .114137 . 0?3 .105?Wp 精馏段平均压强?kPa1 .1072/8 .1083 .105?p 8提镏段平均压强?kPa6 .1112/4 .1148 .108?p 1.4.2 平均温度1.4.2 平均温度m t 利用表 1-1 数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 1983. 080?677. 019080?Dt,54.80?Dt 加料板 1666. 080?677. 019080?Ft，35.90?Ft 塔底温度 019?/. 000288. 0130?0019. 0140?130?W t，48.138?W t 精馏段平均温度 ?45.85235.9054.80?mT 提镏段平均温度 ?42.1142/35.9048.138?mT 1.4.3 平均分子量1.4.3 平均分子量mM 精馏段： 45.84?mT 液相组成：180451?x.851677. 080?90?，824. 01?x 气相组成：180451?y.851913. 080?90?，953. 01?y 所以 ?kmolkgML/18.84824. 0161.112824. 0?11.78? ?kmolkgMV/73.79953. 0161.112953. 0?11.78? 提镏段：4 .114?mT 液相组成：265. 01104 .114x0127. 0265. 01202102?，153. 02?x 气相组成：614. 01103 .113y376. 0614. 01202102?，509. 02?y 所以 ?kmolkgML/33.107153. 0161.112153. 0?11.78? ?kmolkgMV/05.95509. 0161.112509. 011.78? 1.4.4 平均密度1.4.4 平均密度m? 1.4.4.1 液相平均密度1.4.4.1 液相平均密度 mL , ?11.78?Aa BAAALa?11? (1-18) 3kg/m82.971?L? 101.4.4.2 汽相平均密度1.4.4.2 汽相平均密度mV , 004 .22PTMpTmVmv? (1-19) 精馏段： 32.72kg/m)45.8415.273(4 .2273.?7915.273?v ? 004 .22PTMpTmVmv? 1-20 提馏段： ?99. 242.11415.2734 .2205.95?15.273?v ?kg/m3 1.4.5 液体的平均外表张力1.4.5 液体的平均外表张力m 表 1-4 组分的外表张力 温度 80 85 110 115 120 131 A B 苯 氯苯 21.2 26.1 20.6 25.7 17.3 22.7 16.8 22.2 16.3 21.6 15.3 20.4 液体平均外表张力依下式计算，即 iiLmx? (1-21) 塔顶液相平均外表张力的计算 由45.84?mT，用内差法得 2 .218045?.84?2 .202 .218880?A， N/mm64.20A? 1 .268045?.84?3 .251 .268880?B , N/m68.25mB? ?DBDALxx?1? (1-22) ?mN/m73.20983. 0168.2564.20983. 0?L? 塔底液相平均外表张力的计算 由4 .114?mT，用内插法得 113 .171104 .?A114?8 .163 .17115110?，N/mm86.16A ? 7 .221104 .?B114?2 .227 .22115110? , mN/m26.22?B? ?WBWALxx?1? (1-23) ?25.2200288. 0?126.2200288. 0?86.16?L?mN/m 1.4.6 液体的平均粘度1.4.6 液体的平均粘度mL, 表 1-5 不同温度下苯氯苯的粘度 温度 t， 60 80 100 120 140 苯 mPas 氯苯 mPas 0.381 0.515 0.308 0.428 0.255 0.363 0.215 0.313 0.184 0.274 液相平均粘度可用 lglgLmiix? 表示 1.4.6.1 塔顶液相平均粘度1.4.6.1 塔顶液相平均粘度 308. 08045?.84?308. 0255. 080100?A，smPaA?320. 0? 428. 08045?.84?428. 0363. 080100?B smPaB?414. 0? 426. 0lg)986. 01 (307. 0lg986. 0lg,?mLD?，smPamLD?308. 0,? 1.4.6.2 进料板液相平均粘度 1.4.6.2 进料板液相平均粘度 308. 08045?.84?308. 0255. 080100?A，smPaA?320. 0? 428. 08045?.84?428. 0363. 080100?B，smPaB?414. 0? 414. 0lg)983. 