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1、 化工原理课程设计说明书设计题目：甲醇水筛板精馏塔的设计（3）专 业：环境科学班 级：xxx姓 名：xxx学 号：xxxxxxxxxxx指导教师：xxx化工原理课程设计任务书(一)设计题目 甲醇-水筛板精馏塔的设计（3）(二)设计任务及操作条件进料：1、原料液中含甲醇30%（质量分数），其余为水；2、产品中甲醇的含量不得低于90%（质量分数）；3、馏出液中甲醇的回收率97%；4、混合液处理量为5000kg/h。5、操作条件：精馏塔顶压强：4kPa（表压）进料热状态：q=1R=(1.1-2.0) Rmin加热状态：低压蒸气单板压降0.7kPa(三)设备类型设备类型为筛板塔(四)设计内容1、设计方
2、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、绘制t-x-y相平衡图、塔板负荷性能图、塔板结构示意图、主要设备工艺条件图等；5、编写设计说明书，包括设计结果汇总、设计评价和有关问题的讨论等。附:.汽液平衡数据 x0.00.020.040.060.080.100.150.20y0.00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579t/100.096.493.591.289.387.784.481.7x0.30.40.50.60.70.80.90.951.0y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9580.9791.0t/78
3、75.373.171.269.367.5666564.5表2.符号说明：英文字母Aa- 塔板的开孔区面积，m2Af- 降液管的截面积, m2Ao- 筛孔区面积, m2 AT-塔的截面积 m2PP-气体通过每层筛板的压降C-负荷因子 无因次t-筛孔的中心距C20-表面张力为20mN/m的负荷因子do-筛孔直径 uo-液体通过降液管底隙的速度D-塔径 mWc-边缘无效区宽度ev-液沫夹带量 kg液/kg气Wd-弓形降液管的宽度ET-总板效率Ws-破沫区宽度R-回流比Rmin-最小回流比 M-平均摩尔质量 kg/kmoltm-平均温度 g-重力加速度 9.81m/s2Z-板式塔的有效高度Fo-筛孔气
4、相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-进口堰与降液管间的水平距离 m-液体在降液管内停留时间hc-与干板压降相当的液柱高度 m-粘度hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m-密度hf-塔板上鼓层高度 m-表面张力hL-板上清液层高度 m-液体密度校正系数h1-与板上液层阻力相当的液注高度 m下标ho-降液管的义底隙高度 mmax-最大的how-堰上液层高度 mmin-最小的hW-出口堰高度 mL-液相的hW-进口堰高度 mV-气相的h-与克服表面张力的压降相当的液注高度 mH-板式塔高度 mHB-塔底空间高度 mHd-降液管内清液层高度 mHD-塔顶空间高度 mHF-进料板处塔板
5、间距 mHP-人孔处塔板间距 mHT-塔板间距 mH1-封头高度 mH2-裙座高度 mK-稳定系数lW-堰长 mLh-液体体积流量 m3/hLs-液体体积流量 m3/sn-筛孔数目 P-操作压力 KPaP-压力降 KPaPp-气体通过每层筛的压降 KPaT-理论板层数u-空塔气速 m/su0,min-漏夜点气速 m/suo -液体通过降液管底隙的速度 m/sVh-气体体积流量 m3/hVs-气体体积流量 m3/sWc-边缘无效区宽度 mWd-弓形降液管宽度 mWs -破沫区宽度 mZ - 板式塔的有效高度 m 希腊字母-筛板的厚度 m-液体在降液管内停留的时间 s-粘度 mPa.s-密度 kg
6、/m3-表面张力N/m-开孔率 无因次-质量分率 无因次 下标Max- 最大的Min - 最小的L- 液相的V- 气相的 目 录第一章 总论第一节 概述及设计原则1第二节 设计方案简介第三节 进料状态和回流比的选择第二章 精馏塔的工艺设计计算第一节 总体设计计算（包括流程，物料衡算，塔板数）第二节 塔的工艺条件及物性数据计算第三节 塔和塔板工艺计算第四节 筛板流体力学验算（包括负荷图）第三章 辅助设备的选择第一节 冷凝器第二节 再沸器第四章 设计结果第一节 设计结果汇总第二节 参考文献第三节 设计评价及致谢第一章 总论第一节 概述及设计原则一、 概述 蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程
7、中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5）和水（沸点100.0）的混合物时,由于甲醇的沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。板式塔类型： 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用
8、板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。筛板塔在十九世纪初已应用于工业装置上，但是由于对筛板的流动力学研究很少，被认为操作不易掌握，被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是
9、筛板塔。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，1、主要优点： 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1015。 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。2、筛板塔的缺点： 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23)。 小孔筛板容易堵塞。二、 精馏操作对塔设备要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。板式塔类型很多，但其设计原则基本相同： 气(汽)、液处理量大，即
10、生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计
11、时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，综合考虑，选择适宜的塔型。第二节 设计方案简介一、装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中热能利用率很低，在确定装置流程是要考虑余热的利用，注意节能。还有，为保持塔的操作稳定性，流程中可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽有一定增浓作用，若后续装置使用气态物料宜采用分凝器；若要在石油等工业中获得液相产品时，宜采用全凝器，
12、以便准确控制回流比。二、操作压强选择精馏操作在常压、减压和加压下都可进行，操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷却下来的系统，都应采用常压蒸馏；对热敏性物料或混合液沸点过高的系统宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用深水井，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态物料必须采用加压蒸馏。三、加热方式蒸馏大多采用间接蒸馏气加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，以节约操作费用，并省掉间接加热设备，但是由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，釜液组成相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要
13、求。工艺流程简图及主要装备图 附图第三节 进料状态和回流比的选择一、进料热状态的选择进料热状态以进料热状态参数q表达，即：有五种进料状态，即q1时，为低于泡点温度的冷夜进料；q=1时，为泡点下的饱和进料；q=0时，为露点下的饱和蒸气进料；0q1时，为介于泡点与露点之间的气液混和物；q1时，为高于露点的过热蒸气进料。二、回流比的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之
14、有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R1.6Rmin。 第二章 精馏塔的工艺设计计算 第一节 总体设计计算一、精馏流程的确定甲醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升整齐采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。二、 塔的物料恒算 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 水的摩尔质量为
15、： 18.01kg/kmolxf=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273xd=(0.93/32.04)/(0.93/32.04+0.07/18.01)=0.882 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=32.040.273+18.01(1-0.273)=21.84kg/molMd=32.040.882+18.01(1-0.882)=30.38kg/mol则可知：原料的处理量：F=50000/(3302421.84)=289.06kmol/h根据回收率： = xdD/(xfF)=99.5%则有： D=89.02kmol/h 由总物料衡算：F=
