化工原理课程设计
设计课题：苯~氯苯分离程板式精馏塔设计
年级
2008级
专业
化学工程工艺
设计者姓名
学号
完成日期
2010年X 月X日
指导老师
目录
设计概述 8
1塔设备化工生产中作位 8
2塔设备分类 8
3板式塔 8
31泡罩塔 8
32筛板塔 9
33浮阀塔 9
二设计方案确定流程说明 9
三塔工艺计算 11
四 精馏塔物料衡算 12
1 原料液塔顶塔底产品摩尔分率 12
2原料液塔顶塔底产品均摩尔质量 13
3物料衡算 13
五 塔板数确定 13
1q值计算 13
2理板数确定 13
22精馏塔气液相负荷 15
23求操作线方程 15
24求理板数：逐板法（塔顶全凝器） 15
25板效率 16
六 精馏塔工艺条件关物性数计算 17
1操作压力计算 17
2 操作温度计算 17
3均摩尔质量计算 17
4均密度计算 18
41气相均密度计算 18
42液相均密度计算 19
43液体均黏度计算 20
七 精馏塔塔体工艺尺寸计算 21
1．塔径计算 21
2操作压力计算 22
3 操作温度计算 22
4均摩尔质量计算 22
5均密度计算 23
51气相均密度计算 23
52液体表面张力计算 24
53液体均黏度计算 24
八 提馏塔塔体工艺尺寸计算 25
1．塔径计算 25
2提馏塔效高度计算 26
九塔板工艺尺寸计算 26
1溢流装置计算 26
11堰长 27
12溢流堰高度 27
13弓形降液宽度截面 27
14降液底隙高度 28
2塔板布置 28
21边缘区宽度确定 28
22开孔区面积式计算 28
23筛孔计算排列 29
十流体力学验算 29
1塔板压降 29
11干板阻力计算 29
12气体通液层阻力计算 30
2液面落差 30
3液沫夹带 30
4漏液 31
5液泛 31
6塔板负荷 32
61漏液线 32
62液沫夹带线 32
63液相负荷限线 33
64液相负荷限线 34
65液泛线 34
十 附属设备附件选型计算 35
1沸气热量衡算 35
2全凝器热量衡算 36
十二设计结果列表 37
十三 设计结果讨说明 39
1 设计结果评价 39
十四 结束语 40
参考文献： 40
十五思考题 41
符号说明
英文字母
Aα－阀孔鼓泡面积m2
Af －降液面积 m2
AT －塔截面积 m2
b －操作线截距
c －负荷系数（次）
c0 －流量系数（次）
D －塔顶流出液量 kmolh
D －塔径 m
d0 －阀孔直径 m
ET －全塔效率（次）
E －液体收缩系数（次）
－物沫夹带线 kg液kg气
F －进料流量 kmolh
F0 －阀孔动子 ms
g －重力加速度 ms2
HT －板间距 m
H －塔高 m
Hd －清液高度 m
hc －板压强相液柱高度 m
hd －液体流径降液压降相液柱高度 m
hr －气体穿板间液层压降相液柱高度 m
hf －板鼓泡高度 m
hL －板液层高度 m
h0 －降液底隙高度 m
h02v－堰液层高度 m
hp －板压强相液层高度 m
hσ－克服液体表面张力压降相液柱高度 m
h2v－溢液堰高度 m
K －物性系数（次）
Ls －塔降液体流量 m3s
Lw －溢流堰长度 m
M －分子量 kgkmol
N －塔板数
Np －实际塔板数
NT －理塔板数
P －操作压强 Pa
ΔP－压强降 Pa
q －进料状态参数
R －回流
Rmin－回流
u －空塔气速 ms
w －釜残液流量 kmolh
wc －边缘区宽度 m
wd －弓形降液宽度 m
ws －脱气区宽度 m
x －液相中易挥发组分摩尔分率
y －气相中易挥发组分摩尔分率
z －塔高 m
希腊字母
α－相挥发度
μ－粘度 Cp
ρ－密度 kgm3
σ－表面张力
标
r －气相
L －液相
l －精馏段
q －q线衡线交点
min－
max－
A －易挥发组分
B －难挥发组分
化工原理课程设计务书
设计题目
试设计座苯氯苯连续精馏塔求年产纯度99氯苯10000吨塔顶馏出液中含氯苯高2原料液中含氯苯38(均质量分数)
二操作条件
(1) 塔顶压强4KP
(2)进料热状况饱蒸汽进料
(3)回流R2R
(4)单板压降07KP
三设备形式
1筛板塔
四设计工作日
年330天天24时连续运行
五厂址
兰州区
六设计求
1 概述
2 设计方案确定流程说明
3 塔工艺计算
4 塔塔板工艺尺寸确定
（1）塔高塔径塔板结构尺寸确定
（2）塔板流体力学验算
（3）塔板负荷性图
5 设计结果览表
6 设计评述
设计概述
1塔设备化工生产中作位
塔设备化工石油化工炼油等生产中重设备气液液液两相间进行紧密接触达相际传质传热目塔设备中完成常见单元操作：精馏吸收解吸萃取等外工业气体冷回收气体湿法净制干燥兼气液两相传质传热增湿减湿等
化工石油化工炼油厂中塔设备性整装置产品质量环境保护等方面重影响塔设备设计研究受化工炼油等行业极重视
2塔设备分类
塔设备长期发展形成形式繁结构满足方面特殊需研究较方便角度塔设备进行分类操作压力分加压塔常压塔减压塔单元操作分精馏塔吸收塔解吸塔萃取塔反应塔干燥塔形成相际界面方式分具固定相界面塔流动程中形成相界面塔长期长分类塔件结构分板式塔填料塔两类
3板式塔
板式塔分级接触型气液传质设备种类繁根目前国外现状注意塔型浮阀塔筛板塔泡罩塔
31泡罩塔
泡罩塔历史悠久板式塔长期蒸馏吸收等单元操作设备中占位泡罩塔具优点：
（1）操作弹性
（2）泄漏
（3）液气范围
（4）易堵塞诗云女冠种介质
泡罩足处结构复杂造价高安装维修方便气相压力降较
32筛板塔
筛板塔液早出现板式塔20世纪50年代起筛板塔进行量工业规模研究形成较完善设计方法泡罩塔相具优点：
（1）生产力（20％－40％）
（2）塔板效率高（10％－15％）
（3）压力降低（30％－50％）结构简单塔盘造价减少40％左右安装维修较容易[1]
33浮阀塔
20世纪50年代起浮阀塔板已量工业生产完成加压常压减压蒸馏脱吸等传质程
浮阀式广泛应具优点：
（1）处理力
（2）操作弹性
（3）塔板效率高
（4）压力降
缺点阀孔易磨损阀片易脱落
浮阀形式目前常浮阀形式F1型V4型F1型浮阀结构简单制造方便节省材料性良F1型浮阀分轻阀重阀两种V4型浮阀特点阀孔成弯曲文丘里型减气体通塔板压强降阀片腿部相应加长外余结构尺寸F1型轻阀异V4型阀适减压系统
二设计方案确定流程说明
精馏装置精馏塔原料预热器沸器冷凝器釜液冷器产品冷器等设备热量塔釜输入物料塔次部分气化部分冷凝进行精馏分离冷凝器冷器中冷介质余热带走
