[优秀毕业设计精品] 乙醇——水筛板式精馏塔的设计.doc

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1、化工原理课程设计任务书设计题目：乙醇水筛板式精馏塔的设计设计条件：常压：P=0.92atm(绝压)；原料来自粗馏塔，为9596饱和蒸汽，由于沿途热损失，进精馏塔时，原料温度约为90；塔顶浓度为含乙醇92.41%（质量分率）的酒精，产量为25吨/天；塔釜为饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于0.034%（质量分率）；塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：R=（1.12.0）Rmin 。设计任务：1.完成该精馏塔工艺设计（包括塔顶冷凝器及进出口管路的设计与选型）。2.画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。3.写出该精馏塔设计说明书，包括设计结果汇总及设计评价。

2、设计日期：2006年12月 至 2006年1月目 录摘 要1引 言2第一章绪 论31.1设计背景31.1.1发酵法31.1.2乙烯水合法41.1.3其他方法41.2设计方案41.3 设计思路51.4选塔依据5第二章 精馏塔的工艺设计6 2.1全塔工艺设计计算62.1.1产品浓度的计算和进料组成确定62.1.2 q线方程的确定：82.1.3平均相对挥发度的计算82.1.4最小回流比和适宜回流比的选取82.1.5物料衡算92.1.6精馏段和提馏段操作线92.1.7逐板法确定理论板数102.1.8全塔效率112.1.9实际塔板数及实际加料位置11第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算13 3.1 塔的

3、工艺条件及物性数据计算133.1.1操作压强 P133.1.2操作温度 T133.1.3塔内各段气、液两相组分的平均分子量133.1.4精馏段和提馏段各组分的密度143.1.5液体表面张力的计算153.1.6液体粘度m153.17气液负荷计算16 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算163.2.1塔径 D163.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定183.1.4筛孔数 n 及 开孔率 193.1.5塔有效高度Z203.1.6塔高的计算203.3筛板塔的流体力学校核213.3.1板压降的校核213.3.2液沫夹带量eV的校核223.3.3溢流液泛条件的校核233.3.4液体在降液管内停留时

4、间的校核233.3.5漏液点的校核243.4塔板负荷性能图253.4.1 液相负荷下限线253.4.2 液相负荷上限线253.4.3漏液线（气相负荷下限线）253.4.4 过量液沫夹带线（气相负荷上限线）263.4.5溢流液泛线273.4.6 塔气液负荷性能图29第四章 塔的附属设备的计算324.1塔顶冷凝器设计计算324.1.1 确定设计方案324.1.2 确定物性数据324.1.3 热负荷Q的计算324.1.4 传热面积的计算324.1.5 换热器工艺结构尺寸334.1.5 核算总传热系数K0344.1.6 换热器内流体的流动阻力（压降）364.2 接管设计374.2.1进料管374.2.

5、2回流管374.2.3釜液出口管374.2.4塔顶蒸汽管374.2.5加热蒸汽管384.2.6管线设计结果表384.3 泵的选型38第五章 设计结果汇总40结束语42参考文献43主要符号说明44附 录46摘 要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生

6、产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：乙醇、水、精馏段、提馏段、筛板塔。引 言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的

7、混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产

8、的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：1) 结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；2) 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；3) 塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；4) 气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右；缺点是：1) 小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；

9、2) 操作弹性较小（约23）；蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。第一章 绪 论1.1设计背景乙醇是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原料，还是一种重要的有机溶剂，在交通运输、医药、农业等方面都占有重要地位。工业上生产乙醇的方法有很多，其中真正有工业意义的，概括起来可分为两大类，即发酵法和乙烯水合法。发酵法有粮食发酵法、木材水解发酵法、亚硫

10、酸盐废碱液法；水合法有乙烯间接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美国、日本、意大利等国家正在开发一种用一氧化碳、氢气（或甲烷）进行羰基合成制取乙醇的方法。1.1.1发酵法发酵法的基本原理是将各种含糖（双糖）、淀粉（多堂）、纤维素（多羧基糖）的农产品、农业副产品及野生植物经水解（即糖化）、发酵等过程，使双糖转化为单糖并进一步转化为乙醇的方法。此法技术成熟、流程简单、设备简单易造、对环境污染小，但由于成本高还耗用大量的粮食作原料，所以其发展受到限制。具体反应原理如下：1. 粮食发酵法粮食发酵法是最早发明的乙醇生产方法，该法至今仍被采用，特别是饮用酒均采用此法，其基本原理是将葡萄糖（）在有能引发发酵

