1、- -目錄1 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -32 前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 32.1塔設(shè)備的化工生產(chǎn)中的作用和地位- - - - - - - - - - - - - 32.2設(shè)計(jì)方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 42.3符號(hào)說明- - - - - - - - - - -

2、- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 53 物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -53.1進(jìn)料組成- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 53.2全塔物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -33.3相對(duì)揮發(fā)度確定- - - - - - - - - - - - - - - - - -

3、- - - - - - - - - 63.4理論塔板數(shù)和進(jìn)料位置確定- - - - - - - - - - - - - - - - - - -73.5實(shí)際板數(shù)和實(shí)際進(jìn)料位置確定- - - - - - - - - - - - - - - - - 83.6精餾塔的氣液負(fù)荷- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 94 熱量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -114.1塔頂冷卻水用量- - - - - - - - - - - - - -

4、- - - - - - - - - - - - - 114.2塔釜飽和水蒸氣用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -114.3液體平均外表X力- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -125 塔板工藝尺寸計(jì)算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -125.1塔徑計(jì)算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -125.2溢流裝置- - - - -

5、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 135.3弓形降液管寬度和截面- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 155.4降液管底隙高度- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 175.5篩孔計(jì)算及其排列- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -175.6塔有效高度的計(jì)算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 186 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算- -

6、 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 196.1氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降- - - - - - - - - - - - - - - - - - -196.2淹塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -206.3霧沫夾帶- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -217 塔板負(fù)荷性能圖 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

7、 - - - - - - - - 217.1、霧沫夾帶線 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -217.2、液泛線- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 227.3、液相負(fù)荷上限線 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -237.4、漏液線- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2

8、37.5、液相負(fù)荷下限線- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 259 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -269.1、裙座- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -269.2、吊柱- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -269.3、冷凝器的選擇 - -

9、- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 269.3、再沸器的選擇 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2710 計(jì)算結(jié)果列表參考資料- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -28附表：性能負(fù)荷圖等- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -29第1節(jié)設(shè)計(jì)任務(wù)書題目：苯乙苯雙組分均相混合液常壓精餾塔設(shè)計(jì)。工藝條件及數(shù)據(jù)：原料液量10000kg/h

10、，含苯57%(質(zhì)量分率，下同)，料液可視為理想溶液；餾出液含苯95%，殘液含乙苯98%；泡點(diǎn)進(jìn)料。操作條件：常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽露點(diǎn)；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2(絕壓)；冷卻水進(jìn)口溫度25，出口溫度50；設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。設(shè)計(jì)成果：設(shè)計(jì)說明書一份設(shè)計(jì)圖紙包括負(fù)荷性能圖、塔盤布量圖、浮閥塔或篩板塔工藝條件圖。第2節(jié)前言2.1塔設(shè)備的化工生產(chǎn)中的作用和地位塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣或汽液或液液兩相進(jìn)展嚴(yán)密接觸，到達(dá)相際傳質(zhì)及傳熱的目的。可在塔設(shè)備中完成的常見操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、

11、氣體的濕法靜制和枯燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有重大的影響。據(jù)有關(guān)資料報(bào)道，塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個(gè)工藝設(shè)備投資費(fèi)用的較大比例；它所耗用的鋼材重量在各類工藝設(shè)備中也屬較多。因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。2.2設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為別離苯乙苯雙組分均相混合液。對(duì)于二元混合物的別離，應(yīng)采用連續(xù)精餾。精餾過程的流程設(shè)計(jì)如下：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出局部液體作為塔底產(chǎn)品釜?dú)堃?/p>

12、再沸器中原料液局部汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或局部冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余局部經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)展，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表。以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介：設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易別離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱

13、，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。具體如下：塔型的選擇：本設(shè)計(jì)中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是構(gòu)造比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓降較低。缺點(diǎn)是塔板安裝的水平度要求較高，否那么氣液接觸不勻。設(shè)計(jì)的依據(jù)與技術(shù)來源：本設(shè)計(jì)依據(jù)于精餾的原理即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于屢次局部汽化和局部冷凝使輕重組分別離，并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟(jì)上的要求，保證生產(chǎn)平安的根底上，對(duì)設(shè)計(jì)任務(wù)進(jìn)展分析并做出理論計(jì)算。2.3符號(hào)說明.

14、 優(yōu)選- -英文字母Ls液體體積流量，m3/hAa塔板開孔區(qū)面積，m2 n篩孔數(shù)目Af降液管截面積，m2 P操作壓力，kPaAo篩孔區(qū)面積，m2 P氣體通過每層篩板的壓降，kPaAT塔的截面積，m2 T理論板層數(shù)C負(fù)荷因子，無因次t篩孔的中心距，mC20外表X力為20mN/m的 u空塔氣速，m/sdo篩孔直徑，m D塔徑，m uo液體通過降液體系的速度，m/sev液沫夾帶量，kg液/kg氣R回流比Vs氣體體積流量，m/sRmin最小回流比Wc邊緣無效區(qū)寬度，mHT塔板間距，mK穩(wěn)定系數(shù)H板式塔高度，m Hd降液管內(nèi)清夜層高度，m HF進(jìn)料處塔板間距，m lw堰長(zhǎng)，mLh液體體積流量，m3/hM

15、平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol Wd弓形降液管高度，mT平均溫度，Ws破沫區(qū)寬度，mg重力加速度，m/s2 Fo篩孔氣相動(dòng)觸因子hl出口堰與沉降管距離，m hc與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 希臘字母篩板厚度，m液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，shd與液體流過降液管壓強(qiáng)降粘度mPas相當(dāng)?shù)囊褐叨萴 密度，kg/m3hf板上清液高度，m 外表X力，mN/m ho降液管的底隙高度，m how堰上液層高度，m Hw出口堰高度，m . 優(yōu)選- -L液相V氣相第3節(jié)物料衡算3.1進(jìn)料組成：原料液的平均摩爾質(zhì)量： MF= 0.643078 +10.6430106 = 87.9963.2全塔的物料衡算： F= D+W

16、 F XF =D XD +W XW把數(shù)據(jù)帶入上式，得 113.64=D+W 113.640.6430=D0.9627+W0.0270解得：D=74.8135 Kmol/h， W=38.8265 Kmol/h3.3相對(duì)揮發(fā)度：查表得苯、乙苯的安托因常數(shù)如下： A B C苯 6.0231206.35 220.24乙苯 6.079 1421.91 212.93那么將常壓P=101.325 KPa代入式,即可分別求得常壓下苯的沸點(diǎn)為80.0488，乙苯的沸點(diǎn)為136.1520。設(shè)計(jì)塔頂溫度為露點(diǎn)溫度t1，塔釜溫度為泡點(diǎn)溫度tN。所以：由t1計(jì)算的苯與乙苯的氣液平衡常數(shù)應(yīng)滿足歸一方程Xi/Ki=1由tN

17、計(jì)算的苯與乙苯的氣液平衡常數(shù)應(yīng)滿足歸一方程KiXi=1即：由XD=0.9627，XW=0.0270 計(jì)算得：塔頂t1=85.5塔底tN=132.9,苯乙苯85.5塔頂溫度飽和蒸汽壓PoKPa119.4920.62相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯5.7994.8進(jìn)料溫度飽和蒸汽壓PoKPa156.2428.73相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯5.44132.9塔釜溫度飽和蒸汽壓PoKPa404.5192.78相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯4.36那么：全塔平均相對(duì)揮發(fā)度苯-乙苯=5.795.444.361/3=5.163.4理論塔板數(shù)和進(jìn)料板確定理論板數(shù)確定：=0.25 = 4.27取回流比根據(jù)吉利蘭關(guān)系式：X= Y=Y=0.75-0