苯—氯苯混合液原料预热器加热露点温度送入精馏塔进料板进料板塔部降回流液体汇合逐板溢流流入塔底层板回流液体升蒸汽互相接触进行热质传递程操作时连续沸器取出部分液体作塔底产品部分液体气化产生升蒸汽起通层塔板塔顶蒸汽进入冷凝器中冷凝部分冷凝液泵送回塔顶作回流液余部分冷凝器冷凝送出作塔顶产品冷凝器冷送入贮槽塔釜采间接蒸汽沸器
流程图图
高径设备称塔器蒸馏（精馏）吸收塔器分称蒸馏塔吸收塔塔器石化工艺程中作分馏吸收汽提萃取洗涤回收生脱水气体净化冷等常板式塔填料塔国外塔器塔盘填料技术断改进国20年开发许性优良板式塔填料塔已石化炼油装置中广泛应性处国际先进水中具代表性适宜处理高液体通量DT塔盘适宜处理高气体通量旋流塔盘具高操作弹性高效率立体传质塔盘筛板填料复合塔等洛阳庆500万吨／年润滑油型炼油厂分配置型板式塔型型填料塔型减压塔直径达~p8400mm国研制p10000mm型精馏塔投入根塔气液接触构件结构形式塔设备分板式塔填料塔两类板式塔致分两类：类降液塔板泡罩浮阀筛板导筛板新型垂直筛板舌形S型降液塔板等类降液塔板穿流式筛板（栅板）穿流式波纹板等工业应较降液塔板筛板浮阀泡罩塔板等
三塔工艺计算
已知参数：苯氯苯混合液处理量F＝10000t年 回流R（选）进料热状况 泡点进料q1塔顶压强单板压降化学化工物性数手册P174知：
表1 苯氯苯物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（K）
界温度tC（℃）
界压强PC（atm）
苯A
氯苯B
7811
1126
3533
4049
5621
6324
483
446
石油化工基础数手册P457插计算知：
表2 苯氯苯饱蒸汽压
温度
801
85
90
95
100
105
mmHg
75762
88926
10209
118565
13504
18317
mmHg
14744
179395
21135
253755
29616
351355
1
0818
0678
0543
0440
0276
y
1
0957
0911
0847
0782
0665
温度
110
115
120
125
130
13175
mmHg
2313
26385
2964
3355
3746
4210
mmHg
40655
477125
5477
636505
72531
760
0185
0131
00879
00454
00115
0
y
0563
0456
0343
0201
00566
0
化学化工物性数手册P305知：
表3 液体表面张力
温度
60
80
100
120
140
苯mNm
2374
2127
1885
1649
1417
氯苯mNm
2596
2375
2157
1942
1732
化学化工物性数手册P299P300知：
表4 苯氯苯液相密度
温度(℃)
60
80
100
120
140
苯kg
8366
8150
7925
7689
7441
氯苯kg
10640
10420
10190
9964
9729
化学化工物性数手册P303P304知：
表5 液体粘度µ
温度(℃)
60
80
100
120
140
苯（mPs）
0381
0308
0255
0215
0184
氯苯（mPs）
0515
0428
0363
0313
0274
四 精馏塔物料衡算
1 原料液塔顶塔底产品摩尔分率
苯摩尔质量 MA7811
氯苯摩尔质量 MB1125
2原料液塔顶塔底产品均摩尔质量
3物料衡算
塔釜产品
总物料衡算：
氯苯物料衡算：
五 塔板数确定
1q值计算
泡点进料：q1
2理板数确定
21回流求取：
全塔均相挥发度求取
根
先求取塔顶相挥发度：（试差法）
利安托公式：
说明： 单位毫米水银柱 温度单位摄氏度
假设温度100摄氏度：
假设温度90摄氏度：
假设温度85摄氏度：
假设温度82摄氏度：
假设温度817摄氏度：
时温度塔顶泡点温度
相方法求取塔底露点温度相挥发度：
全塔均相挥发度：
相衡方程
解：
22精馏塔气液相负荷
精馏段液体流量
精馏段气体流量
提馏段液体流量
23求操作线方程
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
相衡方程：
24求理板数：逐板法（塔顶全凝器）
应精馏方程：
第块塔板：
第二块塔板：
第三块塔板：
第四块塔板：
第五块塔板：
次：
应提馏段方程
时 提留段需板数
需总理板数：18块
25板效率
查温度相挥发度2左右
0737085
六 精馏塔工艺条件关物性数计算
1操作压力计算
塔顶操作压力：P D1013+41053Kpa
层塔板压降：Kpa
进料板压力：PF 1053+07×51088Kpa
精馏段均压力：PM (1053+1088)210705Kpa
塔底操作压力：PW＝1088+07×17＝1207 Kpa
提馏段均压力：PM`＝(1207+1088)211475 Kpa
2 操作温度计算
操作力泡点方程通试差法计算出泡点温度中苯甲苯饱蒸气压安托方程计算计算结果：
塔顶泡点温度：817
进料板温度：25
塔底温度：tW1375
精馏段均温度：(817+25)25335
提馏段均温度：Tm` (25+1375)28125
3均摩尔质量计算
塔顶均摩尔质量计算
xDy10986查衡曲线0900
09867811+(10986)112578591kgkoml
09007811+(10900)112581594 kgkoml
进料板均摩尔质量计算
查 XF056 YF0870
MVFM08707811+(10870)11258258 kgkoml
MLFM0567811+(1056) 112593087 kgkoml
塔底均摩尔质量计算
XW000289
MLWM0002897811+(1000289) 11257124 kgkoml
MVWM00127811+(10012) 1125112087 kgkoml
精馏段均摩尔质量
MVM(78591+8258)28059 kgkoml
MLM(81594+93087)28734 kgkoml
提馏段均摩尔质量
4均密度计算
41气相均密度计算
理想气体状态方程计算
精馏段：3196
提馏段：＝＝401
42液相均密度计算
塔顶液相均密度计算
(81462+91282)2816151