11、的物质的物质存在的情况下，经蒸馏、糖化等阶段而转化成乙醇。2. 木材水解发酵法为了制备乙醇，要用硫酸或盐酸处理（水解）木材，将纤维变成葡萄糖。然后再进入制醇的发酵阶段。（纤维） （葡萄糖）3. 亚硫酸盐废碱液制取乙醇法在用纤维造纸的企业中，有大量的废亚硫酸盐碱液产生，对这种废液经过蒸煮等过程的处理后得到乙醇。这种乙醇通常称作亚硫酸盐乙醇。这种酒精溶液是很稀的溶液，大约含1的乙醇，经蒸馏后便可得到纯度为95的乙醇。 总之，发酵法由于受到原料来源限制和乙醇成本高的原因，其发展就受到限制，同时这种方法也不适应大规模的乙醇生产。1.1.2乙烯水合法乙烯水和可以采用间接和直接两种方法。前者具有效率高、单

12、体转化率高、原料要求不苛刻、反映温度压力不高等优点；后者技术先进，工艺流程合理，原料来源丰富，经济合力。由两者的生产过程可以看出，前者的突出优点是原料乙烯浓度适应范围较宽，乙烯分压低，电耗低。直接法不需要消耗硫酸，工艺流程简单，其基建费用、产品成本亦比间接法低。但其缺点是对原料乙烯的纯度要求高、单程转化率低、方法都是工业化的、气体需要多次循环、能量消耗大。具体反应原理如下：1. 乙烯间接水合法： 2. 乙烯直接水合法：乙烯直接水合法（一步法）是将乙烯和水在催化剂、高温、加压条件下直接加成得到乙醇的方法： 1.1.3其他方法乙醛加氢法：1.2设计方案乙醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，

13、送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（107.6的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程参见下图（图1-2-1）： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 饱和水蒸汽塔釜出料全塔物料衡算 1.3 设计思路求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校核画出负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 1.4选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉.2) 气体压降小、板上液面落差也较小.3) 塔板效率较高.4) 改进的大孔筛板能提高气速和

14、生产能力，且不易堵塞塞孔.第二章 精馏塔的工艺设计 2.1全塔工艺设计计算2.1.1产品浓度的计算和进料组成确定1. 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率：由原料来自粗馏塔为9596饱和蒸汽，查表得xF=0.17，进塔原料为90，查乙醇-水汽液平衡图可得xe=0.06，ye=0.34。由q线方程 2. 平均分子量及产率：=由条件可知，因为要求设计的生产能力是25t/天，所以D=25.13kmol3. 由于任务书说给的操作大气压为0.92atm.此时水与乙醇的泡点和露点与常压下部同.由安托因方程,且由亨利定理可得.ABC乙醇19.91193803.98-41.68水18.30363813.4446.1

15、3 三式联立可得:时T1=76.38当xB=1时T2=97.82从97.82到76.38间取十点T=76.3868,78.3351,80.2835,82.2318 ,84.1801,86.1285,88.0768,90.0252,91.973593.9218 ,95.8702,97.8185xa=1.000,0.8678,0.7458,0.6337,0.5306,0.4356,0.3481,0.2673, 0.1926,0.1236，0.0597，0.0004ya=1.000,0.9376,0.8701,0.7976,0.7198,0.6363,0.5470, 0.4515 ,0.3494,

16、0.2406 ,0.1245 ,0.0009我将其设置为理想状态2.1.2 q线方程的确定：由任务书可知,原料来自出馏塔,为9596饱和蒸汽在95.5时水和乙醇得饱和蒸汽压由安托因方程可得:XF=yA=0.1474进料温度为90Xe=0.2683,ye=0.4528由于假定为理想状态2.1.3平均相对挥发度的计算当气体服从道尔顿分压定律时，由式得到相对挥发度如表2-1：表2-1 不同温度下的相对挥发度数值：序号12345i2.2893 2.28352.27792.27242.2670序号678910i2.2618 2.25662.25152.24652.2427序号2.1.4最小回流比和适宜回

