化工原理課程設(shè)計---板式精餾塔的設(shè)計

1、<p>　　課 程 設(shè) 計 說 明 書</p><p><b>　　化工與制藥學(xué)院</b></p><p><b>　　課程設(shè)計說明書</b></p><p>　　課題名稱：板式精餾塔的設(shè)計 </p><p><b>　　專業(yè)班級： </b></p>&

2、lt;p><b>　　學(xué)生學(xué)號：</b></p><p><b>　　學(xué)生姓名： </b></p><p><b>　　學(xué)生成績:</b></p><p>　　指導(dǎo)教師： </p><p>　　課題工作時間：2012年6月18號

3、——2012年6月30號 </p><p><b>　　化工與制藥學(xué)院</b></p><p>　　《課程設(shè)計》綜合成績評定表</p><p>　　指導(dǎo)教師簽名： 學(xué)科部主任簽名：</p><p>　　年 月 日

4、 年 月 日</p><p><b>　　化工與制藥學(xué)院</b></p><p><b>　　課程設(shè)計任務(wù)書</b></p><p>　　專業(yè) 班級 學(xué)生姓名 </p><p>　　發(fā)題時間： 2012 年 6

5、 月 18 日</p><p><b>　　課題名稱</b></p><p>　　板 式 精 餾 塔 的 設(shè) 計</p><p>　　課題條件（文獻資料、儀器設(shè)備、指導(dǎo)力量）</p><p>　　1 化工原理及化工原理課程設(shè)計相關(guān)資料</p><p>　　2 化學(xué)工程設(shè)備計算及繪圖

6、相關(guān)資料</p><p>　　設(shè)計任務(wù)（包括設(shè)計、計算、論述、實驗、應(yīng)繪圖紙等，只需簡明列出大項目）</p><p><b>　　1 設(shè)計計算內(nèi)容</b></p><p>　?。?） 計算板式精餾塔的實際板數(shù)（包括理論板的求取，板效率的計算等）</p><p>　?。?） 塔板的設(shè)計（包括板上的布局，孔的設(shè)計等）<

7、;/p><p>　?。?） 塔板流體力學(xué)的核算（壓力降，負荷性能圖等）</p><p><b>　　（4） 塔附件設(shè)計</b></p><p><b>　　2 繪圖要求</b></p><p>　　設(shè)備裝備圖（1號圖紙）和畫工藝流程圖，圖紙規(guī)格2#圖紙，制圖時必須符合國家標(biāo)準(zhǔn)。</p>&

8、lt;p><b>　　設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)</b></p><p>　　設(shè)計應(yīng)滿足精餾原理及塔設(shè)備相應(yīng)技術(shù)要求。</p><p><b>　　設(shè)計說明書內(nèi)容</b></p><p>　　(1) 目錄(2) 設(shè)計題目(3) 流程示意圖(4) 流程和方案的說明及論證(5) 設(shè)計結(jié)果概要（主要設(shè)備尺寸，各種物料量和操作狀態(tài)，能

9、耗指標(biāo)，設(shè)計時規(guī)定的主要操作參數(shù)及附屬設(shè)備的規(guī)格型號及數(shù)量）(6) 設(shè)計計算與說明</p><p>　　(7) 對設(shè)計的評述及有關(guān)問題的分析討論(8) 參考文獻目錄</p><p>　　進度計劃（列出完成項目設(shè)計內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）</p><p>　　1.查找資料，初步確定設(shè)計方案及設(shè)計內(nèi)容，5天。2.撰寫設(shè)計說明書，2天，</p><p

10、>　　3　繪制工藝流程圖，2天　　4、論文答辯：1天</p><p>　　指導(dǎo)教師（簽名）： 2012 年 6 月 18 日 </p><p>　　學(xué)科部（教研室）主任（簽名）： 2012年 6 月 18 日</p><p>　　正戊烷-正己烷浮閥塔精餾塔設(shè)計</p><p><

11、b>　　【摘要】</b></p><p>　　化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><

12、;p>　　塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計苯-甲苯物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。</p><p>　　精餾過程的實質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從

13、而達到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。</p><p>　　精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾

14、過程的順利進行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　【關(guān)鍵字】 正戊烷 正己烷 精餾段 提餾段</p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘要4</b></p><p><b>　　第一章 概論7</b></p><p

15、>　　1.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位:7</p><p>　　1.2 塔設(shè)備的分類及一般構(gòu)造7</p><p>　　1.3 對塔設(shè)備的要求8</p><p>　　1.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀:8</p><p>　　1.5 塔設(shè)備的用材8</p><p>　　1.6 板式塔的常用塔型及其選用8&

16、lt;/p><p>　　1.6.1 泡罩塔9</p><p>　　1.6.2 篩板塔9</p><p>　　1.6.3 浮閥塔9</p><p>　　1.7 塔型選擇一般原則9</p><p>　　1.7.1 與物性有關(guān)的因素9</p><p>　　1.7.2 與操作條件有關(guān)的因素9&l

17、t;/p><p>　　1.7.3 其他因素11</p><p>　　1.8 板式塔的強化12</p><p>　　第二章 塔板計算13</p><p>　　2.1 設(shè)計任務(wù)與條件13</p><p>　　2.2 設(shè)計計算13</p><p>　　2.2.1 設(shè)計方案的確定13</p