提馏段液相均密度
＝87576
5液体表面张力计算
液相均张力计算
塔顶液相均表面张力计算
817查出
氯苯：
2356
苯：
21064
098621064+014235621099
进料板液相均表面张力计算
25查
2992
2816
072812816+02718299228635
塔底液相均表面张力计算
TW137查
＝14518 ＝17635
＝000289614518+099717635＝17624
精馏段液相均表面张力
(21099+28635)224867
提馏段液相均表面张力
＝(214933+17624)21956
43液体均黏度计算
液相均黏度式计算
塔顶液相均黏度计算
817
进料板液相均黏度计算
25查手册
05997 076175
lg02882lg056+0420lg044
006238
精馏段液相均黏度
(03048+06238)204643
提馏段液相均黏度
（03342+0279）203066
七 精馏塔塔体工艺尺寸计算
1．塔径计算
精馏段汽液相体积流率
8059305793600319621418
873494170836008757600026
计算
取板间距040m板液高度006m
04006034m
查图
取安全系数07空塔气速
08577ms
17614m
标准塔径圆整18m
2操作压力计算
塔釜操作压力kp
层塔板压降 kp
进料板压力 1053+07101123kp
提馏段均压力 (12073+1123)21165kp
3 操作温度计算
操作力泡点方程通试差法计算出泡点温度中苯甲苯饱蒸气压安托方程计算计算结果：
塔釜温度1375
进料板温度25
精馏段均温度(1375+25)28125
4均摩尔质量计算
塔釜均摩尔质量计算
01308
005844377811+(1005844)92139131kgkoml
013087811+(101308)921390296 kgkoml
进料板均摩尔质量计算
03026 05156
051567811+(105156)9213849008 kgkoml
030267811+(103026) 9213878876 kgkoml
提馏段均摩尔质量
(90296+8490)287598 kgkoml
(9131+878876)2895985 kgkoml
5均密度计算
51气相均密度计算
理想气体状态方程计算
242液相均密度计算
塔釜液相均密度计算
查手册
77564
775567
进料板液相均密度计算
25
794677
792176
进料板液相质量分率
030267811(030267811+067379213)02689
1(02689794677+07311793176)79284
精馏段液相均密度
(77557+79284)2784205
52液体表面张力计算
液相均张力计算
塔釜液相均表面张力计算
1375
苯：
166
氯苯：
180
005844166+（1005844）1817981
进料板液相均表面张力计算
25
030263189+(1030263)20019667
提馏段液相均表面张力
(17918+19667)21879
53液体均黏度计算
液相均黏度式计算
塔釜液相均黏度计算
1375
024
lg005844lg024+（1005844） lg024
024
进料板液相均黏度计算
9812查手册
0263024
lg0302635lg0260+0697lg0265
0 263
精馏段液相表面张力
(0263+024)2028515
八 提馏塔塔体工艺尺寸计算
1．塔径计算
提馏段汽液相体积流率
2685
00143
计算
00817
取板间距0 5m板液高度008m
05008042
查图
00667
126
取安全系数07空塔气速
088
197
标准塔径圆整20m
塔截面积
31415
实际空塔气速
ms
2提馏塔效高度计算
（151）0456m
提馏段效高度
（121）0444m
进料板方开孔孔进料板（提馏段）方开孔高度08m精馏塔效高度
56+44+3*08124
九塔板工艺尺寸计算
1溢流装置计算
塔径选单溢流弓形降液[1]采凹形受液盘项计算：
11堰长
取
12溢流堰高度
选直堰堰液层高度式计算
似取
取板清液高度
13弓形降液宽度截面
066
查图1119
00722 0124
007220072231415022681m
01241D0124200248m
式59验算液体降液中停留时间
348>5s
设计合理
14降液底隙高度
008ms
00246m>0006m
降液底隙高度设计合理
选凹形受液盘深度50mm 般50mm
2塔板布置
塔板分布
塔板采分块块式5块
21边缘区宽度确定
取008m 006m
22开孔区面积式计算
中1（0248+008）0672
r1006096m
23799
23筛孔计算排列
设计处理物系腐蚀性选碳钢板取筛孔直径
筛孔三角形排列取孔中心距
筛孔数目
开孔率
气体通阀孔气速
十流体力学验算
1塔板压降
11干板阻力计算
干板阻力
查图：
液柱
12气体通液层阻力计算
气体通液层阻力
查图：
：液柱
13液体表面张力阻力计算
液柱
气体通层塔板液柱高式计算：
液柱
气体通层塔板压降：
△
2液面落差
筛板塔液面落差忽略计
3液沫夹带
液沫夹带量
液沫夹带量允许范围
4漏液
筛板塔落叶气速
实际孔速
稳定系数：
设计中明显漏液
5液泛
防止塔发生液泛降液液层高应服
苯——甲苯物系属般物系取：
板设进口堰计算：
液柱
设计中会发生液泛现象
6塔板负荷
61漏液线
：
代入数：
操作范围取值式计算出值计算结果列表：
表Ⅰ
00019
00024
00031
00039
15595
1570
1583
1598
表Ⅰ数作出漏液线1
62液沫夹带线
求关系：
：
整理：
操作范围取值式计算出值计算节果列表：
表Ⅱ
00019
00024
00031
00039
39887
3919
3829
37345
述数作出液沫夹带线2
63液相负荷限线
直堰取堰岗液层高度作液体负荷标准：
取：
作出气相流量关垂直液相负荷限线3
64液相负荷限线
作浆液中停留时间限
：
作出气相流量关垂直液相负荷限线4
65液泛线
令
联立：
忽略关系式代入式：
式中：
代入关数：
：
整理：
操作范围取值式计算出值计算结果列表：
表Ⅲ
00019