17、流比的选取1. 最小回流比的计算：在设计条件下，如选用较小的回流比，两操作线向平衡线移动，达到指定分离程度（xD,xW）所需的理论板数增多。当回流比减至某一数值时，两操作线的交点e落在平衡线上，此时理论板数为无穷多，板上流体组成不能跨越e点，此即为指定分离程度时的最小回流比,则最小回流比可有下式计算出：。2. 确定合适的回流比：为了确定适宜回流比，由捷算法初算初R值，作出回流比与理论塔板数的对照表。如下表2-2所示：表2-2 回流比与理论板数对照表（Rmin=2.4669）系数1.11.21.31.41.51.61.71.81.92R2.22852.43112.63372.83633.0389

18、3.24153.44413.64673.84934.0519NT37333129282726252524因此表选择一适宜回流比R=3.6467,此时R=1.8Rmin。2.1.5物料衡算由：和 得：从而由附录“C程序2：物料衡算及逐板法求理论板数”计算得： 2.1.6精馏段和提馏段操作线精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：2.1.7逐板法确定理论板数对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法，通常从塔顶开始计算：精馏段操作线方程： 相平衡方程：=2.2648代入 得 代入式反复计算得：x2=0.51907 y3=0.70974 x3=0.38378 y4=0.58523 x4=0.28872 y

19、5=0.47906 x5=0.230630.2396=xq 第5块为加料板同理由提馏段操作线方程：逐板算得：y24=0.000299x24=0.000108LD=754.30Kg/m3 对于进料板：tF=93.07，L，A=726.25Kgm-3，L，B=963.21Kgm-3质量分率： 则； = =Lf=843.8191Kg/m对于塔底：tW=106.22.，L，A=709.28Kgm-3，L，B=954.12Kgm-3质量分率：则： = =LWw=954.605/m3则:精馏段的平均液相密度:Lm1=(LD+LF)/2=806.58Kg/m3则:提馏段的平均液相密度：Lm2=( Lw+LF

20、)/2=898.93Kg/m32.气相密度vm：v=则精馏段的气相密度:vm1= Kg/m3 则提馏段的气相密度:vm2=0.8657Kg/m3 3.1.5液体表面张力的计算由平均表面张力公式 ： 1.对于塔顶：tD=81.6，A=19.87mNm-1，B=62.3mNm-1则塔顶的平均表面张力： DM=0.826519.87+（1-0.8265）62.3=27.23mN/m2.对于进料板：tF=93.07，A=18.44mNm-1，B=60.13mNm-1进料的平均表面张力： FM=0.230818.44+(1-0.2308)60.13=50.513mN/m3.对于塔底：tW=106.22，

21、A=16.95mNm-1，B=57.6mNm-1则塔底的平均表面张力: wM=0.000082416.95+(1-0.0000824)57.6=57.61mN/m则精馏段的平均表面张力：1M1=38.87mN/m则提馏段的平均表面张力：M2=54.1mN/m3.1.6液体粘度m公式：m=1.对于塔顶：tD=81。46，LA=0.4662mPa，LB=0.3436mPaLD=0.2650.4662+(1-0.8265)0.3436=0.4459mpa.s2.对于进料板：tF=96.7309，LA =0.3757mPa，LB =0.2945mPaLF=0.23080.3757+(1-0.2308)

22、0.2945=0.3083mpa.s3.对于塔底：tW=108.5291，LA=0.3294mPa，LB =0.2626mPaLw=0.00008240.3294+(1-0.0000824)0.2626=0.2626mpa.s则精馏段平均液相粘度： LM1=0.3771mpa.s则提馏段平均液相粘度： LM2=0.2855mpa.s3.17气液负荷计算1) 精馏段气液负荷计算由公式：V=（R+1）D=117.64kmolh-1 得：1.0088由L=RD=92.52kmolh-10.000978Lh=0.0009783600=3.522m3h-12) 提馏段气液负荷计算由211.23=1.60

23、67由W=328.408=0.002157=0.0021573600=7.767m3h-1 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算3.2.1塔径 D由不同塔径的板间距参考表3-1：塔径DT/m0.30.50.50.80.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，因精馏段气相流量较大，故采用分段设计，以适应两相体积流量的变化。精馏段板间距H1T=0.35m,提馏段板间距H2T=0.4m。液气流动参数精馏段：=0.025753提馏段：= =0.0505查教材图10-42（P179

24、），可得到表面张力为20mN/m时的负荷因子：精馏段C20,1=0.084,提馏段C20,2=0.0608.精馏段校正物系表面张力为38.7019mN/m,提馏段校正物系表面张力为54.1mN/m。由如下公式（20mN/m）计算气体负荷因子C:C=C20（ 将C20,1,C20,2及分别代入解得精馏段的气体负荷因子：C1=0.0608=0.0742提馏段的气体负荷因子：C2=0.0608=0.07825根据如下公式计算液泛速度uf值:uf=则精馏段有：uf1=C1=1.8683m/s则提馏段有: uf2=C2=2.39m/s取液泛百分率为80，则设计气速为: 则精馏段: =0.801.8683