18、><p>　　2.2.2 精餾塔的物料衡算13</p><p>　　2.2.3 塔板數(shù)的確定14</p><p>　　第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算19</p><p>　　3.1 操作壓力19</p><p>　　3.2 操作溫度19</p><p>　　3.3 平均摩爾質(zhì)

19、量19</p><p>　　3.4 平均密度20</p><p>　　3.5 液相平均表面張力23</p><p>　　3.6 液相平均黏度25</p><p>　　3.7物性數(shù)據(jù)總匯27</p><p>　　第四章 精餾塔的塔體、塔板工藝尺寸計算28</p><p>　　4.1 塔

20、徑的計算28</p><p>　　4.2 精餾塔高度的計算28</p><p>　　4.3 溢流裝置計算30</p><p>　　4.4 塔板布置33</p><p>　　第五章 塔板流體力學(xué)驗算36</p><p>　　5.1塔板壓降36</p><p>　　5.2 液泛計算36

21、</p><p>　　5.3 霧沫夾帶37</p><p>　　第六章 塔板負荷性能圖38</p><p><b>　　6.1漏液線38</b></p><p>　　6.2液沫夾帶線38</p><p>　　6.3 液相負荷下限線39</p><p>　　6.4

22、液相負荷上限線39</p><p><b>　　6.5液泛線39</b></p><p>　　6.6 塔板負荷性能圖40</p><p>　　6.7 計算結(jié)果匯總表41</p><p>　　結(jié)束語┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈43</p><p&

23、gt;　　參考文獻┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈43</p><p><b>　　第一章 概論</b></p><p>　　1.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位</p><p>　　塔設(shè)備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備，在石油、化工、輕工等生產(chǎn)過程中，塔設(shè)備主要用于氣、液兩相直接接觸

24、進行傳質(zhì)傳熱的過程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，這些過程大多是在塔設(shè)備中進行的。塔設(shè)備可以為傳質(zhì)過程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結(jié)構(gòu)上保證氣、液有充分的接觸時間、接觸空間和接觸面積，以達到相際之間比較理想的傳質(zhì)和傳熱效果</p><p>　　1.2 塔設(shè)備的分類及一般構(gòu)造</p><p>　　隨著時代的發(fā)展，出現(xiàn)了各種各樣型式的塔，

25、而且不斷有新的塔型出現(xiàn)。雖然塔型眾多，但根據(jù)塔內(nèi)部結(jié)構(gòu)，通常將塔分為板式塔和填料塔兩大類。</p><p><b>　　一、板式塔</b></p><p>　　板式塔是在塔內(nèi)裝有多層塔板（盤），傳熱傳質(zhì)過程基本上在每層塔板上進行，塔板形狀、塔板結(jié)構(gòu)或塔板上氣液兩相得表現(xiàn)，就成了命名這些塔的依據(jù)，諸如篩板塔、柵板塔、舌形板塔、斜孔板塔、泡罩塔、浮閥塔等。下面簡單介紹一下

26、幾種常用的板式塔性能。</p><p><b>　?。?）篩板塔</b></p><p>　　篩板塔是一種有降液管、板形結(jié)構(gòu)最簡單的板式塔，孔徑一般為4 ~8mm，制造方便，處理量較大，清洗、更換、修理均較容易，但操作范圍較小，適用于清潔的物料，以免堵塞。</p><p><b>　?。?）浮閥塔</b></p>

27、;<p>　　生產(chǎn)能力大，操作彈性大，分離效率高，霧沫夾帶少，液面梯度較小，結(jié)構(gòu)簡單，是新發(fā)展的一種塔。</p><p><b>　?。?）泡罩塔</b></p><p>　　泡罩塔是工業(yè)上使用最早的一種板式塔，氣-液接觸由充分的保證，操作彈性大，但其分離效率不高，金屬消耗量大且加工較復(fù)雜，應(yīng)用逐漸減少。</p><p><

28、b>　　二、填料塔</b></p><p>　　填料塔是一個圓筒柱體，塔內(nèi)裝載一層或多層填料，氣相由下而上、液相由上而下接觸，傳熱和傳質(zhì)主要在填料表面上進行，因此，填料的選擇是填料塔的關(guān)鍵。填料的種類很多，填料塔的命名也以填料的名稱為依據(jù)，如常用的金屬鮑爾填料塔、波網(wǎng)填料塔。</p><p>　　填料塔制造方便，結(jié)構(gòu)簡單，便于采用耐腐蝕材料，特別適用于塔徑較小的情況，使用

29、金屬材料省，一次投料較少，塔高相對較低。</p><p>　　1.3 對塔設(shè)備的要求</p><p>　　在設(shè)計中選擇塔型，必須綜合考慮各種因素，并遵循以下基本原則。</p><p>　?、僖獫M足工藝要求，分離效率高；</p><p>　?、谏a(chǎn)能力大，有足夠的操作彈性；</p><p>　?、圻\轉(zhuǎn)可靠性高，操作、維

30、修方便，少出故障；</p><p>　?、芙Y(jié)構(gòu)簡單，加工方便，造價較低；</p><p><b>　?、菟航敌?。</b></p><p>　　1.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀</p><p>　　在化工、煉油和石油化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)中,塔設(shè)備作為分離過程工藝設(shè)備,在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質(zhì)單元操作中有著重要的地位。據(jù)統(tǒng)