00024
00031
00039
44692
4415
434
4265
性曲线图：
负荷性图作出操作点连接作出操作线图出该筛板操作限液泛控制限漏液控制图查：
操作弹性：
十 附属设备附件选型计算
1沸气热量衡算
沸器升蒸汽焓值
塔底液焓值：
饱蒸汽量：
沸器选型：
选热水蒸气加热传热系数
料液温度： 水蒸气：
逆流操作：
2全凝器热量衡算
冷水量：
冷凝器选择：
总传热系数
设计取值
进料温度
冷水
逆流操作：
传热面积根全塔热量衡算：
十二设计结果列表
序号
项目
符号
单位
数值
1
精馏实际塔板数
N
块
15
提馏实际塔板数
N
块
12
2
精馏板间距
HT
m
04
提馏板间距
HT
m
045
3
精馏塔径
D
m
176
提馏塔径
D
m
197
4
实际空塔气速
V
ms
0784
5
提馏塔效高度
H
m
56
提馏塔效高度
H
m
44
6
精馏溢流形式
单溢流
提馏溢流形式
单溢流
7
精馏降液形式
弓形
提馏降液形式
弓形
8
精馏堰长
lW
m
132
提馏堰长
lW
m
132
9
精馏堰高
hw
m
006953
提馏堰高
hw
m
006953
10
弓形降液宽度
Wd
m
002462
11
弓形降液面积
Af
m2
02268
12
精馏停留时间
s
34
提馏停留时间
s
16
13
降液底隙高度
h0
m
002462
14
凹形受液盘深度
m
0050
15
塔板分块
5
16
堰前安定区宽度
WS
m
008
17
堰安定区宽度
WS’
m
006
18
效区宽度
WC
m
006
19
开孔区面积
Aa
m2
23799
20
阀孔直径
d0
m
0005
21
孔中心距
t
m
0015
22
阀孔数
n
122177
23
开孔率
1007
24
气流阀孔气速
U0
ms
8396
26
气体通液层阻力
m液柱
0048798
27
液柱表面张力阻力
h
m液柱
00023
28
液柱高度
hp
m液柱
0076028
29
液沫夹带
ev
kg液kg气
0014746
30
漏液点气速
U0min
ms
625
31
气体负荷子
C
0772
32
降液层高
Hd
m液柱
006953
33
液相限线
LSmin
m3s
000056
34
液相限线
LSmax
m3s
000756
35
气相负荷限
液泛线
36
气相负荷限
漏液线
37
气相负荷限
VSmax
m3s
36
38
气相负荷限
VSmin
m3s
115
十三 设计结果讨说明
1 设计结果评价
化工原理课程设计通定生产操作条件设计苯－氯苯物系筛板精馏塔通设计初步掌握精馏塔设计般程深化精馏原理理解明年毕业设计坚实基础通查资料塔设备外结构进步认识
次设计心点：
（1）数必须查保证数源
（2）公式单位必须清楚否必然导致严重错误
（3）设计说耐心细心样重缺
（4）出现问题认真找出症结根理调节参数取值范围达求
（5）设计中出理知识专业知识充足
十四 结束语
容化工原理课程设计数资料次设计中学知识时认识理实践结合重潜意识中慢慢形成种模式：纯理义纯验义取联系实际活学活社会次设计足方错误希老师予指出时改掉错误时感谢组学课程设计予帮助
参考文献：
［1］陈敏恒丛德滋方图南齐鸣斋编 化工原理册册第三版 化学工业出版社
［2］马沛生 著 中国石化出版社
［3］ 刘光启马连湘 化工工艺算图手册 全国图算学培训中心青岛科技学组织编写
［4］化学工程师手册 化学工程师手册编辑委员会 编 机械工业出版社
［5］化工原理课程设计（化工传递单元操作课程设计） 贾绍义 柴诚敬 编
天津学出版社
［6］化工单元程设备课程设计 匡国柱 史启 编 化学工业出版社
十五思考题
1．落差？塔板性影响？
答：什液面液体横流塔板时克服板摩擦阻力板部件（泡罩浮阀等）局部阻力需定液位差板形成液体进入板面离开板面液面落差液面落差影响板式塔操作特性重素液面落差导致气流分布均造成漏液现象塔板效率降塔板设计中应量减液面落差
液面落差塔板结构关泡罩塔板结构复杂液体板面流动阻力液面落差较筛板板面结构简单液面落差较外液面落差塔径液体流量关塔径流量时会造成较液面落差直径较塔设计中常采双溢流阶梯溢流等溢流形式减液面落差
2．塔板效率受素影响 ？
答：精馏塔实际运行中气液相传质阻力混合雾沫夹带等原气液相组成衡状态偏离确定实际塔板数量时应考虑塔板效率系统物性流体力学操作条件塔板结构参数等塔板效率影响目前塔板效率精确预测 塔板效率般根验确定常验关联式基工业装置数分析纳成验式求取塔效率适般烃类物系化学物系数设计
3进料状态程影响选择进料状态时进料口位置 ？
答：（1）低泡点温度汽液进料
种情况提馏段回流液量L＇包括：①精馏段回流量L②原料液流量③需原料液加热板温度
（2）泡点温度饱液体进料
种情况原料液温度板液体温度相原料液全部进入提馏段精馏段回流汇合作提馏段回流液提馏段升蒸汽量会致冷凝减两段升蒸汽量相等
（3）气液混合物进料
种情况进料液中液相部分成L´部分蒸气部分成V部分
（4）露点温度饱蒸气进料
种情况全部进料变V部分两段回流液量变L´L
（5）高露点温度热蒸气进料
种情况冷液进料恰相反精馏段升蒸气量：
①提馏段升蒸气量V´
②原料液量F
③需进料温度降板温度部分精馏段流回流液气化成V中部分样降提馏段液体量减少L´4．雾沫夹带说成液相返混？漏液说成液相短路认？
答：升气流雾沫形式带走液体现象通常指板式塔中塔板液体升气体（蒸气）带块塔板气体穿塔板液层时液体气流作生成雾滴气流升程中较液滴重力作返回液层较雾沫气（汽）流带层塔板雾沫夹带造成液体塔板间返混分离效率降 雾沫夹带程度常雾沫夹带量(kg气体夹带液体kg数)雾沫夹带分率〔雾沫夹带量（液流量＋雾沫夹带量）〕表示气体流速液气气液密度表面张力塔板结构塔板间距液层高度等素关物系塔板结构定时板间距雾沫夹带量影响设计板式塔时必须气速板间距板效率三者作综合考虑雾沫夹带量控制规定限度 填充塔喷淋塔等气液传质设备中液体塔顶分布器喷出时产生微细液滴会出口气体带走种现象雾沫夹带时设置沫装置捕集液滴
5．冷料进料精馏塔操作什影响？
答：冷进料肯定会造成塔温度压力变化冷夜进料提留段回流液量包括三部分1精馏段回流量2原料液流量3原料液加热板温度必然会部分提馏段升蒸汽冷凝冷凝液成回流液部分部分冷凝升精馏段蒸汽量提留段少
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化工原理课程设计