25、=1.4909m/s则提馏段: =0.802.4879=1.86m/s则精馏段塔径：m则提馏段塔径：m按标准塔径圆整精馏段塔径为D1=1.0m,提馏段塔径D2=1.2m。此塔径与表3-1塔板间距HT相符。取Lw=0.7D:精馏段实际堰长：lW1=0.7D1=0.71.0=0.7m提馏段实际堰长：lW2=0.7D2=0.71.2=0.84m由此初选塔径可以计算出：精馏段实际塔板总面积：提馏段实际塔板总面积：实际溢流管面积精馏段实际溢流管面积:Af1=0.0689m2提馏段实际溢流管面积:Af2=0.0992m2精馏段实际气体流通面积：An1=AT1-Af1=0.785-0.06989=0.716

26、5m2提馏段实际气体流通面积：An2=AT2-Af2=1.31-0.0992=0.013m2精馏段实际气速：un1=VS1An1=1.4079m/s提馏段实际气速：un2=VS2An2=1.5568m/s精馏段实际液泛百分率：提馏段实际液泛百分率：3.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定因塔径和流量适中，选取单溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盘及平顶溢流堰、不设进口堰。各项取值计算如下：1. 溢流堰长LW的值：由以上设计结果可得溢流堰长LW为： 精馏段堰长：Lw1=0.7 提馏段堰长：Lw2=0.842.出口堰高hW：表3-2 各种操作情况的堰高参考表堰高hW/mm真空常压加压最小值

27、102040最大值205080由上表可取：精馏段堰高：hW1=0.05m提馏段堰高：hW2=0.05m3.降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lW/D=0.7, ：则精馏段降液管的宽度：Wd1=0.145m则提馏段降液管的宽度：Wd2=0.1715m由以上设计结果可得降液管面积分别为：精馏段降液管面积:Af1=0.0689m2提馏段降液管面积:Af2=0.0992m24.降液管底隙高度ho 为保证液封，降液管底部与塔板的间隙ho应小于堰高hW,但一般可取：精馏段降液管底隙高度：ho1=0.04m提馏段降液管底隙高度：ho2=0.04m3.2.3塔板布置1.精馏段和提馏段均取边缘宽度Wc1=Wc

28、2=0.05m ，安定区宽度Ws1=Ws2=0.07m2.根据以下公式计算开孔区面积。Aa=(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )则精馏段：X1=12-(0.145+0.07)=0.2871m;R1=12-0.05=0.45m 则提馏段：X2=0.82-(0.116+0.065)=0.3538m; R2=1.22-0.05=0.55m 代入上式得：精馏段开孔区有效面积：Aa1=0.4791m2提馏段开孔区有效面积：Aa2=0.7286m23.1.4筛孔数 n 及 开孔率 精馏段和提馏段均取筛孔的孔径do=6mm;精馏段：孔径do与孔间距t之比：t1/do=3；在有效传质区内，

29、筛孔呈正三角形排列。提馏段：孔径do与孔间距t之比：t2/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。则精馏段孔间距：t1=3do=36=18mm则提馏段孔间距：t2=3do=36=18mm依据下式计算开孔率：精馏段：=0.90732=0.1008提馏段：=0.9072.72=0.1008塔板上的筛孔总面积：Ao=Aa则精馏段： =0.10080.4791=0.0483m2则提馏段： =0.10080.7286=0.0784m2塔板上的筛孔数n：n=则精馏段：n1=1707.8=1708个则提馏段：n2=2596.9=2597个从而可得实际筛孔总面积为：精馏段：Ao1=n10.785do2=

30、17080.7850.0062=0.04826m2提馏段：Ao2=n20.785do2=25970.7850.0062=0.07339m2气体通过筛孔的气速：精馏段：uo1=VS1Ao1=1.5577m/s 提馏段：uo2=VS2AO2=2.001m/s3.1.5塔有效高度Z精馏段：Z1=(N1-1)0.4=(11-1)0.4=4m提馏段：Z2=(N2-1)0.35=(35-1)0.35=11.4m塔有效高度：Z=Z1+Z2=4+11.4=15.9m3.1.6塔高的计算由下式计算塔高：H=Z+h式中：h调整板间距，塔两端空间以及裙坐所占的总高度。设釜液在釜内停留时间为12min，由上面设计可知

