精馏塔工艺工艺设计方案计算
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
第3章精馏塔主要工艺标准尺寸的设计1
精馏段
取阀孔动能因子 则
每层塔板上浮阀数目为
取边缘区宽度 ，破沫区宽度
塔板上的鼓泡区面积
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 。
则排间距：
按 ,以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数6个.
所以
阀孔动能因子变化不大,仍在9~13范围内
塔板开孔率=0.552/6.53×100%=8.45%
平均密度
气相
ρV
㎏/㎥
2.73
3.01
液相
ρL
799.47
771.48
平均表面张力
σ
mN/m
19.84
17.51
平均粘度μΒιβλιοθήκη mPa·s0.290
0.251
平均流率
气体
VS
㎥/s
0.039
0.040
液体
LS
6.06×10-5
33.23×10-5
3、2 精馏塔主要尺寸的计算
3、2、1 塔径的计算
精馏段:
由 , , ,
第4章 附属设备与接管的选取
4、1 原料的预热器的设计
采用绝对压力为200kPa的水蒸气逆流加热，饱和水蒸气到饱和液体流出，温度都是120℃，利用蒸汽潜热讲原料从tF加热到tb。
已知tF=25℃，tb=105.64℃,
所以定性温度:
4、1、1 物性数据
表-1
定性温度/℃
密度/﹙㎏/㎥﹚
粘度/Pa·s
1、堰长
取
出口堰高:本设计采用平直堰,堰上液高度 (近似取E=1)
精馏段
提馏段
2、弓形降液管的宽度和横截面
查图得:
则
验算降液管内停留时间:
精馏塔塔设计及相关计算
---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------精馏塔塔设计及相关计算2011板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/11/ 27目录板式精馏塔设计任务....................................... 3一．设计题目. (3)二．操作条件 (3)三．塔板类型 (3)四．相关物性参数 ................................................ 3 五．设计内容 .................................................... 3设计方案 ...................................错误！未定义书签。
一．设计方案的思考 .............................................. 6 二．工艺流程 . (6)板式精馏塔的工艺计算书 ................................... 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明............................... 二．全塔的物料衡算 ............................................... 三．塔板数的确定 ................................................. 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算................... 五．精馏段的汽液负荷计---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 算 ......................................... 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ............................... 七．塔板负荷性能图 ...............................................筛板塔设计计算结果 .....................错误！未定义书签。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔工艺工艺设计计算
第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。
3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。
（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W O W L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
第四节 原油精馏塔工艺计算
7、汽化段温度 （1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度 取进料的过汽化度2％（质量分数）或2.03％即过汽化 为6314kg/h。 要求进料在汽化段中的汽化率为eF ： eF （体积分数）＝（4.3%＋7.2%＋ 7.2%＋9.8%＋2.03%) ＝30.53％ （2）汽化段油气分压 要计算各组分的摩尔流量。 计算结果见下表：
设计计算对象一目了然，便于分析计算结果的规律性，避免 漏算重算，容易发生错误，因而是很有用的。
11
12
6、操作压力
取塔顶产品罐的压力为0.13MPa。塔顶采用两级冷凝冷 却流程。取塔顶空冷器压降为0.01MPa，使用一个管壳式后 冷器，壳程压力取0.017MPa。故 塔顶压力＝0.13＋0.01＋0.017=0.157MPa 取每层浮阀塔板压力降为0.5kPa，（表7－11）则推算出 常压塔各个关键部位的压力如下： 一线抽出板（第9层）上压力0.161MPa； 二线抽出板（第18层）上压力0.166MPa； 三线抽出板（第27层）上压力0.170MPa； 汽提段压力（第30层）0.172MPa； 取转油线压力降为0.035MPa,则 加热炉出口压力＝0.172＋0.035=0.207MPa
然e0＜eF，即在炉出口的条件下，过汽化油的部分重柴油 处于液相。据此可以算出进料在炉出口条件下的焓h0，见 表7－18
20
表7－18 进料在炉出口处携带的热量 （P＝0.207MPa t=360℃
油料 汽油 焓kJ/kg 汽相 1201 液相 1201×11100＝13.05 热量kJ/h 104
煤油
轻柴油 重柴油汽相 部分 重柴油液相 部分 重油
1164