31、計,在整個化工工藝設(shè)備總投資中塔設(shè)備所占的比重,在化肥廠中約為21%,石油煉廠中約為20一25%,石油化工廠中約占10。若就單元裝置而論,塔設(shè)備所占比重往往更大,例如在成套苯蒸餾裝置中,塔設(shè)備所占比重竟高達75.7%。此外,蒸餾用塔的能量耗費巨大,也是眾所周知的。故塔設(shè)備對產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、成本乃至能源消耗都有著至關(guān)重要的影響。因而強化塔設(shè)備來強化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、設(shè)計人員十分關(guān)心的課題。</p><p>　　1.5

32、 塔設(shè)備的用材</p><p>　?。?）塔體：鋼材，有色金屬或非金屬耐腐蝕材料，鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。</p><p>　?。?）塔板：鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。</p><p>　　（3）填料：瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。</p><p>　?。?）裙座：一般為炭鋼。</p><p>　　1.6 板式

33、塔的常用塔型及其選用</p><p>　　板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)目前國內(nèi)外實際使用的情況，主要塔型是篩板塔、浮閥塔及泡罩塔。</p><p>　　1.6.1 泡罩塔</p><p>　　泡罩塔盤是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔盤之一，在塔盤板上開許多圓孔，每個孔上焊接一個短管，稱為升氣管，管上再罩一個“帽子“，稱為泡罩，泡罩周圍開有許多條形空孔。工作時

34、，液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，然后橫向流過塔盤板、流入再下一層塔盤；氣體從下一層塔盤上升進入升氣管，通過環(huán)行通道再經(jīng)泡罩的條形孔流散到液體中。泡罩塔盤具有如下特點：（1）氣、液兩相接觸充分，傳質(zhì)面積大，因此塔盤效率高。（2）操作彈性大，在負荷變動較大時，仍能保持較高的效率。（3）具有較高的生產(chǎn)能力，適用于大型生產(chǎn)。（4）不易堵塞，介質(zhì)適用范圍廣。（5）結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高，安裝維護麻煩；氣相壓降較大，但若在?；蚣訅合虏僮?，這并不是主

35、要問題。</p><p>　　1.6.2 篩板塔</p><p>　　篩板塔是在塔盤板上開許多小孔，操作時液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過篩板后，越過溢流堰經(jīng)降液管導(dǎo)入下層塔盤；氣體則自下而上穿過篩孔，分散成氣泡通過液層，在此過程中進行傳質(zhì)、傳熱。由于通過篩孔的氣體有動能，故一般情況下液體不會從篩孔大量泄漏。篩板塔盤的小孔直徑是一個重要參數(shù)，小則氣流分布較均勻，操作較穩(wěn)定，但加工困難

36、，容易堵塞。目前工業(yè)篩板塔常用孔徑為3～8mm。篩板開孔的面積總和與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，是另一個重要參數(shù)。在同樣的空塔速度下，開孔率大則孔速小，易產(chǎn)生漏液，降低效率，但霧沫夾帶也減少；開孔率過小，塔盤阻力大，易造成大的霧沫夾帶和液泛，限制塔的生產(chǎn)能力。通常開孔率在5～15%。篩孔一般按正三角形排列，孔間距與孔徑之比通常為2.5～5。篩板塔具有如下的特點：（1）結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，便于檢修，成本低。（2）塔盤壓降小。（3）處理量大，

37、可比泡罩塔提高20~40%。（4）塔盤效率比泡罩塔提高15%，但比浮閥塔盤稍低。（5）彈性較小，篩孔容易堵塞。</p><p>　　1.6.3 浮閥塔</p><p>　　浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。</p><p>　　F

38、-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25g，閥輕慣性小，振動頻率高，關(guān)閥時滯后嚴(yán)重，在低氣速下有嚴(yán)重漏液，宜用在處理量大并要求壓降?。ㄈ鐪p壓蒸餾）的場合。重閥厚2mm、重33g，關(guān)閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加效率，但壓降稍大些，一般采用重閥。</p><p>　　操作時氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質(zhì)后

39、，經(jīng)溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。綜上所述，盤式浮閥塔盤具有如下特點：</p><p>　　處理量較大，比泡罩塔提高20～40%，這是因為氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。</p><p>　　操作彈性比泡罩塔要大。</p><p>　　分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因為塔盤上沒有復(fù)雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流

40、比較均勻。</p><p>　　壓降較低，因為氣體通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。</p><p>　　塔盤的結(jié)構(gòu)較簡單，易于制造。</p><p>　　浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會妨礙浮閥起落的靈活性。</p><p>　　表1 各類塔板性能比較</p><p>　　注：0―不好；1―

41、尚好；2―合適；3―較滿意；4―很好；5―最好。</p><p>　　1.7 塔型選擇一般原則</p><p>　　塔型的合理選擇是做好塔設(shè)備設(shè)計的首要環(huán)節(jié)。選擇時應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔設(shè)備的制造、安裝、運轉(zhuǎn)和維修等。</p><p>　　1.7.1 與物性有關(guān)的因素</p><p>　?。?） 易起泡的

42、物系，如處理量不大時，以選用填料塔為宜。因為填料能使泡沫破裂，在板式塔中則易引起液泛。</p><p>　?。?） 具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡單、造價便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時更換。</p><p>　　（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過熱引起分解或聚合，故應(yīng)選用壓力降較小的塔型。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填料等，當(dāng)要求真空度較

43、低時，也可用篩板塔和浮閥塔。</p><p>　?。?） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。板式塔的傳質(zhì)效率較差。</p><p>　　（5） 含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜?？蛇x用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。不宜使用填料。</p><p>　?。?） 操作過程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。因塔盤上積有液層，可在

44、其中安放換熱管，進行有效的加熱或冷卻。</p><p>　　1.7.2 與操作條件有關(guān)的因素</p><p>　?。?） 若氣相傳質(zhì)阻力大（即氣相控制系統(tǒng)，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等），宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。反之，受液相控制的系統(tǒng)（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因為板式塔中液相呈湍流，用氣體在液層中鼓泡。</p><p>　?。?