设计课题：苯~氯苯分离程板式精馏塔设计
年级
2008级
专业
化学工程工艺
设计者姓名
学号
完成日期
2010年X 月X日
指导老师
目录
设计概述 8
1塔设备化工生产中作位 8
2塔设备分类 8
3板式塔 8
31泡罩塔 8
32筛板塔 9
33浮阀塔 9
二设计方案确定流程说明 9
三塔工艺计算 11
四 精馏塔物料衡算 12
1 原料液塔顶塔底产品摩尔分率 12
2原料液塔顶塔底产品均摩尔质量 13
3物料衡算 13
五 塔板数确定 13
1q值计算 13
2理板数确定 13
22精馏塔气液相负荷 15
23求操作线方程 15
24求理板数：逐板法（塔顶全凝器） 15
25板效率 16
六 精馏塔工艺条件关物性数计算 17
1操作压力计算 17
2 操作温度计算 17
3均摩尔质量计算 17
4均密度计算 18
41气相均密度计算 18
42液相均密度计算 19
43液体均黏度计算 20
七 精馏塔塔体工艺尺寸计算 21
1．塔径计算 21
2操作压力计算 22
3 操作温度计算 22
4均摩尔质量计算 22
5均密度计算 23
51气相均密度计算 23
52液体表面张力计算 24
53液体均黏度计算 24
八 提馏塔塔体工艺尺寸计算 25
1．塔径计算 25
2提馏塔效高度计算 26
九塔板工艺尺寸计算 26
1溢流装置计算 26
11堰长 27
12溢流堰高度 27
13弓形降液宽度截面 27
14降液底隙高度 28
2塔板布置 28
21边缘区宽度确定 28
22开孔区面积式计算 28
23筛孔计算排列 29
十流体力学验算 29
1塔板压降 29
11干板阻力计算 29
12气体通液层阻力计算 30
2液面落差 30
3液沫夹带 30
4漏液 31
5液泛 31
6塔板负荷 32
61漏液线 32
62液沫夹带线 32
63液相负荷限线 33
64液相负荷限线 34
65液泛线 34
十 附属设备附件选型计算 35
1沸气热量衡算 35
2全凝器热量衡算 36
十二设计结果列表 37
十三 设计结果讨说明 39
1 设计结果评价 39
十四 结束语 40
参考文献： 40
十五思考题 41
符号说明
英文字母
Aα－阀孔鼓泡面积m2
Af －降液面积 m2
AT －塔截面积 m2
b －操作线截距
c －负荷系数（次）
c0 －流量系数（次）
D －塔顶流出液量 kmolh
D －塔径 m
d0 －阀孔直径 m
ET －全塔效率（次）
E －液体收缩系数（次）
－物沫夹带线 kg液kg气
F －进料流量 kmolh
F0 －阀孔动子 ms
g －重力加速度 ms2
HT －板间距 m
H －塔高 m
Hd －清液高度 m
hc －板压强相液柱高度 m
hd －液体流径降液压降相液柱高度 m
hr －气体穿板间液层压降相液柱高度 m
hf －板鼓泡高度 m
hL －板液层高度 m
h0 －降液底隙高度 m
h02v－堰液层高度 m
hp －板压强相液层高度 m
hσ－克服液体表面张力压降相液柱高度 m
h2v－溢液堰高度 m
K －物性系数（次）
Ls －塔降液体流量 m3s
Lw －溢流堰长度 m
M －分子量 kgkmol
N －塔板数
Np －实际塔板数
NT －理塔板数
P －操作压强 Pa
ΔP－压强降 Pa
q －进料状态参数
R －回流
Rmin－回流
u －空塔气速 ms
w －釜残液流量 kmolh
wc －边缘区宽度 m
wd －弓形降液宽度 m
ws －脱气区宽度 m
x －液相中易挥发组分摩尔分率
y －气相中易挥发组分摩尔分率
z －塔高 m
希腊字母
α－相挥发度
μ－粘度 Cp
ρ－密度 kgm3
σ－表面张力
标
r －气相
L －液相
l －精馏段
q －q线衡线交点
min－
max－
A －易挥发组分
B －难挥发组分
化工原理课程设计务书
设计题目
试设计座苯氯苯连续精馏塔求年产纯度99氯苯10000吨塔顶馏出液中含氯苯高2原料液中含氯苯38(均质量分数)
二操作条件
(1) 塔顶压强4KP
(2)进料热状况饱蒸汽进料
(3)回流R2R
(4)单板压降07KP
三设备形式
1筛板塔
四设计工作日
年330天天24时连续运行
五厂址
兰州区
六设计求
1 概述
2 设计方案确定流程说明
3 塔工艺计算
4 塔塔板工艺尺寸确定
（1）塔高塔径塔板结构尺寸确定
（2）塔板流体力学验算
（3）塔板负荷性图
5 设计结果览表
6 设计评述
设计概述
1塔设备化工生产中作位
塔设备化工石油化工炼油等生产中重设备气液液液两相间进行紧密接触达相际传质传热目塔设备中完成常见单元操作：精馏吸收解吸萃取等外工业气体冷回收气体湿法净制干燥兼气液两相传质传热增湿减湿等
化工石油化工炼油厂中塔设备性整装置产品质量环境保护等方面重影响塔设备设计研究受化工炼油等行业极重视
2塔设备分类
塔设备长期发展形成形式繁结构满足方面特殊需研究较方便角度塔设备进行分类操作压力分加压塔常压塔减压塔单元操作分精馏塔吸收塔解吸塔萃取塔反应塔干燥塔形成相际界面方式分具固定相界面塔流动程中形成相界面塔长期长分类塔件结构分板式塔填料塔两类
3板式塔
板式塔分级接触型气液传质设备种类繁根目前国外现状注意塔型浮阀塔筛板塔泡罩塔
31泡罩塔
泡罩塔历史悠久板式塔长期蒸馏吸收等单元操作设备中占位泡罩塔具优点：
（1）操作弹性
（2）泄漏
（3）液气范围
（4）易堵塞诗云女冠种介质
泡罩足处结构复杂造价高安装维修方便气相压力降较
32筛板塔
筛板塔液早出现板式塔20世纪50年代起筛板塔进行量工业规模研究形成较完善设计方法泡罩塔相具优点：
（1）生产力（20％－40％）
（2）塔板效率高（10％－15％）
（3）压力降低（30％－50％）结构简单塔盘造价减少40％左右安装维修较容易[1]
33浮阀塔
20世纪50年代起浮阀塔板已量工业生产完成加压常压减压蒸馏脱吸等传质程
浮阀式广泛应具优点：
（1）处理力
（2）操作弹性
（3）塔板效率高
（4）压力降
缺点阀孔易磨损阀片易脱落
浮阀形式目前常浮阀形式F1型V4型F1型浮阀结构简单制造方便节省材料性良F1型浮阀分轻阀重阀两种V4型浮阀特点阀孔成弯曲文丘里型减气体通塔板压强降阀片腿部相应加长外余结构尺寸F1型轻阀异V4型阀适减压系统
二设计方案确定流程说明