1151 1143 － － 971 904
1164×21040＝22.94
苯甲苯精馏塔计算示例
求得 ： tW =108.97℃ c.进料液温度 t F
求得： t F =94.52℃
2
沈阳化工学院学士学位论文
第一部分 工艺计算
(3)回流比的确定 (3)
a、已知泡点进料 q = 1 且求得 tF =94.52℃
在此温度下，利用表 1-1 内插法计算苯和甲苯的饱和蒸汽压,
94.52 − 80.2 p 0 A − 760 p 0 B − 300 = = 100 − 80.2 1344 − 760 559 − 300
t F = 94.52 温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是 0.265 和 0.285
µ
LF
= µ ∗ x F + µ ∗ (1 − x F )
1 2
=0.265*0.4402+0.285*（1-0.4402） =0.276
−0.245 ET = 0.49 × （2.43 × 0.276） = 0.539
= 1.51 d、R = 1.2 Rmin = 1.2 *1.51 = 1.81
1.3 物料衡算 物料衡算
已知： D ! =
2.8 × 10 7 =3607.5kg/h 330 × 24 × 0.98
M
D
=78.35kg/mol D! =46.04kmol/h MD
D=
根据物料恒算方程： F=D+W F=46.04+W
= 116.44*0.0352+142.20*(1 –0.0352) = 141.29
kj /(kmol*k)
tF 温度下：
Cp（F）= Cp1 * XF + Cp2(1 – XF)
= 119.93 * 0.4402 + 137.15*(1 – 0.4402) = 126.05
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。
物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ω编号 组分 i f /kmol/hi f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计1005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 甲苯 92乙苯106名称 A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯甲苯乙苯泡点方程： p x p ni i i =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程： p x p ni i i =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔的工艺计算
精馏塔的计算对于要完成多组分分离设备的最终设计，必须使用严格算法，但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值，因此本设计中采用两种方法相结合，并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。
计算过程描述如下：第一步确定关键组分塔Ⅰ重关键组分（HK)：四氯化硅（SiCl4）轻关键组分（LK):三氯氢硅（SiHCl3) 轻组分（LNK)：二氯硅烷（SiH2Cl2)塔Ⅱ重关键组分（HK)：三氯化硅（SiHCl3）轻关键组分（LK):二氯硅烷（SiH2Cl2) 重组分（HNK)：四氯化硅（SiCl4)塔Ⅰ塔顶42℃SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量含量>=93.946釜液中SiCl4质量含量>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成馏出液中SiH2Cl2质量含量>=99.600釜液中SiHCl3质量含量>=99.500SiHCl3塔釜65℃SiCl4第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数组分塔Ⅰ塔Ⅱ进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd d w w Nm a-轾骣骣犏琪琪琪琪犏桫桫臌=3．由恩特伍德公式计算最小回流比,,1()i i Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q üï=-ï-ï?ýï=ï-ïþåå4.由芬斯克公式计算非清晰分割的物料组成()1i i Nm HK i HK HK f w d w a -=骣琪+琪桫 ，()()1NmHK i i HK HK i NmHK i HKHK d f w d d w a a--骣琪琪桫=骣琪+琪桫5.由Kirkbride 经验式确定进料位置0.2062,,,,HK F LK WR S LK F HK D z x N W N z x D 轾骣骣骣犏琪琪琪=琪犏琪琪桫犏桫桫臌6.由吉利兰关系式计算理论板数即0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ，1mN N Y N -=+ 第四步 由MESH 方程计算理论板数 1. 用FUG 简捷计算法得到的理论板数N 和进料位置M 作为初始值，初始化汽液流量j V 和j L 。
精馏塔指标计算
2.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成2.1.2进料2.1.3物料衡算2.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量：Mf =xfMOHCHCH23+(1-xf)MOH2=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理可求得：MD =42.6972kg/kmol MW=18.5544kg/kmol45 C下，原料液中ρOH2=971.1kg/m3,ρOHCHCH23=735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。
表6 原料液`馏出液与釜残夜的流量与温度2.3 最小回流比及操作回流比的确定如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。
点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。
对于这种情况下的Rmin的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。