45、） 大的液體負荷，可選用填料塔，若用板式塔時，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。此外，導(dǎo)向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負荷。</p><p>　?。?） 低的液體負荷，一般不宜采用填料塔。因為填料塔要求一定量的噴淋密度，但網(wǎng)體填料能用于低液體負荷的場合。</p><p>　?。?） 液氣比波動的適應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液

46、氣比波動較大時宜用板式塔。</p><p>　　1.7.3 其他因素</p><p>　?。?） 對于多數(shù)情況，塔徑小于800mm時，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對于大塔徑，對加壓或常壓操作過程，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對減壓操作過程，宜采用新型填料。</p><p>　?。?） 一般填料塔比板式塔重。</p><p>　?。?） 大塔以板式塔造

47、價較廉。因填料價格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計算的價格，隨塔徑增大而減小。</p><p>　　1.8 板式塔的強化</p><p>　　板式塔產(chǎn)生、發(fā)展的過程，實際上就體現(xiàn)了塔設(shè)備的強化途徑?？蓪迨剿陌l(fā)展劃分為三個時期，由于當(dāng)時的主觀要求和客觀條件所決定，各個時期的發(fā)展有所側(cè)重。</p><p>　?。?）從板式塔的產(chǎn)生到第二次世界大戰(zhàn)結(jié)束 這

48、階段的板式塔主要用來煉油，典型設(shè)備是泡罩塔。由于當(dāng)時設(shè)計于操作的水平不高，人們希望板式塔有較大的操作彈性，且操作方便，而這正是泡罩塔的特點。篩板塔雖然具有結(jié)構(gòu)簡單、造價低、處理能力大等優(yōu)點，但因缺乏設(shè)計資料和難于操作管理而較少采用。</p><p>　?。?）從第二次世界大戰(zhàn)結(jié)束至20世紀(jì)50年代末 在煉油工業(yè)繼續(xù)發(fā)展的同時，以三大合成為中心的化學(xué)工業(yè)開始有了較大的發(fā)展。這一階段由于處理量的擴大和多方面的要求，

49、泡罩塔已不甚適應(yīng)。篩板塔則逐漸為人們所接受，技術(shù)上有較大的進展。同時，為了適應(yīng)工業(yè)發(fā)展的要求，對原有的板式塔提出了造價低、處理能力大、能保持高的效率和大的操作彈性等方面的要求，因而相繼出現(xiàn)了S形塔盤、條形泡罩塔盤等泡罩型新塔盤，結(jié)合泡罩、篩板的優(yōu)點而創(chuàng)制的各種浮閥塔盤，以及一些噴射型、穿流型的塔盤。這些塔型與泡罩塔相比，都有結(jié)構(gòu)簡單、造價便宜、處理能力較大的優(yōu)點。</p><p>　?。?）20世紀(jì)60年代至今

50、 從60年代起，開始出現(xiàn)生產(chǎn)裝置的大型化，所以也要求塔設(shè)備向大型化方向發(fā)展。與此同時，塔設(shè)備的廣泛應(yīng)用，又提出了高壓、真空、大的液體負荷、高彈性比等許多特殊要求，迫使板式塔以強化設(shè)備的生產(chǎn)能力為中心，向高效率、大通量方向發(fā)展，因而各種新型塔板不斷出現(xiàn)。常用塔型如篩板、浮閥、泡罩塔盤的設(shè)計方法也日趨完善，建立了系列、標(biāo)準(zhǔn)，并采用電子計算技術(shù)，使設(shè)計快速化和最優(yōu)化。還應(yīng)指出，節(jié)約能源也日益成為板式塔發(fā)展中必須考慮的問題。</p>

51、<p>　　板式塔強化的具體途徑是改進流體動力學(xué)因素，以提高設(shè)備的通過能力和改善相間的接觸狀況，同時又充分利用氣液兩相之間的熱力學(xué)因素，以提高設(shè)備的傳質(zhì)速率與分離效率。</p><p>　　從塔盤的流體力學(xué)來看，隨著氣速的增大，氣液兩相接觸時的操作狀態(tài)是：鼓泡-泡沫-噴射，依次過渡。一定的操作狀態(tài)都要求相應(yīng)的塔盤結(jié)構(gòu)。同時，結(jié)構(gòu)的改變又為解決生產(chǎn)能力與分離效率之間的矛盾創(chuàng)造了有利條件。例如噴射型塔盤

52、的生產(chǎn)能力一般都比泡罩塔盤、浮閥塔盤為大，且壓力降也低。事實上每種塔盤結(jié)構(gòu)都可以歷經(jīng)從鼓泡到噴射的過渡，問題在于什么是最好的操作狀態(tài)，由設(shè)計操作參數(shù)所決定的。</p><p><b>　　第二章 塔板計算</b></p><p>　　2.1 設(shè)計任務(wù)和條件</p><p>　　表2 設(shè)計任務(wù)和條件</p><p>

