年产26000吨苯-甲苯精馏塔设计方案

1 年产 26000 吨苯 案第 1 章 设计任务书 一、设计题目 设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔 二、设计任务及操作条件 1、设计任务 物料处理量： 7 万 吨年 进料组成 ： 37 苯 质量分率，下同） 分离要求： 塔顶产品组成苯 95 塔底产品组成苯 6% 2、操作条件 平均操作压力 ： 101.3 均操作温度： 94 回流比： 自选 单板压降： =0.9 时： 年开工时数 7200 小时 课题性质： 化工原理课程设计 三、设计方法和步骤 1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。 2、主要设备工艺尺寸设计计算 （ 1）收集基础数据 2 （ 2）工艺流程的选择 （ 3）做全塔的物料衡算 （ 4）确定操作条件 （ 5）确定回流比 （ 6）理论板数与实际板数 （ 7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （ 8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （ 9）塔径计算及板间距确定 （ 10）堰及降液管的设计 （ 11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （ 12）塔的水力学计算 （ 13）塔板的负荷性能图 （ 14）塔盘结构 （ 15）塔高 （ 16）精馏塔接管尺寸计算 3、典型辅助设备选型与计算（略） 包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6、设计评述 四、参考资料 化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编； 化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编； 3 化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编； 化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编； 常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。 4 第 2 章 设计计算 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，应采用连续精馏流程。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馏塔内。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 2 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罐。其中由于蒸馏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馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38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： （）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。 （）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 10 15。 （）塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 （）压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。 筛板塔的 缺点是： （）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （）操作弹性较小 (约 2 3)。 （）小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图 5 表 2和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 ） 临界压强 苯 A 苯 B 2苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 5 90 95 100 105 2常温下苯 2：8表 2） 温度 5 90 95 100 105 相中苯的摩尔分率 6 汽相中苯的摩尔分率 表 2纯组分的表面张力 (1：378) 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 0 2组分的液相密度 (1：382) 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 甲苯 ,3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表 6 液体粘度 L （ 1：365P） 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ s） 甲苯（ s） 7常压下苯 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 馏塔的物料衡算 1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 0 . 3 7 / 7 8 . 1 1 0 . 4 0 90 . 3 7 / 7 8 . 1 1 0 . 6 3 / 9 2 . 1 30 . 9 7 7 8 . 1 1 0 . 9 5 70 . 9 5 7 8 . 1 1 0 . 0 5 9 2 . 1 30 . 0 6 7 8 . 1 1 0 . 0 0 70 . 0 6 7 8 . 1 1 0 . 9 4 9 2 . 1 32. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0 . 4 0 9 7 8 . 1 1 0 . 5 9 1 9 2 . 1 3 8 6 . 3 9FM k g k m o l 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 0 . 