如图1-63所示，可用下式算出：1min min +R R =1934.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.3342.4 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25 C 和35 C 则 平均温度下的比热c pc =4.174kJ/kg C,于是冷凝水用量可求 W C =)(c Q 12pc C t t -=)2535(174.445.5317-⨯=127.4kg/h4.精馏塔主体尺寸计算4.3提留段塔径的计算1t 2DF t t +=705.91258.9983.83=+=℃查t-x-y 图在91.705℃下：0552.0=x A, A y 3273.0= 9448.0=xB, B y 6727.0=KmolKg xM xM MBAL/5456.199448.0180552.04621=⨯+⨯=+=M g =M 1y A +M 2y B =46⨯0.3273+18⨯0.6727=27.1644 kg/kmol 汽塔气相平均密度 v ρ=RTPM g=)705.91273(314.81644.27325.101+⨯⨯=0.9077 kg/m 3x AW =LA Mx M 1=5456.190552.046⨯=0.1299x BW =1-x AW =0.8701 汽塔的液相平均密度 在91.705℃下查表得：A ρ=729.5 kg/m 3B ρ=964.3 kg/m 3Lρ1=AAWx ρ+BBWx ρ=7295.01299.0+9643.08701.0=1.0804 L ρ=925.6 kg/m 3V=(R+1)D=(4.334+1)⨯8.057=42.976 kmol/h v B =vg 3600 vM ρ⨯ =9077.036001644.27976.42⨯⨯=0.3573 m/sL '=L+qF=8.811+1⨯10.09=18.901 kmol/h L 3=LLML ρ⨯3600'=6.92536005456.19901.18⨯⨯=0.1109⨯103-m 3/s查化工数据手册求取：A σ=16.1 mN/mB σ=60.05 mN/m5.塔高的确定：Z=（TT E N -1）H T =(7968.015-1)⨯0.45=8.02 m塔板结构尺寸的确定： ● 溢流装置● 由于塔径小于800mm,所以采用单溢流弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰， 取堰长L w =0.66D,即L w =0.66⨯0.3=0.198m 出口堰高HW=H1-HOW,66.0=DLw,则H ow =m 003.0)0198.02412.0(1100084.232=⨯⨯H w =H l - H OW =0.06-0.003=0.057m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由66.0=Dlw,125.0Dw d ,=tf A A 0.0700W d =0.125⨯0.3=0.0375mA f =0.07⨯3202.04m D=π停留时间(03.25100899.045.0005.03s LsHtAf =⨯⨯=⋅=- 〉5S 符合要求）降液管底隙高度Ho h o =h w -0.006=0.051m 取边缘宽度取边缘宽度为W C =0.03m 安定区宽度安定区宽度为W S =0.050m 开孔区面积A a X=(2-D W d +W S )=)050.00375.0(23.0+-=0.0625mR=-2D W C =0.15-0.03=0.12mA a =2[x 222180R xR π+-sin 1-Rx =0.068m 2。
精馏塔主要工艺尺寸计算
精馏塔主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SS V L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C0720.02045.21071.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /405.130.230.28.8770720.0max =-⨯=-=ρρρ可取安全系数为，则s m u u /843.0405.160.060.0max =⨯==故m u V D S 179.1843.092.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速。
2、提馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SSV L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的C ,即0679.02092.19068.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /279.170.270.20.9600679.0max =-⨯=-=ρρρ 可取安全系数为，则s m u u /767.0279.160.060.0max =⨯== 故m u V D S 825.0767.041.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速。
为统一精馏段和提馏段塔径，取为。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件编号 组分i f /kmol/h i f /% 1 苯3.54481.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.8659100由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.62252.