01 (320. 0lg983. 0lg,?mLF?，smPamL?321. 0,? 1.4.6.3 塔底液相平均粘度1.4.6.3 塔底液相平均粘度 12255. 01004 .?114?215. 0255. 0120210?A， smPaA?226. 0? 363. 01004 .?114?313. 0363. 0120210?B，smPaB?327. 0? 327. 0lg)00288. 0?1 (226. 0lg00288. 0lg,?mL?,smPamL?324. 0,? 1.4.7 气液相体积流量 1.4.7 气液相体积流量 精馏段： 汽相体积流量 mVmVsMVV,3600? (1-24) 076. 1?72. 2360073.7911.132?s Vm3/s /h3872.5m/sm076. 133?hV 液相体积流量 LL?sMLL3600? (1-25) 00152. 0?89.856360018.8463.55?sLm3/s /h5.47m/sm00152. 033?h L 提镏段： 汽相体积流量 mVmVsMVV,3600 ? (1-26) 28. 172. 2360005.9511.132?sVm3/s /h4616.6m/sm28. 1?33?hV 液相体积流量 13mWmLsMLL,3600? (1-27) 00519. 082.97136003 .10727?.169?s Lm3/s /hm69.18/sm00519. 033?h L 1.5 主要设备工艺尺寸设计 1.5 主要设备工艺尺寸设计 1.5.1 塔径 1.5.1 塔径 精馏段：初选塔板间距mm400?TH及板上液层高度mm70?L h，那么： m33. 007. 040. 0?LThH 按 Smith 法求取允许的空塔气速maxu即泛点气速Fu 0251. 072. 289.8565 .387247. 55 . 0?5 . 0?VLhhVL? 查 Smith 通用关联图得056. 020?C 负荷因子 2 . 0?2021?CC (1-28) 0564. 02073.20056. 02 . 0?C 泛点气速： ?VVLCu?/max? (1-29) ?992. 072. 2/72. 289.856056. 0/max?VVLCu?m/s 取平安系数为 0.8，那么空塔气速为 max8 . 0 uu ? (1-30) m/s794. 08 . 0max?uu 精馏段的塔径 14uVDs?/4? (1-31) m47. 1)03. 1?14. 3/(076. 1?4/4?uVDs? 按标准塔径圆整取.4m1?D 校核：塔径圆整后，计算圆整塔径 D 下的空塔气速 即：670. 04 . 1?14. 3076. 1?414. 3422?DVusm/s 675. 0992. 0670. 0max?uum/s在 0.60.8 的范围内 提镏段：初选塔板间距mm400?TH及板上液层高度mm70?L h，那么： m33. 007. 04 . 0?LThH 按 Smith 法求取允许的空塔气速maxu即泛点气速Fu 0730. 099. 282.9716 .461669.185 . 0?5 . 0?VLhhVL? 查 Smith 通用关联图得082. 020?C 负荷因子 2 . 0?2021?LCC? (1-32) 15 084. 02025.22082. 02 . 0?C 泛点气速： ?/ maxVVLCu? ? (1-33) ?512. 1?99. 2/99. 282.971084. 0/ max?VVLCu?m/s 取平安系数为 0.6，那么空塔气速为 max6 . 0uu ? (1-34) m/s91. 06 . 0max?uu 精馏段的塔径 uVDs ?/4? (1-35) m52. 1)91. 0?14. 3/(770. 1?4/4?uVDs ? 按标准塔径圆整取.6m1?D 校核： 塔径圆整后，计算圆整塔径 D 下的空塔气速 即：832. 04 . 1?14. 328. 1?414. 3422?DVusm/s 625. 0512. 1945. 0max?uum/s在 0.60.8 的范围内 1.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1.6.1 溢流装置 1.6.1 溢流装置 因塔径为 1.4m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 1.6.1.1 溢流堰长出口堰长1.6.1.1 溢流堰长出口堰长wl 16取 Dlw8 . 0? (1-36) m12. 1?4 . 1?8 . 08 . 0?Dlw 精馏段堰上溢流强度?hm/m130100hm/m88. 428. 1 /47. 5/33?whlL,满足强度要求。 提镏段堰上溢流强度? h?m/m130100hm/m69.1612. 1 /69.18/33?wh lL,满足强度要求。 