课程设计甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计.doc

化工原理课程设计 题 目 甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计学 院 化学化工学院 专 业 制药工程 指导教师 二O一一 年 五 月一 日设计一分离甲醇-水双组分均相混合物常压连续精馏筛板塔1、工艺条件及数据在抗生素类药物生产中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后的甲醇溶媒含甲醇43%，水57%（质量分数），为使该甲醇溶媒重复利用，拟设计一板式精馏塔对废甲醇溶媒进行精馏，得到含水量2%（质量含量）的甲醇溶媒，设计要求甲醇溶媒的处理量为75000吨/年，塔底废水中含甲醇含量3%（质量含量） 泡点进料， 料液可视为理想溶液，2、操作条件 常压操作； 回流液温度为塔顶蒸汽的露点；回流比自选； 直接蒸汽加热，加热蒸汽压力为3kgf/cm2(绝对压强) 冷却水进口温度为30，出口温度为45； 设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 单板压降0.7KPa3、设计内容 物料、热量衡算； 塔板数、塔高、塔径计算； 溢流装置、塔板布置设计； 流体力学计算、负荷性能图。 灵敏板位置 辅助设备的计算及选型符号说明：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 下标Max- 最大的Min - 最小的L- 液相的V- 气相的 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/m3-表面张力N/m-开孔率 无因次-质量分率 无因次 目 录一、概述61 精馏操作对塔设备的要求和类型62精馏塔的设计步骤7二、精馏塔的热量衡算81.全凝器的热量衡算：82.再沸器的热负荷8三、精馏塔的物料衡算81.原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率8四、塔板数的确定91.理论板层数NT的求取9五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算121.操作压力的计算122.平均摩尔质量的计算123.平均密度的计算134.平均粘度的计算135.平均表面张力的计算14六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算151.精馏段塔径的计算152.提馏段塔径的计算163.精馏塔有效高度的计算17七、塔板主要工艺尺寸的计算171.精馏段172.提馏段19八、筛板的流体力学验算211.精馏段212.提馏段23九、塔板负荷性能图251.精馏段252.提馏段27十、筛板塔设计计算结果30十一、辅助设备的计算及选型321塔顶全凝器322原料预热器333塔底再沸器354精馏塔塔高的设计365管径的设计366.泵的计算及选型37十二、设计总结：38十三、附录391.成员分工392.参考文献39一、 概述1 精馏操作对塔设备的要求和类型对塔设备的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。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，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，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。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。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 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。 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23)。 小孔筛板容易堵塞。2精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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入精馏塔内。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。二、 精馏塔的热量衡算1. 全凝器的热量衡算：Qc=VIVD (LILD+DILD)Qc=(R+1)D(IVD-ILD)因塔顶馏出液几乎为纯甲醇，故其焓可近似按纯甲醇进行计算，又操作条件下甲醇的汽化热为1101KJ/kg则Qc=(R+1)DIVD=（1.471+1）×139.49×1101×31.55=1.197×107 KJ/h冷却水消耗量：Wc=Qc(1-5%)/Cp(t2-t1)= 1.197×107×0.95/4.83×(45-30)=1.812×105kg/h2. 再沸器的热负荷QB=V(IVW-ILW)+QL其中釜残液几乎为水，故其焓可按纯水计算，操作条件下水的汽化热为2258 KJ/kgQB =344.68×2258×18.02+5%QB得：QB=1.4763×107 KJ/h在P为3kgf/cm2时，水的汽化热为2163.3 KJ/kg故Wh=QB/r=1.4763×107/2163.3=6824.3 kg/h三、 精馏塔的物料衡算1. 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： 18.01kg/kmolxf=0.298xd=0.965xw=0.016 2. 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=32.04×0.298+18.01×(1-0.298)=22.19kg/molMd=32.04×0.965+18.01×(1-0.965)=31.55kg/molMw=32.04×0.016+18.01×(1-0.016)=18.23 kg/mol1. 物料衡算原料处理量：F=469.43Kmol/L总物料衡算：469.43=D+W甲醇物料衡算：469.43×0.298=0.965D+0.016W联立解得：D=139.49 Kmol/L W=329.94 Kmol/L四、 塔板数的确定1. 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） 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据，绘出x-y图。附： 汽液平衡数据xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825 求最小回流比，在途中对角线上自点e(0.298,0.298)作垂线ef,即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.665,xq=0.298最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.665，x=0.298Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.965-0.665)/(0.665-0.298)=0.817取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×0.817=1.471精馏塔的气、液相负荷L=R×D=1.417×139.49=205.19kmol/hV=(R+1)×D=2.417×139.49=344.68kmol/hL=L+F=205.19+469.43=674.62kmol/hV=V=344.68kmol/h精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xd=0.595x+0.391提馏段操作线：y=L/V×xW/V×xw=1.878x-0.015图解法求理论塔板层数 根据图所示，可求得结果为总理论塔板数NT为10.5块(包括再沸器)进料板位置NF=8操作温度的计算有甲醇-水混合液的t-x-y图查得：当xb=0.965,xF=0.298,xw=0.016时，分别对应：塔顶温度tD=64.9，进料板温度tF=78.2,塔釜温度tW=97.4提镏段平均温度：tm=(97.4+78.2)/2=87.8精馏段平均温度：tm=（64.9+78.2）/2=71.6实际板层的求取：全塔效率为60%，精馏段实际塔板数 N精=7/60%=12块，提馏段实际塔板数 N提=3.5/60%=6块总塔板数为18块。五、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算1. 操作压力的计算 塔顶操作压力PD=101.3 KPa设每层塔压降： P=0.7KPa（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+0.7 N精=101.3+0.7×12=109.7(KPa)精馏段平均压力：Pm=(114.6+101.3)/2=105.5(KPa)塔釜板压力： PW=PD+0.7N总=113.9(KPa)提馏段平均压力：Pm=(109.7+113.9)/2=111.8(KPa)2. 