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CSP PIn01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni i i pp y 101，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计名称 A B C D苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.48645 1.45488-3.37538-2.23048t80.0 85.0 100 105.5 106 0a p 1.0080 1.1729 1.7961 2.0794 2.1067 0b p0.38710.45870.73940.87120.8840故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度泡点方程： p x p ni i i =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力0c p 0.1672 0.2017 0.3417 0.4095 0.4161 等式左边 2.1871 1.8488 1.5298 0.9804 0.9664 等式右边 0.98690.98690.98690.98690.9869t100 110 130 135 136 0b p 0.7394 0.9922 1.6987 1.9249 1.9728 0c p0.34170.4726 0.8539 0.9795 1.0063 等式左边 0.3437 0.4751 0.8580 0.9841 1.0110 等式右边 1.0133 1.01331.01331.01331.0133塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程： p x p ni i i =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α； 136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯αt100 110 130 132 133 0a p 1.7961 2.3357 3.7777 3.9521 4.0415 0b p 0.7394 0.9922 1.6987 1.7866 1.8318 0c p0.34170.4726 0.8539 0.9025 0.9276 等式左边 0.3831 0.5260 0.9392 0.9916 1.0186 等式右边 1.0133 1.01331.01331.01331.0133综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
精馏塔工艺设计
一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。
（二）操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）2.进料热状况：饱和蒸汽进料3.回流比：R=2R4.单板压降不大于0.7kPamin（三）设计内容设备形式：筛板塔设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa的远离城市的郊区设计要求1.设计方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确定（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学验算（3）塔板的负荷性能图绘制（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制4、塔的工艺计算结果汇总一览表5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论（四）基础数据1.组分的饱和蒸汽压ip（mmHg）温度，（℃）80.1 85 90 95 100 105苯757.62 889.261020.91185.651350.41831.7氯苯147.44 179.395211.35253.755296.16351.355温度，（℃）110 115 120 125 130 131.75 苯23132638.52964 3355 3746 4210氯苯406.55 477.125547.7636.505725.317602.组分的液相密度ρ（kg/m3）温度，（℃）60 80 100 120 140苯836.6 815.0 792.5 768.9 744.1氯苯1064.01042.1019.0 996.4 972.9 3.组分的表面张力σ（mN/m）温度，（℃）60 80 100 120 140苯23.74 21.27 18.85 16.49 14.17氯苯25.96 23.75 21.57 19.42 17.32 4.液体粘度μ（mPa•s）温度，（℃）60 80 100 120 140μ苯0.381 0.308 0.255 0.215 0.184氯苯0.515 0.428 0.363 0.313 0.2745.Antoine常数组分 A B C苯 6.023 1206.35 220.24氯苯7.1338 2182.68 293.767二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）（一）设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。
精馏塔设计计算
精馏塔设计计算1精馏塔工艺设计1.1设计参数该乙酸乙酯精馏塔设计处理乙酸乙酯和乙酸丁酯混合物的年处理能力为10000吨，进料含乙酸乙酯的质量分数为32％，塔顶产品乙酸乙酯的含量大于95％，釜液中乙酸乙酯的残留量小于4％。
操作条件：塔顶压力为常压，进料温度60℃，回流比为6.5。
1.2物料衡算根据设计参数中对乙酸乙酯产品产量及产品含量的要求，首先要进行物料衡算，得出塔顶产品和塔釜产品的流量，为了便于计算和区分，用A 代指混合物料中的乙酸乙酯，用B 代指乙酸丁酯。
乙酸乙酯的摩尔质量A M =88.11kg/kmol乙酸丁酯的摩尔质量B M =116.16kg/kmol进料含乙酸乙酯的摩尔百分数为F x =(32/88.11)/(32/88.11+68/116.16)=0.38287塔顶产品中乙酸乙酯摩尔百分数为D x =(95/88.11)/(95/88.11+5/116.16)=0.96161釜液中乙酸乙酯的的摩尔百分数为W x =(4/88.11)/(4/88.11+96/116.16)=0.05207原料液平均摩尔质量为B F A F F M x M x M )1(-+==105.42050kg/kmol （3.1） 塔顶产品平均摩尔质量为B D A D D M x M x M )1(-+==89.18684kg/kmol （3.2） 塔釜液体平均摩尔质量为B W A W W M x M x M )1(-+==114.69944kg/kmol （3.3） 设精馏塔平均每年工作300天，每天24小时连续运行，则进料摩尔流量为F =1000×103/(300×24×105.42050)=13.17475kmol/h由W D F += （3.4）))(W D w F x x x x F D --= （3.5）两式联立求解得塔顶液体摩尔流量D =4.79166kmol/h ，塔釜釜液摩尔流量W =8.38309kmol/h 。