1.6.1.2 出口堰高1.6.1.2 出口堰高wh owLwhhh? (1-37) 对平直堰 ?3/2/00284. 0whowlLEh? (1-38) 精馏段：由8 . 0/?Dlw及45. 428. 1 /64. 8/5 . 25 . 2w?hlL，查图 1-4 得1?E， 图 1-4 液流收缩系数计算图 于是： 17mmhow006. 00082. 0)12. 1 /47. 5 (?100284. 03 / 2?满足要求 m0618. 00082. 0?07. 0?owLwhhh 验证：owwowhhh?1 . 005. 0 (设计合理) 提镏段：由8 . 0/?Dlw及，51.1628. 1 /6 .30/5 . 25 . 2w?hlL查化工原理课程设计图 1-4得1?E，于是： ?m006. 0m0185. 012. 1 /69.18100284. 03 / 2?owh满足要求 m0515. 00185. 0?07. 0?owLwhhh 验证：1 . 005. 0owwowhhh? (设计合理) 1.6.1.3 降液管的宽度1.6.1.3 降液管的宽度dW 和降液管的面积和降液管的面积f A 由8 . 0/?Dlw，15. 0/,21. 0/?TfdAADW，即： m294. 0?dW，22m539. 1?4?DAT?，2m231. 0?f A。 图 1-5 降液板的宽度和截面积 18液体在降液管内的停留时间 精馏段： sTfLHA/? (1-39) s 5s53.6000152. 0/4 . 0?23. 0/?sTfLHA?满足要求 提镏段： /sTfLHA? (1-40) 5s17.7300519. 0/4 . 0?23. 0/?sTfLHA?满足要求 1.6.1.4 降液管的底隙高度1.6.1.4 降液管的底隙高度o h 精馏段： 取液体通过降液管底隙的流速m/s07. 0?o u， 那么有： ?. 0?012. 00060?whh (1-41) m0538. 00008. 0?0618. 00?ho h 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求 mmhhw006. 0008. 00538. 0?0618. 00? 故合理 提镏段： 取液体通过降液管底隙的流速m/s25. 0?o u， 那么有： ?. 0?012. 0006?wohh (1-42) m0435. 0008. 00515. 0?oho h 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求 mmhhw006. 0008. 00435. 0?0515. 00? 故合理 选用凹形受液盘，深度mmhW50? 191.6.2 塔板布置 1.6.2 塔板布置 1.6.2.1 塔板的分块 1.6.2.1 塔板的分块 本设计塔径为mmmmmD120014004 . 1?， 故塔板采用分块式， 塔板分为 4 块。 1.6.2.2 边缘区宽度确定1.6.2.2 边缘区宽度确定 取mWs07. 0? mWc05. 0? 1.6.2.3 开孔区面积计算 1.6.2.3 开孔区面积计算 ?rxrxrxAa1222sin1802? 其中：mWW(D2xsd336. 0)07. 0294. 0 (?24 . 1)? mWD2rc65. 005. 024 . 1? 故 2122283. 0)65. 0336. 0(sin18065. 0?14. 3336. 065. 0336. 0 ?2mAa? 1.6.2.4 浮阀数计算及其排列 1.6.2.4 浮阀数计算及其排列 精馏段： 预先选取阀孔动能因子120?F,由 F0=vu?0可求阀孔气速u?， 即 vF?u00? (1-43) smF?uv/28. 772. 21200? F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为 0204udVNs? (1-44) 12428. 7?)039. 0 (4076. 142021?udVNs 20浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心mmt75? 那么排间距 NtA?ta? (1-45) 089. 0124075. 083?. 0?NtAta 考虑到塔径比拟大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一局部鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 0.071m,而应小一点，故取mmt70?，按mmt75?，mmt70?以等腰三角叉排方式作图得阀孔数140?N 实际孔速 200785. 0NdVus? (1-46) smNdVus/44. 6)039. 0 (?785. 0?140076. 