精馏装置精馏塔原料预热器沸器冷凝器釜液冷器产品冷器等设备热量塔釜输入物料塔次部分气化部分冷凝进行精馏分离冷凝器冷器中冷介质余热带走
苯—氯苯混合液原料预热器加热露点温度送入精馏塔进料板进料板塔部降回流液体汇合逐板溢流流入塔底层板回流液体升蒸汽互相接触进行热质传递程操作时连续沸器取出部分液体作塔底产品部分液体气化产生升蒸汽起通层塔板塔顶蒸汽进入冷凝器中冷凝部分冷凝液泵送回塔顶作回流液余部分冷凝器冷凝送出作塔顶产品冷凝器冷送入贮槽塔釜采间接蒸汽沸器
流程图图
高径设备称塔器蒸馏（精馏）吸收塔器分称蒸馏塔吸收塔塔器石化工艺程中作分馏吸收汽提萃取洗涤回收生脱水气体净化冷等常板式塔填料塔国外塔器塔盘填料技术断改进国20年开发许性优良板式塔填料塔已石化炼油装置中广泛应性处国际先进水中具代表性适宜处理高液体通量DT塔盘适宜处理高气体通量旋流塔盘具高操作弹性高效率立体传质塔盘筛板填料复合塔等洛阳庆500万吨／年润滑油型炼油厂分配置型板式塔型型填料塔型减压塔直径达~p8400mm国研制p10000mm型精馏塔投入根塔气液接触构件结构形式塔设备分板式塔填料塔两类板式塔致分两类：类降液塔板泡罩浮阀筛板导筛板新型垂直筛板舌形S型降液塔板等类降液塔板穿流式筛板（栅板）穿流式波纹板等工业应较降液塔板筛板浮阀泡罩塔板等
三塔工艺计算
已知参数：苯氯苯混合液处理量F＝10000t年 回流R（选）进料热状况 泡点进料q1塔顶压强单板压降化学化工物性数手册P174知：
表1 苯氯苯物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（K）
界温度tC（℃）
界压强PC（atm）
苯A
氯苯B
7811
1126
3533
4049
5621
6324
483
446
石油化工基础数手册P457插计算知：
表2 苯氯苯饱蒸汽压
温度
801
85
90
95
100
105
mmHg
75762
88926
10209
118565
13504
18317
mmHg
14744
179395
21135
253755
29616
351355
1
0818
0678
0543
0440
0276
y
1
0957
0911
0847
0782
0665
温度
110
115
120
125
130
13175
mmHg
2313
26385
2964
3355
3746
4210
mmHg
40655
477125
5477
636505
72531
760
0185
0131
00879
00454
00115
0
y
0563
0456
0343
0201
00566
0
化学化工物性数手册P305知：
表3 液体表面张力
温度
60
80
100
120
140
苯mNm
2374
2127
1885
1649
1417
氯苯mNm
2596
2375
2157
1942
1732
化学化工物性数手册P299P300知：
表4 苯氯苯液相密度
温度(℃)
60
80
100
120
140
苯kg
8366
8150
7925
7689
7441
氯苯kg
10640
10420
10190
9964
9729
化学化工物性数手册P303P304知：
表5 液体粘度µ
温度(℃)
60
80
100
120
140
苯（mPs）
0381
0308
0255
0215
0184
氯苯（mPs）
0515
0428
0363
0313
0274
四 精馏塔物料衡算
1 原料液塔顶塔底产品摩尔分率
苯摩尔质量 MA7811
氯苯摩尔质量 MB1125
2原料液塔顶塔底产品均摩尔质量
3物料衡算
塔釜产品
总物料衡算：
氯苯物料衡算：
五 塔板数确定
1q值计算
泡点进料：q1
2理板数确定
21回流求取：
全塔均相挥发度求取
根
先求取塔顶相挥发度：（试差法）
利安托公式：
说明： 单位毫米水银柱 温度单位摄氏度
假设温度100摄氏度：
假设温度90摄氏度：
假设温度85摄氏度：
假设温度82摄氏度：
假设温度817摄氏度：
时温度塔顶泡点温度
相方法求取塔底露点温度相挥发度：
全塔均相挥发度：
相衡方程
解：
22精馏塔气液相负荷
精馏段液体流量
精馏段气体流量
提馏段液体流量
23求操作线方程
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
相衡方程：
24求理板数：逐板法（塔顶全凝器）
应精馏方程：
第块塔板：
第二块塔板：
第三块塔板：
第四块塔板：
第五块塔板：
次：
应提馏段方程
时 提留段需板数
需总理板数：18块
25板效率
查温度相挥发度2左右
0737085
六 精馏塔工艺条件关物性数计算
1操作压力计算
塔顶操作压力：P D1013+41053Kpa
层塔板压降：Kpa
进料板压力：PF 1053+07×51088Kpa
精馏段均压力：PM (1053+1088)210705Kpa
塔底操作压力：PW＝1088+07×17＝1207 Kpa
提馏段均压力：PM`＝(1207+1088)211475 Kpa
2 操作温度计算
操作力泡点方程通试差法计算出泡点温度中苯甲苯饱蒸气压安托方程计算计算结果：
塔顶泡点温度：817
进料板温度：25
塔底温度：tW1375
精馏段均温度：(817+25)25335
提馏段均温度：Tm` (25+1375)28125
3均摩尔质量计算
塔顶均摩尔质量计算
xDy10986查衡曲线0900
09867811+(10986)112578591kgkoml
09007811+(10900)112581594 kgkoml
进料板均摩尔质量计算
查 XF056 YF0870
MVFM08707811+(10870)11258258 kgkoml
MLFM0567811+(1056) 112593087 kgkoml
塔底均摩尔质量计算
XW000289
MLWM0002897811+(1000289) 11257124 kgkoml
MVWM00127811+(10012) 1125112087 kgkoml
精馏段均摩尔质量
MVM(78591+8258)28059 kgkoml
MLM(81594+93087)28734 kgkoml
提馏段均摩尔质量
4均密度计算
41气相均密度计算
理想气体状态方程计算
精馏段：3196
提馏段：＝＝401
42液相均密度计算
塔顶液相均密度计算