精馏塔工艺设计
一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。
（二）操作条件1.塔顶压强4kPa （表压）2.进料热状况：饱和蒸汽进料3.回流比：R=2R min4.单板压降不大于0.7kPa （三）设计内容 设备形式：筛板塔设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa 的远离城市的郊区 设计要求1.设计方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确定（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 （四）基础数据1.组分的饱和蒸汽压i p （mmHg ）温度，（℃）80.1 85 9095100105 i p苯 757.62889.261020.9 1185.65 1350.41831.7氯苯147.44 179.395 211.35 253.755 296.16 351.355 温度，（℃）110 115 120 125 130 131.75 i p苯 23132638.52964 335537464210 氯苯406.55 477.125547.7636.505 725.317602.组分的液相密度ρ（kg/m 3）温度，（℃）6080100 120 140ρ苯 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1 氯苯1064.01042.01019.0996.4972.93.组分的表面张力σ（mN/m ）温度，（℃）60 80 100 120 140 σ苯 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 氯苯25.9623.7521.5719.4217.324.液体粘度μ（mPa •s ）温度，（℃） 60 80 100 120 140 μ苯 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯0.5150.4280.3630.3130.2745.Antoine 常数组分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 氯苯7.13382182.68293.767二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）（一）设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。
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第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。
3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。
（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
(2) 踏板设计开孔区面积a A ：⎪⎪⎭⎫⎝⎛+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）式中 ()s d W W Dx +-=2 c W Dr -=2开孔数n ：2155.1t A n a=(3-12) 式中 a A –––––鼓泡区面积，m 2； t –––––筛孔的中心距离，m 。
200907.0⎪⎭⎫⎝⎛==t d A A a φ (3-13)3.1.3筛板流体力学验算（1） 塔板压降g h P L P P ρ=∆ (3-14) σh h h h l c P ++= (3-15) 式中 c h –––––与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度，m 液柱；l h –––––与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m 液柱； σh –––––与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m 液柱。
⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V c cu h ρρ2051.0 (3-16) 式中 0h –––––气体通过筛孔的速率，m/s ； 0c –––––流量系数。
()OW W L l h h h h +==ββ (3-17) fT sa A A V u -=(3-18)V a u F ρ=0 (3-19) 式中 0F –––––气相动能因子，()121m s kg ⋅a u –––––通过有效传质区的气速，m/s ； T A –––––塔截面积，m 2。
04gd h L Lρσσ=(3-20) （2） 液沫夹带2.36107.5⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-f Ta L V h H u e σ (3-21) 式中 V e –––––液沫夹带量，kg 液体/kg 气体； f h –––––塔板上鼓泡层高度，m 。
（3） 漏液()VL L h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40min ,0 (3-22)min,00u u K =(3-23)式中 K –––––稳定系数，无因次。
K 值的适宜范围是1.5~2。
（4） 液泛d L P d h h h H ++= （3-24） 式中 d H –––––降液管中清液层高度，m 液柱；d h –––––与液体流过降液管的压降相当的液柱高度。
()203'153.0153.0u hl L h W sd =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛= （3-25） 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
()W T d h H H +≤ϕ （3-26）式中 ϕ–––––安全系数，对易发泡物系，ϕ=0.3~0.5。
3.2 设计计算3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算由Aspen 模拟结果知全塔的气相、液相平均物性参数如表3-1。