16、D+W以及: xfF= xd D+Wxw容易得出： W=200.04kmol/hxw=0.00199 理论板层数NT的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1-1）最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.647，x=0.273Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.882-0.647)/(0.647-0.273)=0.628取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.80.628=1.130三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 操作压力的计算设每层塔压降： P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力： PF=101.3+
17、50.9=105.8(KPa)精馏段平均压力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa)塔釜板压力： PW=101.3+140.9=113.9(KPa)提馏段平均压力：Pm=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa) 操作温度的计算查表可得安托尼系数ABCMinMaxH2O7.074061657.46227.0210168CH3OH7.197361574.99238.23-1691H2O的安托尼方程： lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02)CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86)甲醇的t
18、Blg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86)tB=64.5()由泡点方程试差可得当 tD=67.0时 Kixi1同理可求出 tF=85.2时 Kixi1tW=103.2时 Kixi1所以 塔顶温度 tD=67.0 进料板温度 tF=85.2 塔釜温度 tW=103.2精馏段平均温度 tm=(67.0+85.2)/2=76.1()提馏段平均温度 tm=(103.2+85.2)=94.2() 平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.882 查平衡曲线(图一)得 x1=0.727MVDm=0.88232.04+(1-0.882)18.01=30.38
19、kg/molMLDm=0.72732.04+(1-0.727)18.01=28.21kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.600 查平衡曲线(图一)得 x1=0.220MVFm=0.60032.04+(1-0.600)18.01=26.43kg/molMLFm=0.22032.04+(1-0.220)18.01=21.10kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.006 查平衡曲线(图一)得 x1=0.001MVWm=0.00632.04+(1-0.006)18.01=18.09kg/molMLWm=0.00132.04+(1-0.001)18.01=18.02kg/mo
20、ld. 精馏段平均摩尔质量MVm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/molMLm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mole. 提馏段平均摩尔质量MVm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/molMLm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol 平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(103.528.41)/8.314(273.15+76.1)=1.01kg/m3液相查可得tD=67.0时 A979.4kg/m3 B=750.0kg/m3tF=85.2时 A968.5kg/m3 B=735
21、.0kg/m3LDm=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.22032.04)/(0.22032.04+0.78018.01)=0.334 LFm=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(762.5+875.6)/2=819.1 kg/m3b. 提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(109.3522.27)/8.314(273.15+94.2)=0.80kg/m3 液相查可得tw=103.2时 A956.1kg/m3 B=720.0
22、kg/m3A=(0.00132.04)/(0.00132.04+0.99918.01)=0.0018Lwm=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62kg/m3提馏段平均密度Lm=(955.62+875.6)/2=915.6 kg/m3 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算 由tD=67.0查得A=0.4233mPa.s B=0.3110mPa.slgLDm=0.882lg(0.3110)+0.118lg(0.4233)=-0.49LDm=0.323mPa.sb进料板平均粘度的计算由tF=85.2查得A=0.332
23、0mPa.s B=0.2550mPa.slgLFm=0.220lg(0.2550)+0.780lg(0.3320)=-0.50LFm=0.313mPa.s精馏段平均粘度Lm=(0.323+0.313)/2=0.318mPa.sc塔底液相平均粘度的计算 由tW=103.2查得A=0.275mPa.s B=0.220mPa.slgLWm=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275)=-0.56 LWm=0.275mPa.s提馏段平均粘度Lm=(0.275+0.313)/2=0.294mPa.s 平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面
24、张力的计算 由tD=67.0查得A=64.91mN/m B=18.30mN/mLDm=0.88218.30+0.11864.91=23.80 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=85.2查得A=62.22mN/m B=16.40N/mLFM=0.22016.4+0.78062.22=52.14 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=103.2查得A=58.20mN/m B=14.40N/mLWm=0.0019914.40+0.9980158.2=58.11 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(52.14+23.80)/2=37.97 mN/m提馏段液相平均表面张力
25、Lm=(52.14+58.11)/2=55.13 mN/m第二节 塔的工艺条件及物性数据计算一、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 由上面可知精馏段 L=100.59kmol/h V=189.61kmol/h a 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(189.6128.405)/(36001.01)=1.481m3/sLS=LMLm/3600Lm=(100.5924.655)/(3600819.1)=0.00084m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0162取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0
26、.05m，则HT-hL=0.35 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.075气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.08526Umax=2.43取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.82.43=1.94m/s=0.986m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=3.1411=0.785 m2实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887 m/sU实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h a提馏段塔径的计算提馏段
