化工原理分离苯甲苯混合物5000kgh的连续操作精馏装置-学位论文.doc

天津商业大学化工学院化工原理课程设计

各专业全套优秀毕业设计图纸

天津商业大学食品科学与工程系
化 工 原 理 课 程 设 计
说 明 书

设计题目：《分离苯—甲苯混合物5000kg/h的连续操作精馏装置》
设计者：班级 食品科学与工程1202 姓名 日期 2014年12月25日
设计指导人：签名 日期
设计答辩成绩：
答辩委员会：签名
日期

绪论…………………………………………………………………… ……………4
二 设计任务书 ………………………………………………………… …………5
1．设计题目 ………………………………………………… ……………5
2. 设计方案的选定及基础数据搜集…………………………………………… ……………5
3. 相平衡 ………………………………………………………… ……………7
三 设计计算 ……………………………………………………… ………………9
1.精馏塔物料衡算…………………………………………… …………………9
1.1原料液及塔顶、塔底产品摩尔分数 ………………………………… …………………9
1.2原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量…………………………… ……………………9
1.3物料衡算……………………………………………………………… …………………9
2 塔板数的确定…………………………………………… …………………10
1、理论塔板数NT的计算………………………………………………… …………………10
1.1最小回流比及操作回流比的计算………………………… …………………….. …….10
1.2求精馏段气、液相负荷………………………………… ………………………………10
1.3求操作线方程………………………………………… …………………………………10
1.4图解法计算理论板数…………………………………… ………………………………10
2、实际板层数的计算……………………………… …………………………………. …….11
四工艺条件及相关物性数据的计算 ……………………………. ……………………11
1、操作压力计算………………………………… ………………………………………….11
2、操作温度计算………………………………… ……………………………………. ……12
3、平均摩尔质量计算…………………………… ………………………………………….12
4、平均密度计算………………………………… ………………………………………….13
5、液体平均表明张力计算……………………… …………………………………………..15
6、液体平均黏度计算…………………………… …………………………………………..15
7气液负荷计算 ………………………………… ………………………………………….16
五 精馏塔塔体工艺尺寸计算…………… ………………………………………17
1、塔径的计算…………………………………… …………………………………………...17
2、精馏塔有效高度的计算………………… …………………………………………………18
六 塔板主要工艺尺寸计算……………… ……………………………………….18
1、溢流装置计算…………………………… ……………………………………………. 18
1.1堰长lw…………………………… ………………………………………………... …18
1.2溢流堰高度…………………… ……………………………………………………18
1.3弓形降液管宽度和截面积… ………………………………………………. ..18
1.4降液管底隙高度h0… …………………………………………………………………18
2、塔板布置………………………………………………………………………………19
2.1塔板的分块………………………………………………………………………….19
2.2边缘区宽度确定…………………………………………………………………….. 19
2.3开孔区面积计算……………………………………………………………………...19
七 筛板的流体力学验算………………………………………………………….19
1.精馏段流体力学计算……………………………………………………………………..19
1．1塔板压降…………………………………………………………………………………..19
1.1．1干板阻力算………………………………………………………………………..19
1.1.2气体通过液层的阻力算…………………………………………………………..19
1.1.3液体表面张力的阻力算…………………………………………………………..19
1.2雾沫夹带……………………………………………………………………………………20
1.3漏液…………………………………………………………………………………………20
1.4液泛…………………………………………………………………………………………20
2.提馏段流体力学计算 ………………………………………………………….20
2.1塔板压降… ………………………………………………………………………………..20
2.1．1气体通过液层的阻力算 ……………………………………………20
2.1.2干板阻力算 …………………………………………………………..20
2.13液体表面张力的阻力算 …………………………………………………………..21
2.2雾沫夹带……………………………………………………………………………………21
2.3漏液…………………………………………………………………………………………21
2.4液泛…………………………………………………………………………………………21
八 塔板负荷性能图………………………………………………………………..21
1 精馏段 ……………………………………… ………………………………………… 21
1.1雾沫夹带线…………………………………………………………………………21
1.2液泛线………………………………………………………………………………..22
1.3液相负荷上线…………………………………………………………………………..23
1.4漏液线…………………………………………………………………. ……. ………23
1.5液相负荷下限…………………………………………………………………………..24
2提馏段………………………………………………………………………………24
2.1雾沫夹带线 ………………………………………………………………24
2．2液泛线…………………………………………………………………………………24
2．3液相负荷上线……………………………………………………………………. …….25
2．4漏液线………………………………………………………………….………………25
2.5液相负荷下限…………………………………………………………………….. ……26
九 板式塔附件设计…………………………………………………………………26
1. 总塔结构………………………………………………………………………26
2. 冷凝器…………………………………………………………………………27
3. 再沸器…………………………………………………………………………27
十 精馏塔设计计算结果摘要…………………………………………………...27
十一 对本设计的评述………………………………………………………………27
十二 参考文献………………………………………………………………………30
十三 附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）

緒 论
精馏是分离液体混合物（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。精馏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，精馏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馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏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。计中采用泡点进料，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气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后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，所以操作回流比采取最新回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

板式精馏塔设计任务书
设计题目
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。
二、设计任务
进料量：21.6千吨/年
操作周期：300×24＝7200小时/年
进料组成：50%（质量分率）
塔顶产品组成：93%
塔底∶<2﹪
压力∶4kpa
单板压降∶<0.7kpa
全塔效率:50%
进料热状况参数∶自选
回流比∶自选
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3～8mm，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：

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tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7
表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
,kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
，kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
利用公式 ; 得出下表：
温度t/℃
80.2
84
88
92
96
100
104
108
110.4
xA
1.0
0.83
0.639
0.508
0.376
0.255
0.155
0.058
0
yA
1.0
0.93
0.82
0.72
0.596
0.452
0.304
0.128
0

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：例1—1附表2）
温度
80.1
85
90
95
100
105
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
表4 纯组分的表面张力([1]：附录图7)
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表5 组分的液相密度([1]：附录图8)
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
814
805
791
778
763
甲苯,kg/
809
801
791
780
768
表6 液体粘度µ（[1]：）
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP.s）
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯（mP.s）
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表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
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0
三 设计计算
精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶塔底产品的摩尔分数。
苯的摩尔质量 M a=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量Mb=92.13kg/kmol

54
0
13
.
92
/
5
.
0
11
.
78
/
5
.
0
11
.
78
/
5
.
0
x
F
=
+
=

94
.
0
13
.
92
/
07
.
0
11
.
78
/
93
.
0
11
.
78
/
93
.
0
x
D
=
+
=

012
.
0
13
.
92
/
99
.
0
11
.
78
/
01
.
0
11
.
78
/
01
.
0
x
W
=
+
=

原料液，及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
)
/
(kg

.56
84
3
.1
92
)
54
.
0
1
(
11
.
78
54
.
0
kmol
M
F
=
´
-
+
´
=

)
/
(kg

78.95
3
.1
92
)
94
.
0
1
(
11
.
78
94
.
0
kmol
M
D
=
´
-
+
´
=

)
/
91.96(kg
3
.1
92
)
012
.
0
1
(
11
.
78
012
.
0
kmol
M
W
=
´
-
+
´
=

物料衡算
原料处理量
)
/
(

35.48
.
24
300
56
.
84
21600000

h
kmol
F

=
´
´
=

总物料衡算D+W=35.48(Kmol/h)
苯物料衡算84.56F=78.95D+91.96W F=35.48
联立解得
D=19.47(Kmol/h)

W=15.91(Kmol/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，可采图解法求理论板层数。
由手册查的苯甲苯物系的气液平衡数据，绘得x-y图。
采用作图法球的最小回流比。在平衡图的对角线上，自点e(0.54,0,54)作垂线ef即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为
Y= 0.774 x= 0.54
最小回流比为Rmin=(xd-y)/(y-x)=0.709
取操作回流比为
28
.
1
8
.
1
=
=
m
R
R

②求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=1.28×19.47=24.9216
V=(R＋1)×D=2.28×19.47=44.3916
L’=L+F=24.9216+35.48=60.4016
V’=V=44.3916
q=1
③求操作线方程
精馏段操作线方程为