表3-1 物性参数表1. 塔径的计算查5-1史密斯关联图[6]，图的横坐标为：1203.0685.3427.8324604.236000197.036002121=⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V L L L Vhρρ取塔板间距H T =0.50m ，板上液层高度L h =0.08m ，则L T h H - =0.50-0.006=0.42m查图[6]5-1的C 20=0.09，由式3-5得：0878.020675.179.0202.02.020=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ由式3-4得：32.1685.3685.3427.8320878.0max =-⨯=-=V V L Cu ρρρ（m/s ） 取安全系数[6]为0.7，由式3-3得空塔气速为： u=0.7u max =0.7×1.32=0.924（ m/s ） 由式3-2得塔径为：84.1924.014.34604.244=⨯⨯==uV D Sπ（m ）按标准塔径圆整后为： D=2.000m 塔截面积为： 14.34414.342=⨯==D A T π（m 2） 实际空塔气速为： 784.014.34604.2===T S A V u （m/s ） 2. 精馏塔有效高度的计算Aspen 模拟结果N T =20，由式3-1得有效塔高为：5.195.015.020)1(=⨯⎪⎭⎫⎝⎛-=-=T T T H E N Z （m ） 3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置的计算因塔径D=2.0 m ,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘[6]。
各项计算如下： （1） 堰长W l4.10.27.07.0=⨯==D l W （m ）（2） 溢流堰高度W h由式3-7得堰上液层高度OW h 为：039.04.136000197.0110004.2810004.283232=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=WhOWl L E h （m ）由式3-6得溢流堰高度为：041.0039.008.0=-=-=OW L W h h h （m ）（3） 弓形降液管宽度W d 和截面积f A由D l w=0.7，查图[6]5-7 弓形降液管的参数图得： 088.0=Tf A A 15.0=D W d2763.014.3088.0088.0=⨯=⨯=T f A A （m 2）30.0215.015.0=⨯=⨯=D W d （m ）依式3-8验算液体在降液管中的停留时间，即01.736000197.05.02763.036003600=⨯⨯⨯==hTf L H A θ（s ）＞5（s ）故降液管设计合理。
（4） 降液管底隙高度0h由式3-10得降液管底隙高度0h 为：035.04.04.136000197.03600'360000=⨯⨯⨯==u l L h W h （m ）由式3-9得：006.0035.0041.00=-=-h h W （m ）故降液管底隙高度设计合理。
2. 塔板布置（1） 塔板的分块因D≥800mm ，故塔板采用分块式。
查[6]表5-3得，塔板分为5块。
（2） 边缘区宽度确定取W s =W s ′=0.08m ，W c =0.05m 。
（3） 开孔区面积计算由式3-11可算得开孔区面积如下：()()62.008.03.020.22=+-=+-=s d W W D x （m ） 95.005.020.22=-=-=c W D r （m ）()212221222175.295.062.0sin 18095.014.362.095.062.02sin 1802m r x r x r x A a =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛+-=--π （4） 筛孔计算及其排列本次设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=4 mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5 mm 。
筛孔按三角形排列，取孔中心距t 为[6]：155330=⨯==d t （mm ）由式3-12得筛孔数目n 为：11165015.0175.2155.1155.122=⨯==t A n a 个 由式3-13得开孔率为：%1.10101.0015.0005.0907.0907.02200==⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛==t d A A a φ气体通过阀孔的气速为：2.11175.2101.04604.200=⨯==A V u S （m/s ） 3.2.3 筛板的流体力学验算1. 塔板压降（1） 干板阻力c h 的计算由式3-16得干板阻力c h 为：d 0/δ=5/3=1.67,查图[6]5-10得，C 0=0.76，由式3-16得干板阻力c h 为：415.0427.832685.3772.02.11051.0051.022=⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V c cu h ρρ m 液柱 （2） 气体通过液层的阻力l h 计算由式3-18得：8592.02763.014.34604.2=-=-=f T s a A A V u （m/s ）由式3-19得：7.1685.38592.00=⨯==V a u F ρ ()2121m s kg ⋅ 查图[6]5-11得，β=0.53 由式3-17得l h 为：()042.008.053.0=⨯=+==OW W L l h h h h ββ m 液柱（3） 液体表面张力的阻力计σh 算由式3-20得σh 为：0017.0005.081.9427.83210675.174430=⨯⨯⨯⨯==-gd h L L ρσσ m 液柱由式3-15得气体通过每层塔板的总阻力h p 为：0852.00017.0042.00415.0=++=++=σh h h h l c P m 液柱由式3-14得气体通过每层塔板的压降为：8.69581.9427.8320852.0=⨯⨯==∆g h P L P P ρPa ＜700Pa （设计允许值）2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，因此可以忽略液面落差的影响。