平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.965 查平衡曲线得 x1=0.912MVDm=0.965×32.04+(1-0.965)×18.01=31.55kg/molMLDm=0.912×32.04+(1-0.912)×18.01=30.80kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.587 查平衡曲线得 x1=0.213MVFm=0.587×32.04+(1-0.587)×18.01=26.25kg/molMLFm=0.213×32.04+(1-0.213)×18.01=20.99kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.044 查平衡曲线得 x1=0.006MVWm=0.044×32.04+(1-0.044)×18.01=18.63kg/molMLWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/mold. 精馏段平均摩尔质量MVm=(31.55+26.25)/2=28.90kg/molMLm=(30.80+20.99)/2=25.90kg/mole. 提馏段平均摩尔质量MVm=(26.25+18.63)/2=22.44kg/molMLm=(20.99+18.09)/2=19.54kg/mol3. 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=(105.5×28.9)/8.314×(273.15+71.6)=1.09kg/m3液相查得tD=64.9时 A981.1kg/m3 B=751.7kg/m3tF=78.2时 A973.0kg/m3 B=740.8kg/m3LDm=1/(0.98/751.7+0.02/981.1)=755.3kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.213×32.04)/(0.213×32.04+0.787×18.01)=0.325 LFm=1/(0.325/740.8+0.675/973.0)=883.1kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(755.3+883.1)/2=819.2 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=(111.8×22.44)/8.314×(273.15+87.82)=0.88kg/m3 液相查可得tw=97.4时 A960.2kg/m3 B=724.8kg/m3A=(0.03×32.04)/(0.03×32.04+0.97×18.01)=0.052Lwm=1/(0.052/224.8+0.948/960.2)=944.29kg/m3提馏段平均密度Lm=(883.1+944.29)/2=913.7kg/m34. 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=64.9查得A=0.45mPa.s B=0.34mPa.slgLDm=0.965lg(0.34)+0.035lg(0.45)=-0.46LDm=0.347mPa.sb进料板平均粘度的计算由tF=78.2查得A=0.36mPa.s B=0.29mPa.slgLFm=0.213lg(0.29)+0.787lg(0.36)=-0.47LFm=0.339mPa.s精馏段平均粘度Lm=(0.347+0.339)/2=0.343mPa.sc塔底液相平均粘度的计算 由tW=97.4查得A=0.27mPa.s B=0.23mPa.slgLWm=0.016lg(0.23)+0.9841lg(0.27)=-0.57 LWm=0.269mPa.s提馏段平均粘度Lm=(0.269+0.339)/2=0.04mPa.s5. 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. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=64.9查得A=65.22mN/m B=18.10mN/mLDm=0.965×18.10+0.035×65.22=19.75 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.2查得A=63.25mN/m B=16.60N/mLFM=0.213×16.6+0.787×63.25=53.31 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=97.4查得A=59.50mN/m B=14.70N/mLWm=0.016×14.70+0.984×59.5=58.78 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(53.31+19.75)/2=36.53 mN/m提馏段液相平均表面张力Lm=(53.31+58.78)/2=56.05 mN/m六、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 精馏段塔径的计算由上面可知精馏段 L=205.19kmol/h ，V=344.68kmol/h精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(344.68×28.9)/(3600×1.09)=2.539m3/sLS=LMLm/3600Lm=(205.19×25.9)/(3600×819.2)=0.001802m3/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=0.0195取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，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=0.073气体负荷因子C= C20×(/20)0.2=0.08235Umax=2.26取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.7Umax=0.7×2.26=1.582m/s=1.43m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为At=3.14×1×0.7=1.539 m2实际空塔气速为U实际=2.539/1.539=1.65m/sU实际/ Umax=1.65/2.26=0.73(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)2. 提馏段塔径的计算由上面可知提馏段 L=674.62kmol/h ，V=344.68kmol/h提馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(344.68×22.44)/(3600×0.88)=2.441m3/sLS=LMLm/3600Lm=(674.62×19.54)/(3600×913.7)=0.004m3/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=0.053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=0.072气体负荷因子 C= C20×(/20)0.2=0.088Umax=2.83m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.6Umax=0.6×2.83=1.698m/s=1.353m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为At=3.14×0.7×0.7=1.539 m2实际空塔气速为U实际=2.441/1.539=1.586 m/s U实际/ Umax=1.586/2.83=0.56(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)3. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（12-1）×0.40=4.4m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2.0 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=4.4+2+0.8=7.2m七、 塔板主要工艺尺寸的计算1. 精馏段a溢流装置计算因塔径D=1.4m，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=0.70D=0.98m2) 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=2.84/1000×E×(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=0.01253m取板上清液层高度hL=0.05 m故 hw=0.03747m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.7m 查得Af/AT=0.094 Wd/D=0.151 Af=0.094×1.539=0.1447 m2Wd=0.151×1.4=0.2714 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.1447×0.40/ (3600×0.0018027)=32.12s5s 验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600×lw×uo'）取uo'=0.08m/s则ho=0.001802×3600/(3600×0.98×0.08) =0.2289mHw-ho=0.03747-0.02298=0.014490.