.
0.412
56
.
0
1
1
1
+
=
+
+
+
=
+
n
D
n
n
x
R
x
x
R
R
y

提馏段操作线方程为
0043
.
0
36
.
1
'
'
'
1
-
=
+
=
+
n
W
n
n
x
V
Wx
x
V
L
y

（2）图解法求理论板

经图解后
总理论板数为 Nt=15(包括再沸器)
进料板位置Nf=6
实际塔板数
精馏段实际塔板数 N精=5/0.5=10
提溜段实际塔板数 N提=10/0.5=20

精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
提馏段平均压力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa
四工艺条件及相关物性数据的计算
操作压力计算
塔顶操作压力P＝4+101.3 kPa=105.3KPA

每层塔板压降 △P＝0.5 kPa
进料板压力＝105.3+0.5×10＝110.3 kPa
精馏段平均压力 P m1 ＝（105.3+110.3）／2＝107.8 kPa

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℃
进料板温度＝85.53℃
塔底温度=105.0℃
精馏段平均温度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24℃
提馏段平均温度=（85.53+105.0）/2 =95.27℃
平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959

进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得＝0.877， ＝0.742

塔底平均摩尔质量计算
由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

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，精馏段的平均气相密度即
)
/
(
88
.
2
)
15
.
273
24
.
83
(
314
.
8
09
.
79
8
.
107
3
m
kg
RT
PV
m
M
Vm
=
+
´
´
=
=
r

提馏段的平均气相密度

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tD＝80.94℃，查手册得

塔顶液相的质量分率

进料板液相平均密度的计算
由tF＝85.53℃，查手册得

进料板液相的质量分率

塔底液相平均密度的计算
由tw＝105.0℃，查手册得

塔底液相的质量分率

精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为

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 tD＝80.94℃，查手册得

进料板液相平均表面张力的计算
由tF＝85.53℃，查手册得

塔底液相平均表面张力的计算
由 tW＝105.0℃，查手册得

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为

液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
μLm=Σxiμi
塔顶液相平均粘度的计算
由 tD＝80.94℃，查手册得

进料板液相平均粘度的计算
由tF＝85.53℃，查手册得

塔底液相平均粘度的计算
由tw＝105.0℃，查手册得

精馏段液相平均粘度为

提馏段液相平均粘度为

气液负荷计算
精馏段：
)
/
(
00068
.
0
6
.
810
3600
21
.
80
.
24.92
3600
)
/
(
24.92
.

19.47
28
.
1
)
/
(

0.336
90
.
2
3600
09
.
79
44.39
.

3600
)
/
(
44.39
.

19.47
)
1
28
.
1
(
)
1
(
3
3
s
m
M
V
L
h
kmol
D
R
L
s
m
M
V
V
h
kmol
D
R
V
Lm
Lm
S
Vm
Vm
s
=
´
´
=
×
=
=
´
=
×
=
=
´
´
=
×
=
=
´
+
=
+
=
r
r

提馏段：

)
/
(
0018
.
0
15
.
796
3600
39
.
86

.
60.4
3600
)
/
(
60.4
.

35.48
19.47
28
.
1
)
/
(

0.336
21
.
3
3600
79
.
84
89
.
274
3600
)
/
(
44.39
.

119
)
1
31
.
1
(
)
1
(
)
1
(
3
3
s
m
M
V
L
h
kmol
qF
D
R
L
s
m
M
V
V
h
kmol
F
q
D
R
V
Lm
Lm
S
Vm
Vm
s
=
´
´
=
×
=
=
+
´
=
+
×
=
=
´
´
=
×
=
=
´
+
=
-
+
+
=
r
r

五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
塔径的计算
塔板间距HT的选定很重要，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DT，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT，mm
200～300
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；
0338
.
0
9
.
2
65
.
810

.
0.336
00068
.
0
5
.
0
5
.
0
=
÷
ø
ö
ç
è
æ
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
÷
÷
ø
ö
ç
ç
è
æ
÷
÷
ø
ö
ç
ç
è
æ
V
S
L
S
V
L
r
r