18、.75X0.5668得出：N=10.9 ，即實(shí)際理論塔板數(shù)為11理論進(jìn)料位置確定：假設(shè)精餾段塔板數(shù)為NR，提餾段塔板數(shù)為Ns那么，根據(jù)krikride經(jīng)歷式：計(jì)算得出0.68 從而得出精餾段塔板數(shù)為5，提餾段塔板數(shù)為6，理論進(jìn)料板為第5板3.5實(shí)際板數(shù)和實(shí)際進(jìn)料位置確定苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由內(nèi)差法求得在塔頂、進(jìn)料、塔底溫度下的粘度,如下表：85.594.8132.9苯0.2934 mPas0

19、.2688 mPas0.19503 mPas乙苯0.3392 mPas0.3140 mPas0.2377 mPas頂= 0.2934XD +0.3392(1XD) =0.2951 mPas底= 0.1950 XW +0.2377(1XW) = 0.2365 mPas進(jìn)料=0.2688XF +0.3140(1XF)=0.2849 mPas mPas全塔效率 ET =0.49()-0.245 =0.4618 NP = =11/0.4618 =24塊即，實(shí)際塔板數(shù)為24計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)精餾段提餾段實(shí)際加料板位置在第11塊3.6精餾塔的氣液負(fù)荷苯與乙苯在某些溫度下的密度如下表：t/20406080100

20、120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7精餾段：M塔頂=78XD +1061XD=780.9627+106(10.9627) = 79.04 g/molM進(jìn)料=78XF +1061XF=780.6430+106(10.6430) = 88.0 g/mol那么，精餾段平均摩爾質(zhì)量 g/mol精餾段平均溫度查得90時(shí), 苯 =792.5 Kg/m3，乙苯 =795.2 Kg/m3L =792.5 XD +795.21XD=792.50.9627+795.2(10.9627)=792.6K

21、g/m3Kg/m3對(duì)精餾段進(jìn)展物料衡算：m3 / Sm3 / S提餾段：M塔底=78XW +1061XW=780.0270+106(10.0270) = 105.24 g/mol那么，提餾段平均摩爾分?jǐn)?shù)M=M塔底+ M進(jìn)料=96.62 g/mol提餾段平均溫度L =792.5XW +795.21XW=792.50.0270+795.2(10.0270)=795.13Kg/m3Kg/m3提餾段：m3 / Sm3 / S求取操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：第4節(jié)熱量衡算4.1塔頂冷卻水用量塔頂采用泡點(diǎn)回流，那么計(jì)算回流溫度t=81.1查得苯、乙苯比熱容和汽化熱如下表：80100120

22、140苯比熱容KJ/Kg.k1.8811.9532.0472.143汽化熱KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比熱容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化熱KJ/Kg370.0359.3347.9335.9在塔頂85.5的汽化熱苯=390 KJ/Kg，乙苯=367 KJ/Kg；那么，平均汽化熱= XD苯+1- XD乙苯=389 KJ/Kg比熱容為Cp苯 =1.92KJ/Kg.k，Cp乙苯=1.95 KJ/Kg.k那么，平均比熱容Cp= XDCp苯+1- XD Cp乙苯=1.92餾出液D的質(zhì)量QD=XDDM苯+1- XDDM乙苯=5913.26Kg/h回流液

23、質(zhì)量QL=R*QD=2217.47 Kg/h那么冷凝器熱負(fù)荷Q=QD+QL+QD+QLCpT=(5913.26+2217.47) 389+(5913.26+2217.471.92(85.5-81.1) =3.23106 KJ/h水的比熱容可認(rèn)為Cp水=4.2 KJ/Kg.k那么，冷卻水用量Kg/h4.2塔釜飽和蒸汽用量由上表估算塔釜溫度132.9時(shí)汽化熱苯=351.7 KJ/Kg，乙苯=340.1 KJ/Kg那么，塔釜平均汽化熱塔釜= Xw苯+1- Xw乙苯=340.4 KJ/Kg釜液的質(zhì)量流量Qw=10000-QD=4086.74 Kg/h那么，塔底再沸器的熱負(fù)荷Q再沸器=Qw塔釜=340.