53、　　每年實際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一個月檢修）</p><p>　　精餾塔塔頂壓強：4kpa</p><p><b>　　進料狀態(tài)：泡點進料</b></p><p>　　回流比：1.954Rmin</p><p>　　單板壓降：?p=0.7kpa</p><p>　　塔效率：ET（精餾段）=

54、0.557 ET（提餾段）=0.560</p><p>　　當(dāng)?shù)卮髿鈮海?01.315kpa</p><p><b>　　廠 址：湖北武漢</b></p><p><b>　　2.2 設(shè)計計算</b></p><p>　　2.2.1 設(shè)計方案的確定</p><p>

55、;　　本設(shè)計任務(wù)為分離正戊烷和正己烷混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計采用泡點進料，將原料夜通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，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，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p>　　2.2.2 精餾塔的物

56、料衡算</p><p>　　1．原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　正戊烷的摩爾質(zhì)量 MA=72kg/kmol</p><p>　　正己烷的摩爾質(zhì)量 MB=86kg/kmol</p><p>　　2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=0.443×7

57、2+（1-0.443）×86=79.798 kg/kmol</p><p>　　MD=0.958×72+（1-0.958）×86=72.588 kg/kmol</p><p>　　MW=0.0356×72+（1-0.0356）×86=85.502 kg/kmol</p><p><b>　　3．物料衡算&l

58、t;/b></p><p>　　原料處理量=139.24kmol/h</p><p>　　全塔物料衡算……………………………</p><p><b>　　…………</b></p><p>　　聯(lián)立解得 D=61.499kmol/h W=77.741kmol/h</p><p>　　

59、2.2.3 塔板數(shù)的確定</p><p>　　1.相對揮發(fā)度α的確定</p><p>　　用內(nèi)插法求tF、tD、tw</p><p>　　(55-50)/(0.31-0.45)=( tF-55)/(0.443-0.31) tF=50.250C</p><p>　　(40-36.1)/(0.93-1)=(40- tD)/(0.93-0.

60、985) tD=38.440C</p><p>　　(68.7-65)/(0-0.07)=( tw -68.7)/(0.0356-0) tw=66.820C</p><p>　　精餾段平均溫度 （tF+ tD）/2=43.630C</p><p>　　精餾段平均溫度 (tF+ tw)/2=58.540C</p><p>　　全塔平均溫度

61、 （+）/2=51.0850C</p><p>　　用內(nèi)插法求yF、x1、yW</p><p>　?。?5-50）/(0.567-0.704)=(55-50.25)/(0.567-yF) yF=0.697</p><p>　　(40-36.1)/(0.82-1)=(40-38.44)/(0.82- x1) x1=0.892</p><p>　

62、　(68.7-65)/(0-0.18)=(68.7-66.82)/(0- yW) yW=0.0915</p><p>　　由xF=0.443 yF=0.697 得 αF=2.892</p><p>　　由x1=0.892 y1=0.958 得 αD=2.762</p><p>　　由 xW=0.0356 yW=0.0915 得 αW=2.728</p>

63、<p>　　精餾段的平均相對揮發(fā)度 （αF+αD）/2=2.827</p><p>　　提留段的平均相對揮發(fā)度 （αF+αW）/2=2.810</p><p><b>　　2.R的確定</b></p><p>　　泡點進料 q=1 則xq=xF=xe</p><p>　　全塔平均相對揮發(fā)度α=（+）/2=2

64、.819</p><p>　　由氣液平衡方程 y=αx/1+(α-1)x 得 ye=0.692</p><p>　　那么，最小回流比的確定：Rmin/(Rmin+1)=(xD-ye)/(xD-xe)</p><p>　　得 Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)=1.068</p><p>　　由正戊烷—正己烷物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出

65、x-y圖，在全回流的情況下求出最少理論塔板數(shù)Nmin，如圖1</p><p>　　表3 正戊烷-正己烷的相平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　圖1 最小理論塔板數(shù)Nmin=5.9761</p><p>　　由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖與回流比與理論板數(shù)的關(guān)系圖選取回流比，如圖2</p><p>　　圖2 Ropt=1.954Rmin</p>

66、<p>　　3、求精餾塔的氣、液相負荷</p><p><b>　　4、操作線方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程為 =0.661x+0.324</p><p>　　提留段操作線方程為 =1.428x-0.0152</p><p>　　5、圖解法求理論板層數(shù) 如圖3</p>&l

67、t;p><b>　　圖3 理論板數(shù)N</b></p><p>　　精餾段理論塔板數(shù)： 4.428</p><p>　　提餾段理論塔板數(shù)： 5.007</p><p>　　總理論塔板數(shù)： 9.435</p><p><b>　　6、黏度的計算</b></p><p&g

68、t;　　精餾段平均溫度 （tF+ tD）/2=43.630C</p><p>　　精餾段平均溫度 (tF+ tw)/2=58.540C</p><p>　　由各組分黏度與溫度的關(guān)系表，內(nèi)插求出各塔段黏度（其中，設(shè)正戊烷為組分A，正己烷為組分B）</p><p>　　表4 各組分的粘度與溫度的關(guān)系</p><p><b>　　

69、精餾段的平均黏度</b></p><p>　?。?40）/(μA-0.199)=(60-40)/(0.172-0.199) μA=0.194</p><p>　　(-40)/( μB-0.255)=(60-40)/(0.217-0.255) μB=0.248</p><p><b>　　提餾段的平均黏度</b></p>