0 4 3 9 2 . 1 3 7 8 . 7 1DM k g k m o l 0 . 0 7 0 7 8 . 1 1 0 . 9 3 0 9 2 . 1 3 9 1 . 9 6WM k g k m o l （ 3）物料衡算 原料处理量 70000000 1 2 1 . 5 48 6 . 3 9 * 7 2 0 0F k m o l h总物料衡算 W 苯物料衡算 联立解得 D h W=h 8 式中， F 原料液流量 D 塔顶产品量 W 塔底产品量 板数的确定 1. 理论板层数 求取 苯 采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯 出 x y 图，见下图 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点 e（ 垂线 q 线 )，该线与平衡线的交点坐标为 最小回流比为m i 9 5 7 0 . 5 6 7 1 . 4 60 . 5 6 7 0 . 3 4 6 取操作回流比为m i 9 求精馏塔的气、液相负荷 2 . 9 2 4 2 . 9 9 1 2 5 . 5 3L R D h ( 1 ) 3 . 9 2 4 2 . 9 9 1 6 8 . 5 2V R D k m o l h ( 1 ) ( 1 ) ( 2 . 9 2 1 ) 4 2 . 9 9 1 6 8 . 5 2 /V R D q F k m o l h (泡点进料： q=1) 2 . 9 2 4 2 . 9 9 1 1 2 1 . 5 3 2 3 8 . 0 6 /L R D q F k m o l h 求操作线方程 精馏段操作线方程为 1 0 . 7 4 9 0 . 2 4 4 211 Dn n x 提馏段操作线方程为 1 1 . 4 1 2 0 . 0 9 2m m w x x （ 2）逐板法求理论板 又根据m i n(1 )1 11 可解得 =平衡方程为： 2 . 4 7 51 ( 1 ) 1 1 . 4 7 5 1 1111 1 1 1(1 ) 2 . 4 7 5 (1 )y y y y =11110 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 9 1 5 22220 . 8 1 3(1 )yx 320 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 8 5 0 3333(1 )yx 0 430 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 7 6 3 44440 . 5 6 5(1 )yx 540 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 6 6 5 55550 . 4 2 0(1 )yx 650 . 7 4 5 0 . 2 4 4 2 0 . 5 5 7 66660 . 3 3 7(1 )yx 因 为6xn=5 160 7 211 . 4 1 2 0 . 0 2 9 0 . 4 4 7 2222 0 . 2 4 6( 1 ) 321 . 4 1 2 0 . 0 2 9 0 . 3 1 8 3333 0 . 1 5 9(1 ) 431 . 4 3 3 4 0 . 0 3 3 0 . 1 9 5 4444 0 . 0 8 9( 1 ) 541 . 4 1 2 0 . 0 2 9 0 . 0 9 7 5555 0 . 0 4 2(1 ) n=4 全塔效率的计算（查表得各组分黏度1= 12( 1 ) 0 . 4 0 9 0 . 2 6 9 ( 1 0 . 4 0 9 ) 0 . 2 7 7 0 . 2 7 4m F 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l g 0 . 2 7 4 5 2 % 捷算法求理论板数 m i l n l n ( ) ( ) 1 9 . 8 9 8 1 8 . 8 9 81 由公式 0 . 5 4 5 8 2 7 0 . 5 9 1 4 2 2 0 . 0 0 2 7 4 3 /Y X X m i n 2 . 9 2 1 . 4 6 0 . 3 7 41 3 . 9 2 11 代入 Y= m i n 0 . 3 1 6 5 , 1 02N m i n ,1 111 / l n l n ( ) ( ) 1 4 . 9 2 5 51 0 . 9 7 4 1 0 . 2 41 . 1 4 l n ( ) ( ) 1 4 . 4 4 51 0 . 9 7 4 0 . 2 4 精馏段实际板层数 5/10, 提馏段实际板层数 4/8 进料板在第 11块板 馏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 93.2 底操作压力层塔板压降 P 0.9 料板压力10 馏段平均压力 P m （ 2 97.7 馏段平均压力 P m =（ ，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 12 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=入相平衡方程得 0 . 9 0 1 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 0 1 ) 9 2 . 1 3 7 9 . 5 0L D mM k g k m o l , 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 5 7 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 7 1V D mM k g k m o l 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 , 0 . 6 3 2 7 8 . 1 1 (1 0 . 3 6 8 ) 9 2 . 1 3 8 3 . 2 7V F mM k g k m o l , 0 . 4 0 9 7 8 . 1 1 (1 0 . 4 0 9 ) 9 2 . 1 3 9 0 . 0 8L F mM k g k m o l 塔底平均摩尔质量计算 由 相平衡方程，得 0 . 1 5 7 7 8 . 1 1 (1 0 . 1 5 7 ) 9 2 . 1 3 8 6 . 6 0V W mM k g k m o l , 0 . 0 7 0 7 8 . 1 1 (1 0 . 0 7 0 ) 9 2 . 1 3 9 0 . 5 9L w mM k g k m o l 精馏段平均摩尔质量 , 7 8 . 7 1 8 3 . 2 7 8 0 . 9 92k g k m o l k g k m o l, 7 9 . 5 0 9 0 . 0 8 8 4 . 7 92k g k m o l k g k m o l提馏段平均摩尔质量 13 , 8 6 . 0 6 8 3 . 2 3 8 4 . 9 22k g k m o l k g k m o l, 9 0 . 5 9 8 6 . 3 9 8 8 . 4 92k g k m o l k g k m o l4. 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 , 3, 9 7 . 7 8 0 . 9 7 2 . 6 38 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 8 . 4 5 )m v k g 提馏段的平均气相密度 ,3, 1 0 5 . 8 8 4 . 9 2 2 . 9 08 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 9 9 . 6 5 )m v k g 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 查手册得 338 1 2 . 7 , 8 0 6 . 7g m k g m 塔顶液相的质量分率 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 0 . 8 8 50 . 9 5 7 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 0 4 3A ,1 0 . 8 8 5 8 1 2 . 7 0 . 1 1 5 8 0 7 . 6 , 8 1 3 . 0 1L D m L D m k g k m o l 进料板液相平均密度的计算 由 查手册得 337 9 9 . 1 , 7 9 6 . 0g m k g m 14 进料板液相的质量分率 0 . 4 0 9 7 8 . 1 1 0 . 3 70 . 4 0 9 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 5 9 1A ,1 0 . 3 7 7 9 9 . 1 0 . 6 3 / 7 6 9 . 0 , 7 8 1 . 2 5L F m L F m k g k m o l 塔底液相平均密度的计算 由 查手册得 337 8 6 . 1 3 , 7 8 5 . 2g m k g m 塔底液相的质量分率 0 . 0 7 7 8 . 1 1 0 . 0 60 . 0 7 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 9 3A ,1 0 . 0 6 / 7 8 6 . 1 3 0 . 9 4 / 7 8 5 . 2 , 7 8 3 . 4L w m L w m k g k m o l 精馏段液相平均密度为 , 8 1 3 . 0 1 7 8 1 . 2 5 7 9 7 . 1 32Lm k g k m o l 提馏段液相平均密度为 , 7 8 1 . 2 5 7 8 5 . 5 4 7 8 3 . 42Lm k g k m o l 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 塔顶液相平均表面张力的计算 由 查手册得 A=m B=mN/m mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 15 由 查手册得 A=m N/m B=m N/m mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由 查手册得 A=mN/m B=mN/m m 精馏段液相平均表面张力为 m=（ ，即 m= i 塔顶液相平均粘度的计算： 由 查手册得 A=s B=s ( 解出 s 进料板液相平均粘度的计算 由 查手册得 A=s B=s ( 解出 s 塔底液相平均粘度的计算 16 由 查手册得 A=s B=s ( 解出 s 精馏段液相平均粘度为 2=s 提馏段液相平均粘度为 2=s 7. 气液负荷计算 精馏段： 1 ( 2 . 9 2 1 ) 4 2 . 9 9 1 6 8 . 5 2 /V R D K m o l h 31 6 8 . 5 2 8 0 . 9 7 1 . 6 0 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 3 6m s 2 . 9 2 4 2 . 9 9 1 2 5 . 5 3 /L R D K m o l h 31 2 5 . 5 3 8 3 4 . 7 9 0 . 0 0 3 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 9 7 . 1 3s m s 30 . 0 0 3 7 3 6 0 0 1 3 . 3 5 3 /hL m h 提馏段： ( 1 ) 1 6 8 . 5 2 /V V q F K m o l h 31 6 8 . 9 2 8 4 . 9 2 1 . 3 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 9 0m s 1 2 5 . 3 2 1 1 1 2 . 5 3 2 3 8 . 0 6 /L L q F K m o l h 32 3 8 . 0 6 8 8 . 4 9 0 . 0 0 7 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 3 . 4s m s 0 . 0 0 7 5 3 6 0 0 2 7 . 0 0 /hL m h 17 馏塔的塔体工艺尺寸计算 1. 塔径的计算 塔板间距 选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，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 m 间距 00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 对精馏段： 初选板间距 取板上液层高度 ， 故 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4h m ； 1 12 20 . 