精馏塔工艺工艺设计计算
化工工艺设计第6章填料精馏塔的工艺设计
2.7
1.60
• 塔中：
F 4V 3600 D
2 T
G
3600 1.3
4 13930
2
2.7
1.77
• 塔底：
F 4V 3600 D
2 T
G
3600 1.3
4 14810
2
2.7
1.89
• 利用Smoker公式可算得精馏段和提馏段所需理论 级数分别为： 精馏段 (nt)精=8.82 提馏段 (nt)提=8.79 • 对250Y填料，可从性能曲线查得F=1.89时，每米 填料的当量理论级数为NTSM=2.8，于是精馏段和 提馏段的填料层高度分别为： 精馏段 Z精=(nt)精/(NTSM)精=8.82/2.8=3.15m 提馏段 Z提=(nt)提/(NTSM)提=8.79/2.8=3.14m • 在实际工程中，考虑到制造、安装等各种因素， 上述计算填料层高度应有适当富裕量。
塔径计算： • 求出流动参数FP：
L FP G
G L
（6-3）
• 由图查所选填料的Cmax值； • 由式（6-1）计算F因子设计值； • 由式（6-4）计算塔径
AT
3600 G L G Cs
G
0.5
DT
4
AT
（6-4）
式中 L——液相质量流率，kg/h； ρL——液相密度，kg/m3； AT——塔横截面积，m2。
T F 0.002533 V MP
（6-1）
F因子与Cs因子间的关系：
F Cs ρ L ρG
由于液泛点的定义尚不明确，难以确定，故 规整填料常以每米填料压降1000Pa作为极限 负荷。它比液泛点约低5%~10%，设计负荷通 常取极限负荷的75%~80%。
精馏塔再沸器工艺计算
目录目录 (1)精馏塔再沸器工艺课程设计 (2)1.设计任务及设计条件 (2)2.方案论证 (2)3.估算设备尺寸 (3)4.传热系数校核 (3)5.循环流量校核 (7)6.设计结果汇总 (12)7.工艺流程图 (13)8.带控制点的工艺流程图 (13)精馏塔再沸器工艺设计1.设计任务及设计条件(1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器(2) 再沸器壳层和管层的设计条件：潜热γ0=812.24kJ/kg 热导率λ=0.023W/(m•K)粘度=0.361mPa•s 密度ρ0=717.4kg/m3管层流体83℃下的物性数据：潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m•K)液相粘度=0.41 mPa•s 液相密度=721 kg/m3液相定压比热容=2.094kJ/(kg•K)表面张力=1.841×10-2N/m汽相粘度=0.0067 mPa•s 汽相密度=0.032 kg/m3蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2•K/kg2.方案论证立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。
立式热虹吸再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。
由于结垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质，本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。
3.估算设备尺寸计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b mb ⨯=⨯⨯==Φγ计算传热温差m t ∆为(11583)(8583)10.82()(11583)(8583)m t K Ln ---∆==-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为拟用传热管规格230⨯φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N TN T =1006303.014.334.2840=⨯⨯=L d A pπ 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm取管程进口管径Di=250mm ，出口管直径D 0=600mm 。
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
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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。