70、;<p>　?。?60）/(μA‘-0.172)=(40-60)/(0.199-0.172) μA‘=0.174</p><p>　　(-60)/( μB‘-0.217)=(40-60)/(0.255-0.217) μB’=0.220</p><p>　　用內(nèi)插法求精餾段、提餾段的平均液相組成</p><p>　　精餾段 （-45）/(-0.62)

71、=(40-45)/(0.82-0.62) =0.675</p><p>　　提餾段 （ -60）/(-0.18)=(55-60)/(0.31-0.18) =0.185</p><p>　　精餾段液相平均黏度 </p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=-0.678</b&g

72、t;</p><p><b>　　得 =0.210</b></p><p>　　提餾段液相平均黏度 </p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=-0.676</b></p><p><b>　　得 =0.211<

73、;/b></p><p><b>　　7、塔效率的計算</b></p><p>　　精餾段塔效率： ET=0.49(αμL)-0.245</p><p>　　=(2.8270.210)-0.245</p><p><b>　　=0.557</b></p><p>　　提

74、餾段塔效率： ET‘=0.49(αμL)-0.245</p><p>　　=(2.8100.211)-0.245</p><p><b>　　=0.560</b></p><p>　　8、實際塔板數(shù)的計算</p><p>　　精餾段實際塔板數(shù) NP（精）=4.428/0.557=7.950≈8</p>&l

75、t;p>　　提餾段實際塔板數(shù) NP（提）=（5.007-1）/0.560=7.155≈8</p><p>　　全塔實際塔板數(shù) NP= NP（精）+ NP（提）=8+8=16 </p><p>　　第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p><b>　　3.1 操作壓力</b></p><p>

76、;　　塔頂操作壓力 </p><p>　　每層塔板壓降 </p><p>　　進料板壓降 </p><p>　　塔底壓降 </p><p>　　精餾段平均壓降 =(105.315+110.915)/2=108.115 kPa</p><p>　　提餾段平均壓降

77、 </p><p><b>　　3.2 操作溫度</b></p><p>　　塔頂溫度：38.44℃</p><p>　　加料板溫度：50.25℃</p><p>　　塔釜溫度：66.82℃</p><p>　　精餾段平均溫度：43.63℃</p><p>　　提餾段

78、平均溫度：58.54℃</p><p>　　全塔平均溫度：58.54℃</p><p>　　3.3 平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　塔頂：</b></p><p>　　y1=xD=0.958 x1=0.892</p><p>　　MVDm=0.958×72+（1-0.958

79、）×86=72.588kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.892×72+（1-0.892）×86=73.512kg/kmol</p><p><b>　　進料板：</b></p><p>　　XF=0.443 yF=0.697</p><p>　　MVFm=0.697

80、5;72+（1-0.697）×86=76.242kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.443×72+（1-0.443）×86=79.798 kg/kmol</p><p>　　塔釜：xw=0.0356 yw=0.0915</p><p>　　MVWm=0.0915×72+（1-0.0915）×86=84.

81、719kg/kmol</p><p>　　MLWm=0.0356×72+（1-0.0356）×86=85.502kg/kmol</p><p>　　精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=(72.588+76.242)/2=74.415 kg/kmol</p><p>　　MLm=(73.512+79

82、.298)/2=76.655 kg/kmol</p><p>　　提餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm‘=(84.719+76.242)/2=80.481 kg/kmol</p><p>　　MLm‘=(85.502+79.798)/2=82.650 kg/kmol</p><p><b>　　3.4 平均

83、密度</b></p><p>　　（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p>　　精餾段：ρVm=3.055kg/m3</p><p>　　提餾段：ρVm‘=3.319kg/m3</p><p>　　全塔氣相平均密度： =（ρVm+ρVm‘）/2=3.187 kg/m3</p><p&

84、gt;　　塔頂：ρD=2.951 kg/m3</p><p>　　加料板：ρF=3.145 kg/m3</p><p>　　塔釜：ρW=3.492kg/m3</p><p>　?。?）液相平均密度 液相平均密度計算公式：</p><p>　　表5 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系</p><p><b>

85、　　由上表信息作圖得：</b></p><p>　　圖4 正戊烷密度與溫度的關(guān)系</p><p>　　圖5 正己烷密度與溫度的關(guān)系</p><p><b>　　塔頂：</b></p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　由

86、圖4、5可得：</b></p><p><b>　　塔頂液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)：</b></p><p><b>　　塔頂液相平均密度：</b></p><p><b>　　進料板： </b></p><p><b>　　tF=50.25℃</b><

87、;/p><p><b>　　由圖4、5可得：</b></p><p>　　進料板液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)：</p><p><b>　　塔釜：</b></p><p><b>　　tW=66.82℃</b></p><p><b>　　由圖4、5可得：<

88、/b></p><p><b>　　塔釜液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)：</b></p><p>　　精餾段液相平均密度：</p><p>　　ρLm=（+）=（611.193+614.909）/2=613.051 kg/m3</p><p>　　提餾段液相平均密度：</p><p>　　ρLm‘=（+）=（

89、612.147+614.909）/2=613.528kg/m3</p><p><b>　　全塔液相平均密度：</b></p><p>　　ρ =（ρLm+ρLm‘）/2=(613.051+613.528)/2=613.290 kg/m3</p><p>　　3.5 液相平均表面張力</p><p>　　液相平均表面張