0 0 3 7 7 9 7 . 1 3 0 . 0 4 2 31 . 6 0 6 2 . 3 6S L mS v 查教材 得 式 0 校正物系表面张力为 mN m 时202 0 . 9 80 . 0 7 2 0 . 0 7 1 32 0 2 0 m a 4 . 0 9 2 . 6 30 . 0 7 1 3 1 . 2 3 9 /2 . 6 3m s 可取安全系数为 （安全系数 故 4 4 1 . 6 0 6 1 . 4 43 . 1 4 2 0 . 9 9 1 按标准 ,塔径圆整为 空塔气速 s。 对提馏段： 初选板间距 取板上液层高度 ， 故 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4h m ； 1 12 20 . 0 0 7 5 7 8 3 . 4 0 . 0 9 01 . 3 7 2 . 9 0S L mS v 18 查 2：165 8 得 式 0 校正物系表面张力为 mN m 时 0 . 2201 9 . 5 80 . 1 0 6 0 . 1 0 32 0 2 0 m a x 7 8 3 . 4 2 . 9 00 . 1 0 3 1 . 6 9 /2 . 9 0m s 可取安全系数为 （安全系数 故 4 4 1 . 3 7 1 . 0 23 . 1 4 2 1 . 6 9 按标准 ,塔径圆整为 空塔气速 s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，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 板主要工艺尺寸的计算 1. 溢流装置计算 因塔径 D 选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长 单溢流去 D，取堰长b)出口堰高 由 / 2 . 52 . 53 6 0 0 0 . 0 0 3 7/ 1 3 . 3 5 31 . 0 5 6l m 查 2：169 11，知 E=式 232 . 8 41000 19 可得 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 1 3 . 3 5 31 . 0 4 2 0 . 0 1 71 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6 故 0 . 0 6 0 . 0 1 7 0 . 0 4 3 c)降液管的宽度 由 2：170 13）得 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 6 0 . 1 9 8 m ， 2 2 23 . 1 40 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 1 . 6 0 . 1 4 5 244 m 利用 (2：170 10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 0 . 1 4 5 2 0 . 4 0 1 5 . 7 00 . 0 0 3 7 （大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0 /o （ 依 (2：171 11)：0 . 0 0 3 7 0 . 0 3 51 . 0 6 0 . 0 9so 符合（ 0 0 6 ） e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60理可以算出提溜段 a)溢流堰长 单溢流去 D，取堰长b)出口堰高 由 / 2 . 5/ 2 3 . 3 4l m20 查 2：169 11，知 E=式 232 . 8 41000 可得 232 . 8 4 0 . 0 2 61000 故 0 . 0 6 0 . 0 2 6 0 . 0 3 4 c)降液管的宽度 由 / （ 2：170 13）得 / 0 4 / 0 2 2 0 . 1 2 4 0 . 2 0 m， 220 . 0 7 2 2 0 . 1 4 54 m 利用 (2：170 10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 1 1 . 6（大于 5s，符合要求） d)降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0 /o （ 依 (2：171 11)： 0 . 0 3 2so 符合（ 0 0 6 ） 2. 塔板布置 精馏段 塔板的分块 因 D 800塔板采用分块式。查表 3，塔极分为 4 块。对精馏段： a)取边缘区宽度 0 50安定区宽度 0 5（当 D ，0 75 b)依 (2：173 18)： a 1222 s 算开空区面积 21 1 . 6 0 . 0 5 0 . 7 522 m ， 1 . 6 0 . 1 8 5 0 . 0 7 5 0 . 5 422 W 2 2 2 1 20 . 5 42 0 . 5 4 0 . 7 5 0 . 5 4 0 . 7 5 s i n 1 . 4 6 71 8 0 0 . 7 5 c)筛孔数 n 与开孔率 ：取筛空的孔径0d为 正三角形排列，一般碳的板厚为 取 孔中心距 筛孔数 33221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 1 . 4 6 7 7 5 5 11 5 . 0 个 则0200 . 9 0 7% % 1 0 . 0 8 %()d （在 5 15 范围内） 则每层板上的开孔面积0 . 1 0 0 8 1 . 4 6 7 0 . 1 4 8 气体通过筛孔的气速为01 . 6 0 6 1 0 . 8 5 /0 . 1 4 8 提馏段： a)取边缘区宽度 0 50安定区宽度 0 5（当 D 0 75 b)依 (2： 173 18)： a 1222 s 算开空区面积 0 . 7 52 m ， 0 . 5 2 52 W 21 3 c)筛孔数 n 与开孔率 ： 取筛空的孔径0d为 正三角形排列，一般碳的板厚为 取 故孔中心距 22 筛孔数 321 1 5 8 1 0 5729 个 则0200 . 