24、44086.74=1.39106 KJ/h再沸器采用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2(絕壓)，即約490KPa。查得：絕對(duì)壓強(qiáng)KPa溫度蒸汽密度kg/m3汽化熱KJ/kg450147.72.41522125.4500151.72.66732113.2可近似估算5kgf/cm2下的汽化熱蒸汽=2115.64KJ/kg，密度蒸汽=2.6169 kg/m3那么，所需蒸汽4.3液體平均外表X力由公式進(jìn)展計(jì)算查得苯、乙苯在某些溫度下的外表X力t/608010012014023.7421.2718.8516.4914.1725.0122.9220.8518.8116.82那么，由內(nèi)差法求得塔頂

25、、進(jìn)料、塔釜溫度下苯與乙苯的外表X力如下：t/85.594.8132.920.6019.4814.9922.3521.3917.53進(jìn)料板外表X力塔頂外表X力塔底外表X力精餾段液體平均外表X力提餾段液體平均外表X力全塔液體平均外表X力第5節(jié)塔板工藝尺寸計(jì)算：5.1塔徑計(jì)算塔徑的計(jì)算按照下式計(jì)算：式中D 塔徑m；Vs塔內(nèi)氣體流量m3/s；u空塔氣速m/s。空塔氣速u的計(jì)算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)歷，乘以一定的平安系數(shù)，即因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。式中umax允許空塔氣速，m/s；V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3；C氣體負(fù)荷系數(shù)，m/s，對(duì)于氣體負(fù)荷系數(shù)C可用

26、史密斯關(guān)聯(lián)圖如下確定；而史密斯關(guān)聯(lián)圖是按液體的外表X力為=0.02N/m時(shí)繪制的，故氣體負(fù)荷系數(shù)C應(yīng)按下式校正：精餾段塔徑的計(jì)算由以上的計(jì)算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為：精餾段的汽，液相平均密度為：板間距與塔徑的關(guān)系 3塔徑D/mm300500500800800160016002400板間距HT/mm200300250350300450350600那么別離空間，初選板間距，取板上液層高度。查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得，依式校正到物系外表X力為20.58mN/m時(shí)的C取平安系數(shù)為0.7，那么調(diào)整塔徑為1.2m;提餾段塔徑的計(jì)算提餾段的汽，液相平均密度為：查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得，依式

27、校正到物系外表X力為19.06mN/m時(shí)的C調(diào)整塔徑為1.2m，綜上，那么取塔徑為1.2m5.2溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。溢流堰長(zhǎng)lw取堰長(zhǎng)為0.6D，那么出口堰高h(yuǎn)w由,選用平直堰,堰上液層高度式中 how堰上液流高度，m； ls塔內(nèi)平均液流量，m3/h；lw堰長(zhǎng)，m； E 液流收縮系數(shù)。如右圖一般情況下可取E=1，對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大。近似取E=1,那么精餾段：提餾段：5.3弓形降液管寬度Wd和截面Af由查右圖得：、那么有計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間，以檢驗(yàn)降液管面積故符合要求。取邊緣區(qū)寬度 WC =0.035 m ，破沫區(qū)寬度 WS =0.065 m

28、 。開孔區(qū)面積按計(jì)算故5.4降液管底隙高度式中u0降液管底隙處液體流速，m/s根據(jù)經(jīng)歷一般u0=0.07-0.25m/s 取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，那么5.5篩孔計(jì)算及其排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm一般正常負(fù)荷情況下，希望浮閥是在剛?cè)_時(shí)操作，實(shí)驗(yàn)結(jié)果說明此時(shí)閥孔動(dòng)能因子Fo為811。所以，取閥孔動(dòng)能因子 Fo = 10 ，用式求孔速V為氣相密度。精餾段：提餾段：依式N =0.232求塔板上的理論浮閥數(shù)，即精餾段：N = 0.232= 0.232=121提餾段： N = 0.232= 0.232=134浮閥排列方式采用等腰三角形叉排如圖。取同一橫排的孔心距t