90、力計算公式： σLm=</p><p>　　表6 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系</p><p><b>　　由以上信息作圖得：</b></p><p>　　圖6 正戊烷表面張力與溫度的關(guān)系</p><p>　　圖7 正己烷表面張力與溫度的關(guān)系</p><p>　?、偎斠合嗥骄砻?/p>

91、張力：</p><p><b>　　塔頂溫度：℃</b></p><p><b>　　由圖6、7可得：</b></p><p>　　= 14.025（ ） =16.213（）</p><p>　　=14.025×0.892+16.213×0.108=14.261（

92、）</p><p>　?、谶M料板液相平均表面張力：</p><p><b>　　進料板溫度：℃</b></p><p>　　=12.783（） =15.066（）</p><p>　　=12.783×0.443+15.066×0.557=14.055（）</p><p&

93、gt;　?、鬯合嗥骄砻鎻埩Γ?lt;/p><p><b>　　塔釜溫度：℃</b></p><p>　　=11.075（） =13.482（）</p><p>　　=11.075×0.0356+13.482×0.9644=13.396（）</p><p>　?、芫s段液相平均表面張力：&

94、lt;/p><p>　　=（14.261+14.055）/2=14.158（）</p><p>　　提餾段液相平均表面張力：</p><p>　　‘=（14.055+13.396）/2=13.726（）</p><p>　　全塔液相平均表面張力：</p><p>　　=（+‘）/2=(14.158+13.726)/2=13

95、.942（）</p><p>　　3.6 液相平均黏度</p><p>　　液相平均黏度計算公式：</p><p>　　表7 各組分的粘度與溫度的關(guān)系</p><p>　　圖8 正戊烷黏度與溫度的關(guān)系</p><p>　　圖9 正己烷黏度與溫度的關(guān)系</p><p>　?、偎斠合嗥?/p>

96、均黏度：</p><p><b>　　塔頂溫度：℃</b></p><p><b>　　由圖8、9可得：</b></p><p><b>　　得</b></p><p>　　②進料板液相平均黏度：</p><p><b>　　進料板溫度：℃&l

97、t;/b></p><p><b>　　由圖8、9可得：</b></p><p><b>　　得</b></p><p>　?、鬯合嗥骄ざ龋?lt;/p><p><b>　　塔釜溫度：℃</b></p><p><b>　　由圖8、9可

98、得：</b></p><p><b>　　得</b></p><p>　?、芫s段液相平均黏度：</p><p>　　⑤提餾段液相平均黏度：</p><p>　?、奕合嗥骄ざ龋?lt;/p><p>　　3.7 物性數(shù)據(jù)匯總</p><p>　　表8 物性數(shù)

99、據(jù)匯總</p><p>　　第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸</p><p>　　4.1 塔徑的計算</p><p>　　最大空塔氣速和空塔氣速 </p><p><b>　　最大空塔氣速</b></p><p><b>　　空塔氣速 </b></p>&l

100、t;p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　C由公式求取，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖中橫坐標(biāo)為：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p

101、>　　取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則</p><p>　　HT-hL=0.45-0.05=0.4m</p><p>　　圖10 史密斯關(guān)聯(lián)圖</p><p><b>　　查斯密斯關(guān)聯(lián)圖，得</b></p><p>　　精餾段：C20=0.084 提餾段:C20=0.078</

102、p><p>　　精餾段負荷系數(shù)C（精）</p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p><p>　　u=0.6umax=0.6×1.108=0.665m/s</p><p>　　提餾段負荷系數(shù)C（提）</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p>　　

103、u=0.7umax=0.7×0.980=0.686m/s</p><p><b>　　(2)塔徑</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后后為</p><p><b>　　D=1.5m</b></p>&

104、lt;p>　　塔截面積為 </p><p>　　實際空塔氣速為 </p><p>　　校核 / umax=0.696/1.108=0.628 （在0.6~0.8區(qū)間，符合要求）</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后后為</p><

105、;p><b>　　D=1.5m</b></p><p>　　塔截面積為 </p><p>　　實際空塔氣速為 </p><p>　　校核 / umax=0.693/0.980=0.707 （在0.6~0.8區(qū)間，符合要求）</p><p>　　4.2精餾塔高度計算</p><

106、;p><b>　　塔高H：</b></p><p>　　人孔數(shù)，3個，高0.45m；</p><p>　　人孔數(shù)板間距，0.5m；</p><p>　　進料板處板間距，0.9m；</p><p>　　塔釜與最下一塊板間距，2.4m；</p><p><b>　　裙座高，4.8m；&

107、lt;/b></p><p>　　故 H=1.3+0.45+0.5+0.5+0.9+2.4+4.8=15.7m</p><p>　　4.3 溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D=1.5m，可選取單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下：</p><p>　?。?）堰長（一般取為（0.6~0.8）D）</p>

108、<p>　　精餾段 取 =0.7D=0.7×1.5=1.05m</p><p>　　提餾段 取 =0.7D=0.7×1.5=1.05m</p><p>　?。?）溢流堰高度 </p><p>　　溢流堰高度計算公式：</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度h0w依下式計算，即</p>

109、<p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　取板上液層高度，故</b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　近似

110、取E=1，則</b></p><p><b>　　取板上液層高度，故</b></p><p>　　降液管寬度及截面積 </p><p>　　圖11 和值與LW/D的關(guān)系</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　由，查圖11 得： ，