查史密斯关联图 得C20=0.070；依式
校正物系表面张力为时0.0707

可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），
故
)
(

0.719
826
.
0
14
.
3

.
0.336
4
4
)
/
(
826
.
0
180
.
1
7
.
0
7
.
0
max
m
V
D
s
m
S
=
´
´
=
=
=
´
=
=
pm
m
m

按标准,塔径圆整为1.0m
对提馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；0.0717
查[2]：图3—8得C20=0.068；依式=0.069
校正物系表面张力为时
)
(

.
0.75
759
.
0
14
.
3

.
0.336
4
4
)
/
(
759
.
0
08
.
1
7
.
0
7
.
0
)
/
(
08
.
1
21
.
3
21
.
3
15
.
796
069
.
0
max
max
m
V
D
s
m
s
m
C
S
V
V
L
=
´
´
=
=
=
´
=
=
=
-
=
-
=
pm
m
m
r
r
r
m

按标准,塔径圆整为1.0m
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1.0m。
精馏塔有效高度的计算
Z精=（10-1）*0.4=3.6m
Z提=（20-1）*0.4=7.6m
在精馏塔上方开一人孔，高度为0.8m
所以精馏塔总高度为3.6+7.6+0.8=12m
六 塔板主要工艺尺寸的计算
溢流装置计算
因塔径为1m可以选用单溢流弓形降液管
堰长
Lw=0.66D=0.66m
溢流堰高度Hw=hl-how选用平直
How=84/1000*1*(0.00088*7*3600/0.66)=0.094
选取上清液层高度HL=60mm
Hw=0.06-0.0094=0.0506m
弓形降液管高度Wd和截面积Af
由Lw/D=0.66
Af/at=0.0722，Wd/D=0.124
所以Af=0.0722 *0.785=0.0567m2
Wd=0.124*1=0.124
所以停留时间=3600*Af*Ht/Lh=3600*0.0567*0.4/0.0017*3600=13.34>5所以设计合理
弓形降液管低隙高度 Ho=Lh/3600*0.66*0.08=0.0167
Hw-h0=0.056-0.0167=0.0339所以设计合理
塔板布置
根据经验值取无效区宽度Wc=0.04m、安定区宽度Ws=0.07m[1]
x=D/2-(Wd+Ws)=1.0/2-(0.129+0.04)=0.331m
R=D/2-WC=1.0/2-0.04=0.46m
代入Aa=2×[0.331 (0.462-0.3312)0.5+3.14/180×0.462Sin-1(0.331/0.46)]=0.551m2
筛孔数n与开孔率ψ
取筛空孔径dO=5mm，正三角形排列，筛板碳钢厚度δ=3mm
取t/dO =4.0 孔心距t=4×dO=3×5=20mm
塔板上的筛孔数n=(1158×103/t2)×Aa=1158×103/202×0.551=1894孔
塔板上开空区的开空率ψ= A0/Aa=0.907/(t/ dO)2=0.907/16=5.67%(在5—15%范围内)。
每层塔板上开孔面积A0=ψ× Aa=0.0567×0.551=0.0312m2
气体通过筛孔的气速uo= vs/ Ao=0.372/0.0312=11.91m/s
七 筛板塔的流体力学验算
精馏段流体力学验算
当的液体高度hp=hc+hL+hσ
(1)干板压降相当的液体高度hL，依d0/δ=5/3=1.67，查图4—13[1]可知c0=0.772，hc=0.051×(uo/co)0.5×(pv/pL)=0.051×(11.56/0.772) 0.5×(2.91/802.1)=0.0401
(2)气流穿过板上液层压降相当的液体高度hL
Ua=VS/(AT-AF)=0.271/(0.785-0.0567)=0.037m/s
Fa= Ua(ρv)0.5=0.853×(2.91)0.5=1.46
查的β=0.61， Hl=0.61*(0.0506+0.094)=0.088
(3)克服液体表面张力压降相当的液体高度hσ
hσ=4σ/(ρLgd0)=4×20.4731×10-3/(802.13×9.81×0.005)=2.86×10-3m
hp=0.0372+0.039+2.86×10-3=0.07926m
单板压降Δp= hpρLg=0.07926×802.13×9.81=623Pa(设计允许值）