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm。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= 40mm , 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=2x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc=1.4/2-0.035=0.665并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=1.095m2d 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=3do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=5621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=1.095/（Aa×）=22.96m/s2. 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=0.70D=0.98m2) 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=2.84/1000×E×(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=0.01704m取板上清液层高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.01704=0.043 m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.7m 查图可求得Af/AT=0.094 Wd/D=0.151Af=0.094×1.539=0.1447 m2Wd=0.151×1.4=0.2114m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.1447×0.40/ (3600×0.004)=14.47s5s 验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600×lw×uo'）取 uo'=0.18m 则ho=0.004×3600/(3600×0.98×0.18) =0.022 68m0.02mHw-hO=0.043-0.02268=0.0203m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm。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= 40mm , 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=2x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc=1.4/2-0.035=0.665并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=1.095m2d 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=3do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=5621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=2.441/（0.101×1.095）=22.07m/s八、 筛板的流体力学验算1. 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=0.051(22.96/0.772) 2×(1.01/819.2)=0.0556m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）=2.539/(1.539-0.1447)=1.821m/sFo=1.821(1.09)1/2=1.901kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.54所以hl=hL=0.54×(0.03747+0.0125)=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/（l×g×do）计算,则有h=(4×36.53×10-3)/(819.1×9.81×0.005)=0.0036 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0556+0.027+0.0036=0.0862m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hP×l×g =0.0862×819.2×9.81=692.73Pa0.7KPa（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=5.7×106/L×ua/(HThf)3.2由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m 所以：ev=(5.7×10-6/36.53×10-3) 1.65/(0.4-0.125)=0.046kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹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 /V1/2=8.91m/s实际孔速为oUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=22.96/8.91=2.581.5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+0.037477）=0.219m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153×(0.08)2=0.00098m液柱Hd=hp+hL+hd=0.076+0.05+0.00098=0.137m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛2. 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= 0.040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）=1.751m/sFo=1.751×0.880.5=1.64kg1/2/s m1/2可查图得=0.58所以hl=hL=0.0348m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=L/（l×g×do）计算,则有h=0.005m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式hP=hc+hl+h=0.0798m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hP×l×g = 669.3Pa0.7kPa 计算结果在设计值内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=5.7×10-6/L× ua/(HThf)3.2 由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.7×10-6/56.05×10-31.586/(0.40-0.125)3.2 =0.028 kg液/kg气0.1 kg液/kg气可知液沫夹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 /V1/2=9.22m/sUo=27.38m/sUo,min稳定系数为 K= Uo / Uo,min =22.07/9.22=2.391.5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+0.043）=0.2215m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.005m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0678+0.05+0.005=0.135m液柱则有：Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛。九、 塔板负荷性能图1. 精馏段a漏液线Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =6.142(0.007151+0.1219Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.6480.7700.8890