9 0 7% % 1 0 . 0 8 %()d （在 5 15 范围内） 则每层板上的开孔面积00 0 . 1 1 2 4 气体通过筛孔的气速为01 2 . 1 8 9 / 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 精馏段： a)干板压降相当的液柱高度 d，查干筛孔的流量系数图得， 式 2 2001 1 . 1 5 2 . 6 30 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 3 30 . 7 8 7 9 7 . 1 3 b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 1 . 6 0 6 0 . 8 6 /2 . 0 1 0 . 1 4 5fV ， 0 . 8 6 2 . 6 3 1 . 3 9 5a a 由o与 图 查 得 板 上 液 层 充 气 系 数o= 依 式0 . 6 1 0 . 0 6 0 . 0 3 7l o Lh h m c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h： 依式 304 4 2 0 . 4 2 1 0 0 . 0 0 27 9 7 . 1 3 9 . 8 1 0 . 0 0 5 故 0 . 0 3 4 0 . 0 3 7 0 . 0 0 2 0 . 0 7 3p 23 则单板压强： 0 . 0 7 3 7 9 7 . 1 3 9 . 8 1 5 7 1 . 5 0 . 9P p LP h g P a k P a 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 3 . 2 3 . 26635 . 7 1 0 5 . 7 1 0 0 . 8 6 0 . 0 2 2 / 0 . 1 /2 0 . 4 6 1 0 0 . 4 0 2 . 5 0 . 0 6fe k g k g k g k 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 4. 漏液 由式 / 7 9 7 . 1 34 . 4 0 . 7 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 2 2 . 6 3 筛板的稳定性系数0 1 2 . 1 8 9 1 . 7 7 7 1 . 56 . 3 8 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 5. 液泛 精馏段： 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 依式，而2200 . 0 0 3 70 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 11 . 0 5 6 0 . 0 4 1 5sd ，则 0 . 5 0 . 4 0 0 . 0 4 3 3 0 . 2 2 3h m 故 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 提溜段： 24 a)干板压降相当的液柱高度 依 d ，查干筛孔的流量系数图得， 式2000 . 0 5 1 0 . 0 4 6 b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 0 . 7 3 5 / ， 1 . 2 5 2a a 由 o 与 联图查得板上液层充气系数 o =式 0 . 0 3 9l o Lh h m c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h ： 依式 04 0 . 0 0 2，故 则单板压强： 3 9 9 . 6 0 . 9P p LP h g P a k P a （）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 3 . 265 . 7 1 00 . 0 0 9 2 / 0 . 1 /k g k g k g k 故在设计负荷下不会发生过量雾 沫夹带。 (4) 漏液 由式 / 筛板的稳定性系数 0 1 . 9 9 1 . 5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 (5) 液泛 25 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 依式 ， 而 200 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 7 5sd ，则 0 . 2 1 7h m 故 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 板负荷性能图 精馏段： (1) 漏液线 由 ， 得 2 / 32 / 32 . 8 40 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 0 2 110007 9 7 . 1 34 . 4 0 . 7 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 3 3 0 . 6 7 2 0 . 0 0 2 )2 . 6 3ww c L 2 / 3, m i n 0 . 4 1 6 6 . 4 6 7 SV o L 在操作范围内，任取几个 ，依上式计算出 ，计算结果列于表 3 表 3s /(m3/s) s /(m3/s) 6 由上表数据即可作出漏液线。 (2) 雾沫夹带线 以 /为限，求 系如下： 由 2 / 32 / 336002 . 8 4 1 1 . 6 5 31 0 0 0 1 . 0 5 6 2 / 332 / 336002 . 5 2 . 8 4 1 01 . 0 5 60 . 1 1 1 0 . 6 7 6h 0 . 5 3 62 . 0 1 0 . 1 4 5 联立以上几式，整理得 2 / 32 . 9 7 8 6 . 9 6 3 在操作范围内，任取几个 ，依上式计算出 ，计算结果列于表 3 表 3s /(m3/s) s /(m3/s) 上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 为最小液体负荷标准。由式 3 2 / 3,