(81462+91282)2816151
提馏段液相均密度
＝87576
5液体表面张力计算
液相均张力计算
塔顶液相均表面张力计算
817查出
氯苯：
2356
苯：
21064
098621064+014235621099
进料板液相均表面张力计算
25查
2992
2816
072812816+02718299228635
塔底液相均表面张力计算
TW137查
＝14518 ＝17635
＝000289614518+099717635＝17624
精馏段液相均表面张力
(21099+28635)224867
提馏段液相均表面张力
＝(214933+17624)21956
43液体均黏度计算
液相均黏度式计算
塔顶液相均黏度计算
817
进料板液相均黏度计算
25查手册
05997 076175
lg02882lg056+0420lg044
006238
精馏段液相均黏度
(03048+06238)204643
提馏段液相均黏度
（03342+0279）203066
七 精馏塔塔体工艺尺寸计算
1．塔径计算
精馏段汽液相体积流率
8059305793600319621418
873494170836008757600026
计算
取板间距040m板液高度006m
04006034m
查图
取安全系数07空塔气速
08577ms
17614m
标准塔径圆整18m
2操作压力计算
塔釜操作压力kp
层塔板压降 kp
进料板压力 1053+07101123kp
提馏段均压力 (12073+1123)21165kp
3 操作温度计算
操作力泡点方程通试差法计算出泡点温度中苯甲苯饱蒸气压安托方程计算计算结果：
塔釜温度1375
进料板温度25
精馏段均温度(1375+25)28125
4均摩尔质量计算
塔釜均摩尔质量计算
01308
005844377811+(1005844)92139131kgkoml
013087811+(101308)921390296 kgkoml
进料板均摩尔质量计算
03026 05156
051567811+(105156)9213849008 kgkoml
030267811+(103026) 9213878876 kgkoml
提馏段均摩尔质量
(90296+8490)287598 kgkoml
(9131+878876)2895985 kgkoml
5均密度计算
51气相均密度计算
理想气体状态方程计算
242液相均密度计算
塔釜液相均密度计算
查手册
77564
775567
进料板液相均密度计算
25
794677
792176
进料板液相质量分率
030267811(030267811+067379213)02689
1(02689794677+07311793176)79284
精馏段液相均密度
(77557+79284)2784205
52液体表面张力计算
液相均张力计算
塔釜液相均表面张力计算
1375
苯：
166
氯苯：
180
005844166+（1005844）1817981
进料板液相均表面张力计算
25
030263189+(1030263)20019667
提馏段液相均表面张力
(17918+19667)21879
53液体均黏度计算
液相均黏度式计算
塔釜液相均黏度计算
1375
024
lg005844lg024+（1005844） lg024
024
进料板液相均黏度计算
9812查手册
0263024
lg0302635lg0260+0697lg0265
0 263
精馏段液相表面张力
(0263+024)2028515
八 提馏塔塔体工艺尺寸计算
1．塔径计算
提馏段汽液相体积流率
2685
00143
计算
00817
取板间距0 5m板液高度008m
05008042
查图
00667
126
取安全系数07空塔气速
088
197
标准塔径圆整20m
塔截面积
31415
实际空塔气速
ms
2提馏塔效高度计算
（151）0456m
提馏段效高度
（121）0444m
进料板方开孔孔进料板（提馏段）方开孔高度08m精馏塔效高度
56+44+3*08124
九塔板工艺尺寸计算
1溢流装置计算
塔径选单溢流弓形降液[1]采凹形受液盘项计算：
11堰长
取
12溢流堰高度
选直堰堰液层高度式计算
似取
取板清液高度
13弓形降液宽度截面
066
查图1119
00722 0124
007220072231415022681m
01241D0124200248m
式59验算液体降液中停留时间
348>5s
设计合理
14降液底隙高度
008ms
00246m>0006m
降液底隙高度设计合理
选凹形受液盘深度50mm 般50mm
2塔板布置
塔板分布
塔板采分块块式5块
21边缘区宽度确定
取008m 006m
22开孔区面积式计算
中1（0248+008）0672
r1006096m
23799
23筛孔计算排列
设计处理物系腐蚀性选碳钢板取筛孔直径
筛孔三角形排列取孔中心距
筛孔数目
开孔率
气体通阀孔气速
十流体力学验算
1塔板压降
11干板阻力计算
干板阻力
查图：
液柱
12气体通液层阻力计算
气体通液层阻力
查图：
：液柱
13液体表面张力阻力计算
液柱
气体通层塔板液柱高式计算：
液柱
气体通层塔板压降：
△
2液面落差
筛板塔液面落差忽略计
3液沫夹带
液沫夹带量
液沫夹带量允许范围
4漏液
筛板塔落叶气速
实际孔速
稳定系数：
设计中明显漏液
5液泛
防止塔发生液泛降液液层高应服
苯——甲苯物系属般物系取：
板设进口堰计算：
液柱
设计中会发生液泛现象
6塔板负荷
61漏液线
：
代入数：
操作范围取值式计算出值计算结果列表：
表Ⅰ
00019
00024
00031
00039
15595
1570
1583
1598
表Ⅰ数作出漏液线1
62液沫夹带线
求关系：
：
整理：
操作范围取值式计算出值计算节果列表：
表Ⅱ
00019
00024
00031
00039
39887
3919
3829
37345
述数作出液沫夹带线2
63液相负荷限线
直堰取堰岗液层高度作液体负荷标准：
取：
作出气相流量关垂直液相负荷限线3
64液相负荷限线
作浆液中停留时间限
：
作出气相流量关垂直液相负荷限线4
65液泛线
令
联立：
忽略关系式代入式：
式中：
代入关数：
：
整理：
操作范围取值式计算出值计算结果列表：