2.雾沫夹带量ev的验算
ev=5.7×10-6/σ(Ua/HT-hf)3.2
=5.7×10-6/(20.2731×10-3)×[0.51/(0.40-2.5×0.06)]3.2
=0.00141kg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。
3.漏液检验
Uow=4.4C0[(0.0056+0.13hL- hσ) ρL/ρv]0.5
=4.4×0.772×[(0.0056+0.13×0.06- 0.002061）×802.13 /2.91]0.5=6.53
筛板的稳定性k=Uo /Uow=11.91/6.53=1.82(>1.5)
故在设计负荷下不会发生过量漏液
4.液泛检验
为防止降液管液泛的发生，硬是降液管中青液层高度Hd≤φ(HT+hw)
Hd=hp+hL+hd
hd=0.153(LS/lw/h0)2=0.153×(9.62×10-4/0.65/0.0148)2=0.00153m
Hd=0.0783+0.06+0.00153=0.140m
取φ=0.5则φ(HT+hw)=0.5×(0.4 +0.0511)=0.225m
故Hd≤φ(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上踏板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。
提留段流体力学验算
1.气体通过筛板压降相当的液体高hp=hc+hL+hσ
(1)干板压降相当的液体高度hL，依d0/δ=5/3=1.67，、查图4—13 可知c0=0.84，hc=0.051×(uo/co)0.5×(pv/pL)=0.051×(11.99/0.84) 0.5×(2.99/799.96)=0.043 0.072
(2)气流穿过板上液层压降相当的液体高度hL
Ua=VS/(AT-AF)=0.363/(0.451/0.0785-0.0567)=0.651m/s
Fa= Ua(ρv)0.5=0.651×(3.24)0.5=1.107
取板上液层充气系数ε0为0.64
hl=ε0 hL=ε0(hw+how)=0.64×0.07=0.0448m
(3)克服液体表面张力压降相当的液体高度hσ
hσ=4σ/(ρLgd0)=4×18.68×10-3/(782.94×9.81×0.005)=0.00195m
hp=0.043+0.0448+0.00195=0.08975m
单板压降Δp= hpρLg=0.08975×782.94×9.81=689.3Pa<0.7kPa(设计允许值)
2.雾沫夹带量ev的验算
ev=5.7×10-6/σ(Ua/HT-hf)3.=5.7×10-6/(18.68×10-3)[0.615/(0.4-0.175)]3.2=0.012kg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。
3.漏液检验
Uow=4.4C0[(0.0056+0.13hL- hσ) ρL/ρv]0.5
=4.4×0.84×[(0.0056+0.13×0.07- 0.00195) ×782.94 /3.24]0.5=6.488
筛板的稳定性k=Uo /Uow=11.99/6.488=1.848(>1.5)
故在设计负荷下不会发生过量漏液。
4.液泛检验
为防止降液管液泛的发生，硬是降液管中青液层高度Hd≤φ(HT+hw)
Hd=hp+hL+hd
hd=0.153(LS/lw/h0)2=0.153×(0.0021/0.585/0.036)2=0.00152m
Hd=0.08975+0.07+0.00152=0.161m
取φ=0.5则φ(HT+hw)=0.5×(0.4+0.0534)=0.2267m
故Hd≤φ(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上踏板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

八 塔板的负荷性能图
精馏段负荷性能图
1.雾沫夹带线(1)
ev=5.7×10-6/σ(Ua/HT-hf)3.2
式中Ua=VS/(AT-Af)= VS/(0.0557/0.071-0.0557)=1.372 VS (a)
hf=2.5(hw +how)=2.5[hw+2.84×10-3E(3600LS/2.6)2/3]
近似取E=1.0, hw=0.051,lw=0.65m
故hf=2.5×[0.051+2.84×10-3×1.0×(3600LS/0.65)2/3]=0.127+2.22