29、= 75 mm=0.075 m ，那么可按下式估算排間距t，精餾段：提餾段：考慮到塔的餓直徑較大,必須采用分快式塔板,而各分快板的支承與銜接也要占去一局部鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于此值，故取精餾段：t = 90mm = 0.09 m 。提餾段：t = 80mm = 0.08 m按t=75 mm，t= 90 mm 和t= 80 mm以等腰三角形叉排方式作圖，見附圖,排得精餾段實(shí)際閥數(shù) 118 個(gè)、提餾段實(shí)際閥數(shù)133個(gè)5.6精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度的計(jì)算：Z1 = 100.45=4.5m提餾段有效高度的計(jì)算：Z2 = 130.45=5.85m 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度

30、而定。對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，那么每隔46塊塔板開一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑HT，為0.5m. 人孔數(shù)：S= (24/5)-1 = 3.8塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，塔頂空間高度通HD常取1.0-1.5m：此處取1.2m塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取35分鐘，否那么需有1015分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。

31、塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取35分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取11.5分鐘。此處塔底空間高度HB取1.5m。進(jìn)料段高度HF取決于進(jìn)料口得構(gòu)造形式和物料狀態(tài)，一般比HT大，此處取0.5m塔高：H =HD+(N-2-S) HT+SHT，+HF+HB =1.2+24-2-30.45+40.5+0.5+1.5 =13.75m第6節(jié)塔板流體力學(xué)驗(yàn)算6.1氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降氣相通過塔板的壓降hf包括：干板壓降hd、液層助力hL以及抑制液體外表X力的阻力項(xiàng)，最后一項(xiàng)一般很小，可以忽略。所以可以根據(jù)hf=hd+hL計(jì)算壓降。 干板阻力hd：對(duì)F1重型閥，質(zhì)量為34g，閥孔

32、直徑39mm,閥片全開有，那么，精餾段： m液柱提餾段： m液柱板上充氣液層阻力hL：對(duì)浮閥塔：hL=ohw+how本設(shè)備別離苯和乙苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)o = 0.5。精餾段：hL=ohw+how=0.50.06+0.0083=0.0342 m液柱提餾段；hL=ohw+how=0.50.06+0.0241=0.0421 m液柱那么單板壓降PP = hfLg 精餾段：PP = hfLg=0.0682792.69.81=529.7Pa提餾段：PP = hfLg=0.0761795.19.81=593.0Pa6.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，HdH

33、T + hWHd可用下式計(jì)算，即Hd = hw + how + hf+hof+式中：hw為堰高，m。how為堰上液層高，m。hf為氣相塔板壓降，m液柱。hof為液相在降液管內(nèi)的阻力損失，m液柱。為板上液面落差，一般很小，可以忽略。 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降hf：精餾段：hf=0.0682 m液柱提餾段：hf=0.0761 m液柱 液體通過降液管的壓頭損失：不設(shè)進(jìn)口堰，故按式hof =0.153計(jì)算精餾段 hof = 0.153= 0.153= 0.0010 m液柱提餾段hof = 0.153= 0.153= 0.0010 m液柱堰上液層高h(yuǎn)ow：精餾段：how=0.0083m提餾段：how=0

34、.0266m那么精餾段：Hd = 0.06 +0.0083 + 0.0682 +0.0010 =0.1375 m提餾段：Hd = 0.06 +0.0266 + 0.0761 +0.0010 = 0.1637 m取= 0.5 ，又已選定 HT = 0.45 m，hW =0.06 m。那么HT + hW= 0.5 0.45+0.06= 0.255 m可見HdHT + hW，符合防止淹塔的要求。6.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL =D2 Wd =1.2 20.12 = 0.96 m 板上液流面積 Ab = AT2 Af =1.13 20.057 = 1.02 m2苯和乙苯系統(tǒng)，可按史密斯關(guān)聯(lián)圖取物性系數(shù)K=1.0，查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF = 0.126，將以上數(shù)值代入下式得精餾段泛點(diǎn)率提餾段泛點(diǎn)率根據(jù)上式計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足eV 800mm，故裙座壁厚取16mm。根底環(huán)內(nèi)徑：根底環(huán)外徑：圓整：，根底環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器，裙座高度取3m。地角螺栓直徑取M30。9.2吊柱對(duì)于較高的室內(nèi)無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對(duì)于補(bǔ)充和更換填料、安裝