表Ⅲ
00019
00024
00031
00039
44692
4415
434
4265
性曲线图：
负荷性图作出操作点连接作出操作线图出该筛板操作限液泛控制限漏液控制图查：
操作弹性：
十 附属设备附件选型计算
1沸气热量衡算
沸器升蒸汽焓值
塔底液焓值：
饱蒸汽量：
沸器选型：
选热水蒸气加热传热系数
料液温度： 水蒸气：
逆流操作：
2全凝器热量衡算
冷水量：
冷凝器选择：
总传热系数
设计取值
进料温度
冷水
逆流操作：
传热面积根全塔热量衡算：
十二设计结果列表
序号
项目
符号
单位
数值
1
精馏实际塔板数
N
块
15
提馏实际塔板数
N
块
12
2
精馏板间距
HT
m
04
提馏板间距
HT
m
045
3
精馏塔径
D
m
176
提馏塔径
D
m
197
4
实际空塔气速
V
ms
0784
5
提馏塔效高度
H
m
56
提馏塔效高度
H
m
44
6
精馏溢流形式
单溢流
提馏溢流形式
单溢流
7
精馏降液形式
弓形
提馏降液形式
弓形
8
精馏堰长
lW
m
132
提馏堰长
lW
m
132
9
精馏堰高
hw
m
006953
提馏堰高
hw
m
006953
10
弓形降液宽度
Wd
m
002462
11
弓形降液面积
Af
m2
02268
12
精馏停留时间
s
34
提馏停留时间
s
16
13
降液底隙高度
h0
m
002462
14
凹形受液盘深度
m
0050
15
塔板分块
5
16
堰前安定区宽度
WS
m
008
17
堰安定区宽度
WS’
m
006
18
效区宽度
WC
m
006
19
开孔区面积
Aa
m2
23799
20
阀孔直径
d0
m
0005
21
孔中心距
t
m
0015
22
阀孔数
n
122177
23
开孔率
1007
24
气流阀孔气速
U0
ms
8396
26
气体通液层阻力
m液柱
0048798
27
液柱表面张力阻力
h
m液柱
00023
28
液柱高度
hp
m液柱
0076028
29
液沫夹带
ev
kg液kg气
0014746
30
漏液点气速
U0min
ms
625
31
气体负荷子
C
0772
32
降液层高
Hd
m液柱
006953
33
液相限线
LSmin
m3s
000056
34
液相限线
LSmax
m3s
000756
35
气相负荷限
液泛线
36
气相负荷限
漏液线
37
气相负荷限
VSmax
m3s
36
38
气相负荷限
VSmin
m3s
115
十三 设计结果讨说明
1 设计结果评价
化工原理课程设计通定生产操作条件设计苯－氯苯物系筛板精馏塔通设计初步掌握精馏塔设计般程深化精馏原理理解明年毕业设计坚实基础通查资料塔设备外结构进步认识
次设计心点：
（1）数必须查保证数源
（2）公式单位必须清楚否必然导致严重错误
（3）设计说耐心细心样重缺
（4）出现问题认真找出症结根理调节参数取值范围达求
（5）设计中出理知识专业知识充足
十四 结束语
容化工原理课程设计数资料次设计中学知识时认识理实践结合重潜意识中慢慢形成种模式：纯理义纯验义取联系实际活学活社会次设计足方错误希老师予指出时改掉错误时感谢组学课程设计予帮助
参考文献：
［1］陈敏恒丛德滋方图南齐鸣斋编 化工原理册册第三版 化学工业出版社
［2］马沛生 著 中国石化出版社
［3］ 刘光启马连湘 化工工艺算图手册 全国图算学培训中心青岛科技学组织编写
［4］化学工程师手册 化学工程师手册编辑委员会 编 机械工业出版社
［5］化工原理课程设计（化工传递单元操作课程设计） 贾绍义 柴诚敬 编
天津学出版社
［6］化工单元程设备课程设计 匡国柱 史启 编 化学工业出版社
十五思考题
1．落差？塔板性影响？
答：什液面液体横流塔板时克服板摩擦阻力板部件（泡罩浮阀等）局部阻力需定液位差板形成液体进入板面离开板面液面落差液面落差影响板式塔操作特性重素液面落差导致气流分布均造成漏液现象塔板效率降塔板设计中应量减液面落差
液面落差塔板结构关泡罩塔板结构复杂液体板面流动阻力液面落差较筛板板面结构简单液面落差较外液面落差塔径液体流量关塔径流量时会造成较液面落差直径较塔设计中常采双溢流阶梯溢流等溢流形式减液面落差
2．塔板效率受素影响 ？
答：精馏塔实际运行中气液相传质阻力混合雾沫夹带等原气液相组成衡状态偏离确定实际塔板数量时应考虑塔板效率系统物性流体力学操作条件塔板结构参数等塔板效率影响目前塔板效率精确预测 塔板效率般根验确定常验关联式基工业装置数分析纳成验式求取塔效率适般烃类物系化学物系数设计
3进料状态程影响选择进料状态时进料口位置 ？
答：（1）低泡点温度汽液进料
种情况提馏段回流液量L＇包括：①精馏段回流量L②原料液流量③需原料液加热板温度
（2）泡点温度饱液体进料
种情况原料液温度板液体温度相原料液全部进入提馏段精馏段回流汇合作提馏段回流液提馏段升蒸汽量会致冷凝减两段升蒸汽量相等
（3）气液混合物进料
种情况进料液中液相部分成L´部分蒸气部分成V部分
（4）露点温度饱蒸气进料
种情况全部进料变V部分两段回流液量变L´L
（5）高露点温度热蒸气进料
种情况冷液进料恰相反精馏段升蒸气量：
①提馏段升蒸气量V´
②原料液量F
③需进料温度降板温度部分精馏段流回流液气化成V中部分样降提馏段液体量减少L´
答：升气流雾沫形式带走液体现象通常指板式塔中塔板液体升气体（蒸气）带块塔板气体穿塔板液层时液体气流作生成雾滴气流升程中较液滴重力作返回液层较雾沫气（汽）流带层塔板雾沫夹带造成液体塔板间返混分离效率降 雾沫夹带程度常雾沫夹带量(kg气体夹带液体kg数)雾沫夹带分率〔雾沫夹带量（液流量＋雾沫夹带量）〕表示气体流速液气气液密度表面张力塔板结构塔板间距液层高度等素关物系塔板结构定时板间距雾沫夹带量影响设计板式塔时必须气速板间距板效率三者作综合考虑雾沫夹带量控制规定限度 填充塔喷淋塔等气液传质设备中液体塔顶分布器喷出时产生微细液滴会出口气体带走种现象雾沫夹带时设置沫装置捕集液滴
5．冷料进料精馏塔操作什影响？
答：冷进料肯定会造成塔温度压力变化冷夜进料提留段回流液量包括三部分1精馏段回流量2原料液流量3原料液加热板温度必然会部分提馏段升蒸汽冷凝冷凝液成回流液部分部分冷凝升精馏段蒸汽量提留段少
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