31、：釜液流量为：WG=3776.0712kg/h、密度=952.5005kg/m3、取釜径为1.2m则釜液的高度为：裙座取3m.两边封头取0.3m,因各段板间距不大于600mm，全塔共设6入孔，取入孔直径为600mm。所以塔高 =25.73.3筛板塔的流体力学校核 3.3.1板压降的校核精馏段和提馏段均取塔板厚度=4mm，则4/do=44=1。1.干板压降（以液柱高度表示）由孔径与板厚之比/do =1和开孔率（以AT-2Af为基准）：精馏段：1=0.0746提馏段：2=0.0787查教材下册图10-45（P182）得干板孔流系数Co精馏段：Co1=0.73提馏段：Co2=0.732则各段的干板压

32、降分别：hd=精馏段：hd1=0.0592m提馏段：hd2=0.0439m2. 气流穿过板上液层压降（以液柱高度表示）hL由和lW/D=0.7查教材下册图10-48（P184）得液流收缩系数分别为：精馏段：E1=1.0提馏段：E2=1.0则各段堰上液高hOW分别为：精馏段:=0.0083m提馏段:=0.0139m按面积（AT-2Af）计算气体速度: ua=Vs/(AT-2Af) 则精馏段：ua1=1.3792m/s则提馏段: ua2=1.8986m/s则相应的动能因子Fa值：Fa=ua精馏段:Fa1=0.6772 提馏段:Fa2=1.538查教材下册图10-46（P182）得液层冲气系数:则精

33、馏段：1=0.61则提馏段：2=0.58由公式：hL=(hW+hoEw)即可求出各段液层阻力：精馏段：hL1=1(hW1+hoW1w)=0.61(0.05+0.0083)=0.0356m提馏段：hL2=2(hW2+hoW2w)=0.58(0.05+0.0139)=0.037m则各段板压降hf分别为：精馏段：hf1=hd1+hL1=0.0948m提馏段：hf2=hd2+hL2=0.0809m3.3.2液沫夹带量eV的校核由精馏段液气流动参数=0.025753和液泛百分率查教材下册图10-47（P183）得:1 =0.1由提馏段液气流动参数=0.0505和液泛百分率：查教材下册图10-47（P18

34、3）得: 2=0.05根据如下公式计算液沫夹带量eV 值：eV=则有：精馏段：eV1=0.0768kg液/kg气0.1kg液/kg气提馏段：eV2=0.0856kg液/kg气5s符合要求)提馏段：2=5.119(5s符合要求)因此不会产生严重气泡夹带。3.3.5漏液点的校核设精馏段漏液点孔速为：uoW1=9.6m/s、提馏段漏液点孔速为：uoW1=11.5m/s相应的动能因子（以面积AT-2Af为基准）各段相应的动能因子：精馏段：=0.6772提馏段；=1.007则塔板上当量清夜高度为：hC=0.0061+0.725hW-0.006F+1.23LS/LW精馏段：hC1=0.04m提馏段：hC2

35、=0.0418m查教材下册图10-49（P186）得各段干板压降：精馏段：hd1=0.01m水柱=0.0124m液柱提馏段：hd2=0.011m水柱=0.0122m液柱由此求出各漏液点孔速：精馏段：uOW1=9.599m/s提馏段：uOW2=11.5599m/s以上各段所求之值与假定值相当接近，故计算结果正确。则精馏段筛板的稳定性系数：=2.18531.5则提馏段筛板的稳定性系数：=1.89351.5以上各段均符合设计要求。设计负荷下不会产生过量漏液。3.4塔板负荷性能图3.4.1 液相负荷下限线取平堰，堰上液层高度: 精馏段取hOW1=0.006m；提馏段取hOW2=0.006m作为液相负荷下限线的条件，取E=1.0 则精馏段:=0.006m提馏段:=0.006m解以上两式得：精馏段最小液体体积流量：Lh1,min=2.1495m3/h提馏段最小液体体积流量：Lh2,min=2.579m3/h 液相负荷下限线在VhLh坐标图上，是与气体流量无关的垂直线。3.4.2 液相负荷上限线液体在降液管中停留时间：精馏段取为5秒；提馏段取5秒。由式可计算得：精馏段最大液体流量：=17.3628m3/h提馏段