111、</p><p><b>　　故：</b></p><p>　　依式驗算液體在降液管中的停留時間，即</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　　提餾段 由，查圖11 得： </p><p><b>　　故：</b>

112、;</p><p>　　依式驗算液體在降液管中的停留時間，即</p><p>　?。?）降液管底隙高度 計算公式：</p><p><b>　　精餾段 取，則</b></p><p><b>　　符合要求</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理。</

113、p><p><b>　　提餾段 取</b></p><p><b>　　符合要求</b></p><p>　　4.4 塔板布置 </p><p>　　圖12 塔板的結(jié)構(gòu)參數(shù)</p><p><b>　　(1)塔板的分塊<

114、/b></p><p>　　因D800mm,故塔板采用分塊式.應(yīng)將塔盤分塊，保持有一塊通道板，兩塊弓形板， </p><p>　　其余為矩形板，分塊情況如下：</p><p>　　表9 塔徑與分塊數(shù)的關(guān)系</p><p>　　因此，塔板分為4塊.</p><p>　　(2)邊緣區(qū)寬度確定</p>

115、<p>　　取WS=WS'=0.08 m, WC=0.06 m</p><p><b>　?。?）閥孔氣速： </b></p><p>　　F0適宜取值范圍為9-12</p><p><b>　　閥孔數(shù) ：</b></p><p>　　d0為閥孔直徑且取0.039m</p&

116、gt;<p>　?。?）計算精餾段的理論閥孔數(shù)：</p><p>　　取F0=10.5 則</p><p>　　=10.5/ =6.007m/s</p><p><b>　　=1.229/( </b></p><p>　　實排孔數(shù) N0‘=166</p><p>　　則 =1.

117、229/(π/4×0.0392×166)=6.198m/s</p><p>　　F0=u0 =6.198× =10.833 （在9~12區(qū)間，符合要求）</p><p><b>　　計算提餾段閥孔數(shù)：</b></p><p>　　取F0=10.5 則</p><p>　　=10.5/ =

118、5.763m/s</p><p><b>　　=1.224/( </b></p><p>　　實排孔數(shù) N0‘=172</p><p>　　則 =1.224/(π/4×0.0392×172)=5.957m/s</p><p>　　F0=u0 =5.957× =10.853 （在9~12

119、區(qū)間，符合要求）</p><p><b>　?。?）開孔率</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　S孔=N0‘π/4d02=166×π/4×0.0392=0.198m2</p><p>　　S塔板面積=π/4D2=π/4×1.52=1

120、.767 m2</p><p>　　故開孔率 ?1= S孔/ S塔板面積=0.198/1.767=11.261% （在9~12%，符合要求）</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　S孔=N0‘π/4d02=172×π/4×0.0392=0.205m2</p><p>　

121、　S塔板面積=π/4D2=π/4×1.52=1.767 m2</p><p>　　故開孔率 ?2= S孔/ S塔板面積=0.205/1.767=11.628% （在9~12%，符合要求）</p><p>　　第五章 流體力學(xué)驗算</p><p><b>　　5.1 塔板壓降</b></p><p>　

122、　1、氣體通過塔板的壓力降</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　壓力降 ?Pp=?Pc+?Pl+?Po</p><p><b>　　uoc= m/s</b></p><p><b>　　則hc= </b></p><p>

123、;<b>　　取ε0=0.5</b></p><p>　　hc=ε0hl=0.5×0.05=0.025m</p><p>　　則hp= hc+ hl+ h0（可忽略）=0.0771m</p><p>　　故?Pp=hpρLg=0.0771×613.051×9.81=463.698≤700Pa 符合要求</

124、p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　壓力降 ?Pp=?Pc+?Pl+?Po</p><p><b>　　uoc= m/s</b></p><p><b>　　則hc= </b></p><p><b>　　取ε0=0.

125、5</b></p><p>　　hc=ε0hl=0.5×0.05=0.025m</p><p>　　則hp= hc+ hl+ h0（可忽略）=0.0772m</p><p>　　故?Pp=hpρLg=0.0772×613.528×9.81=464.460≤700Pa 符合要求</p><p>&l

126、t;b>　　5.2 液泛計算</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　hd= </b></p><p>　　hp=0.0771m</p><p><b>　　hl=0.05m</b></p><p&

127、gt;　　則 Hd= hd+ hp+ hl=0.0771+0.05+0.001526=0.128628m</p><p>　　?(HT+hw)=0.5×(0.45+0.0333)=0.24165</p><p>　　即 Hd≤?(HT+hw) 成立，即不發(fā)生液泛</p><p><b>　　提餾段：</b></p>&

128、lt;p><b>　　hd= </b></p><p>　　hp=0.0772m</p><p><b>　　hl=0.05m</b></p><p>　　則 Hd= hd+ hp+ hl=0.0772+0.05+0.001532=0.128732m</p><p>　　?(HT+hw)=0

129、.5×(0.45+0.0206)=0.2353</p><p>　　即 Hd≤?(HT+hw) 成立，即不發(fā)生液泛</p><p><b>　　5.3 霧沫夾帶</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　F= </b><

130、/p><p>　　ZL=D-2Wd=1.5-2×0.228=1.044m</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.767-2×0.166=1.435m2</p><p>　　取K=1，查表得CF=0.126</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　F1=

131、=51.4%<80% 符合要求</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　F= </b></p><p>　　ZL=D-2Wd=1.5-2×0.228=1.044m</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.767-2×0.166=1