1785. 02200? 阀孔动能因数为 ,00vuF? (1-47) 13.1199. 244. 6,00?vuF? 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 200)(/DdNAAT? (1-48) 1086. 0)4 . 1039. 0(106)(/2200?DdNAAT? 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 21 图 1-3 阀孔排列 22第二章 塔板流的体力学计算 第二章 塔板流的体力学计算 2.1 塔板压降 2.1 塔板压降 精馏段 1计算干板静压头降ch 825. 11 .73?vcU? (2-1) 由式(2-1)可计算临界阀孔气速ocU ，即 smUvoc/07. 672. 21 .731 .73?825. 1825. 1? cUU00?，可用 LvccgU2h?34. 520 (2-2) 算干板静压头降，即 mhc032. 089.85672. 28 . 9?2)07. 6 (34. 52? 2 计算塔板上含气液层静压头降fh 由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数4 . 00?，板上液层高度 ,07. 0?L h所以依式 Llhh0 ? (2-3) Llhh0 ?=0.4x0.07=0.028m 3计算液体外表张力所造成的静压头降? h 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体外表张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降p h 为 ? h?hhhlcp? (2-4) mhhhhlcp060. 0028. 0032. 0? 23ghpLpp11? (2-5) PaghpLpp9 .5038 . 9?89.856060. 011? 提镏段： (1)计算干板静压头降ch 由式 825. 11 .73?vcU? (2-6) 可计算临界阀孔气速ocU，即 smUvoc/76. 599. 21 .731 .73?825. 1825. 1? 00cUU ?，可用 20?2g34. 5LvccUh? (2-7) 算干板静压头降，即 mhc028. 082.97199. 28 . 9?2)76. 5 (?34. 52? (2)计算塔板上含气液层静压头降fh 由于所别离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数4 . 00?，板上液层高度 ,07. 0?L h所以依式 Llhh0 ? (2-8) mhl028. 007. 0?4 . 0? (3)计算液体外表张力所造成的静压头降? h 由于采用浮阀塔板， 克服鼓泡时液体外表张力的阻力很小， 所以可忽略不计。 这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降p h 为 ? h?hhhlcp? (2-9) mhhhhlcp056. 0028. 0028. 0? 24ghpLpp22? (2-10) PaghpLpp3 .5238 . 9?82.971056. 022? 2.2 液泛计算 2.2 液泛计算 LdpdhhhH? (2-11) 精馏段 (1)计算气相通过一层塔板的静压头降P h 前已计算mhp0599. 0? (2)液体通过降液管的静压头降d h 因不设进口堰，所以可用式 20213. 0?hLLhwsd (2-12) 式中mhmlsmLws0538. 0,12. 1?,/00152. 003? mhd0000974. 00538. 0?12. 100152. 0153. 02? (3)板上液层高度：mhL07. 0? 那么 mHd1310. 007. 00000974. 0?0599. 01? 为了防止液泛，按式：)(wTdhHH?，取平安系数5 . 0?，选定板间距4 . 0?TH,mhw0618. 0? mhHwT277. 0)0618. 0?4 . 0 (?6 . 0)(? 从而可知mhHmHwTd277. 0)(1310. 01?，符合防止液泛的要求 (4) 液体在降液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于 35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计 25 sTfLHA? (2-13) ssLHAsTf579.6000152. 04 . 0?231. 0? 可见，所夹带气体可以释出。 提镏段 (1)计算气相通过一层塔板的静压头降P h 前已计算mhp056. 0? (2)液体通过降液管的静压头降d h 因不设进口堰，所以可用式 20153. 0?hLLhw