27、的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(189.6122.26)/(36000.80)=1.4660m3/sLS=LMLm/3600Lm=(389.6519.56)/(3600915.6)=0.2200m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.051取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m由史密斯关联图，得知 C20=0.076气体负荷因子 C= C20(/20)0.2=0.093Umax=3.14m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.7Umax=0.73.14=2
28、.20m/s=0.921m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=3.1411=0.785 m2实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868 m/s U实际/ Umax=1.868/3.14=0.59(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（5-1）0.40=1.6 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（9-1）0.40=3.2 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6m二、塔板主要工艺尺寸的计算 精馏段a溢流装置计算因塔径D=1
29、.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则how=0.0083m取板上清液层高度hL=0.05 m故 hw=0.0417m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积A
30、f由Wd/D=0.6 m 查可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125 Af=0.0570.785=0.0448 m2Wd=0.1251.0=0.125 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.04480.40/ (36000.0084)=21.31s5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取uo=0.07m/s则ho=0.00843600/(36000.60.07) =0.020024 m0.02m Hw-ho=0.0417-0.0
31、20024=0.021671910.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=0.530m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm
32、筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.481/（Aa）=27.67m/s提馏段 (计算公式和原理同精馏段)a溢流装置计算因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0
33、 ，则how=0.0159m取板上清液层高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m 查图可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125Af=0.0570.785=0.044745 mWd=0.1251.0=0.125 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.0447450.40/ (36000.0022)=8.14s5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lw
34、uo）取 uo=0.17m 则ho=0.00223600/(36000.60.17) =0.022 m0.02mHw-hO=0.0417-0.022=0.0197m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。 b 塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125，推出Wd
35、=0.125由上面推出Aa=0.530m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.466/（0.1010.530）=27.38m/s三、筛板的流体力学验算 精馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以hc=
36、0.051(27.67/0.772) 2(1.01/819.1)=0.0786m液柱b 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sFo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.54所以hl=hL=0.54(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=4L/（lgdo）计算,则有h=(437.9710-3)/(819.19.810.005)=0.0038 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度
37、hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.1094819.19.81=879.07Pa0.9KPa（设计允许值） 2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2由hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 所以：ev=(5.710-6/37.9710-3) 【1.897/(0.4-0.125)】=0.068kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹
38、带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=8.81m/s实际孔速为o27.67m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.141.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.07)2=0.0007m液柱Hd=hp
39、+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛 提馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772所以hc= 0.0561m液柱b 气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=1.879m/sFo=1.8970.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查图得=0.58所以hl=hL=0.0344m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h
40、=L/（lgdo）计算,则有h=0.0052m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式hP=hc+hl+h=0.0947m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hPlg = 850.59Pa0.9kPa 计算结果在设计充值内2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2 由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.710-6/55.1310-3【 1.879/(0.40-0.125)】3.2 =0.048 kg液/kg气0.1 kg液/kg气可知液沫夹带量在
41、设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=9.55m/sUo=27.38m/sUo,min稳定系数为 K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.871.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5 则(HThw)=0.5（0.40+0.417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.004m液柱Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱则有：Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛。四、塔板负荷性能图 精馏段a漏液线Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL=