阀空的气速为
u0

VsAo

194970100811082
174577m
s
26筛板的流体力学验算
261塔板压降
⑴干板阻力h0计算
干板阻力h0下式计算，即
h0

0051
u0c0
2


vL

由d053514286查图得，c00800
故
h0

0051
174577
2

11163

08008038172

00337m
液
柱
⑵气体通过液层的阻力h1计算
气体通过液层的阻力h1由式计算，即h1h1
ua

vsATAf
1949715386
13409ms
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F01949715400846111632114168kg12sm12查图（化工原理151页图814）得β055
故h1h2hwhow0550060033
⑶液体表面张力的阻力h计算
液体表面张力所产生的阻力h由式计算，即
h

4LLgd0

4328385803817298075
00033m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hphchlhhp00337003420003300713m液柱气体通过每层塔板的压降为：
PphpLg00713803817298075620604Pa07KPa
故设计符合要求。
262液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，故本精馏塔的工艺设计，可忽略液面落差的影响。
263液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
hf25hL25006015m
ev

57103L

VsAtAf
32


57103328385

194971538600846
32
00375g液kg气01液kg气
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故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。264漏液
对筛板塔，漏液点气速u0mi
可由下式计算，即
u0mi
44C000056013hLh4408000560130060003380381721116394790ms
实际空速u0174577msu0mi
稳定系数为Ku0umi
174577947901841715故在本设计中无明显漏液。
265液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即HdHThw甲醇水物系属一般物系，取05，则
HThw050400051802259m
而HdhphLhd
094783204
09699
094783204005221804
板上不设进口堰，hd可有下式计算，即
hd0153u02015300820001m液柱
Hd00713006000101323m液柱
HdHThw
故在本设计中不会发生液泛现象。
3管径的计算
31管径的选择311加料管的管径
管路的流量：F10000kgh在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在778466℃时，进料密度为：f8499424kgm3取管流速u25ms则
15
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df
4F3600uf
410000
00408m
3600314258499429
圆整后，外径df45mm35mm
312塔顶蒸汽管的管径
蒸汽用量：Vs19479m3s取气速u25ms，
D4Vs41947903185mu31425
圆整后，外径D377mmδ9mm
313r