苯和甲苯常压连续精馏塔的设计本科毕业论文.doc

化工原理课程设计
（2013届）

题 目 苯和甲苯常压连续精馏塔的设计
学 院 医药化工
专 业 化学工程与工艺
班 级 2013级化学工程与工艺（2）班
学 号 1332210043
学生姓名 吕 丹 丹
指导教师 葛 昌 华
完成日期 2016年5月

目录
（2013届） 1
一 设计任务书 4
一）设计题目 4
二）设计任务和操作条件 4
三）设备型式 4
四）厂址 4
五）设备工作日 4
六）设计内容 5
二 设计方案的选定 5
（一 ）精馏流程的确定 5
（二）操作压力的选择 6
（三）进料热状态的选择 6
（四）加热方式 6
（五）回流比的选择 7
（六）换热器的选择(以及泵的选择) 7
符号说明（精馏塔） 7
三 设计基础数据 12
四 塔的工艺计算 14
一） 塔的物料衡算 14
二） 塔板数的确定 15
三 ）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 19
（一 ）操作压力计算 19
四 ）塔和塔板主要工艺尺寸计算（提馏段） 23
（二）精馏塔有效高度的计算 24
（三）塔板的主要工艺尺寸计算 24
五 筛板的流体力学验算 26
1 塔板压降 26
2 液面落差 27
3 液沫夹带 27
4 漏液 27
5液泛 27
六 塔板负荷性能图 28
七 板式塔的结构与附属设备 33
（一 ）塔体总结构 33
（4）塔高 33
（二）塔板结构 34
（三）精馏塔的附属结构 34
（4）计算平均温差 35
八 参考书目 39
九 设计心得体会 39
八 附录 40
一 设计任务书
一设计题目
苯和甲苯常压连续精馏塔的设计
二设计任务和操作条件
1原料含苯45%甲苯55%（质量分数），温度为25摄氏度
2产品要求：苯99.8%，甲苯99.5%（质量分数）
3年生产能力：2.9万吨原料
4操作条件
（1 ）操作压强：常压
（2）进料热状态
（3）回流比
（4）加热蒸汽压力：0.2-0.4MPa
（5）单板压降：〉/0.7KPa
三设备型式
各种板式塔
四厂址
台州
五设备工作日
300天
六设计内容
1设计方案的确定及流程的说明
2塔的工艺计算
3塔和塔板主要尺寸的设计
4设计结果概要或设计一览表
5辅助设备选型与计算
6生产工艺流程图和设备工艺条件图
7设计评述和有关问题分析
8参考资料
二 设计方案的选定
（一 ）精馏流程的确定
精馏装置包括精馏塔，原料预热塔，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用，注意节能。
另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接将物料送入塔内外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。为了准确地控制回流比，在石油等工业获取液相产品时往往采用全凝器。
总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全等诸多因素。
（二）操作压力的选择
本次精馏操作在常压下进行（操作压强取决于冷凝温度。一般除热敏性物料外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统，都采用常压蒸馏。）
（三）进料热状态的选择
进料热状态-进料热状态参数q表达，即：q=使每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量/每摩尔进料的气化潜热
进料状态与塔板数，塔径，回流比及塔的热负荷都有关。进料状态有五种，即
q>1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；
q=1.0为泡点下的饱和液体；
q=0为露点下的饱和蒸气
1>q>0为介于泡点与露点间的气液混合物；
q〈0为高于露点的过热蒸汽进料。
为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，精馏段，提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需要增设原料预热器。本方案采用泡点进料即q=1.0。
（四）加热方式
蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器
（五）回流比的选择
选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值为（1.1~2.0）Rmin。
（六）换热器的选择(以及泵的选择)
在换热器的选型中，宜选用列管式换热器，列管式换热器的型式又主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定，流体流动空间的选择主要从传热效果，设备结构，清洗方便三方面考虑，各接管尺寸应标准化，高位槽和泵也应根据化工原理或化工手册进行选型与设计，加热蒸汽及冷却剂用量及其传热面积通过热量衡算和传热计算求解。

符号说明（精馏塔）

Aa---塔板开孔面积，m2
Af---降液管面积，m2
Ao---筛孔面积，m2
At---塔截面积，m2
C---负荷系数，量纲为1
Co---流量系数，量纲为1
D---塔顶流出液流量，Kmol/h
D---塔径，m
Do---筛孔直径，mm
E---液流收缩系数，量纲为1
ET---全板效率，量纲为1
ev---液沫夹带量，kg（液）（气）
F---进料流量，Kmol/h
Fa---气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2
g---重力加速度，m/s2
H---塔高，m
hT---板间距，m
hc---与干板压降相当的液柱高度，m
hd---与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，m
ht---与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m
hf---板上鼓泡层高度，m
hl---进口堰与降液管间的水平距离，m
hL---板上层液高度，m
ho---降液管底隙高度，m
how---堰上层液高度，m
hp---与单板压降相当的液柱高度，m
hw---溢流堰高度，m
K---筛板的稳定系数，量纲为1
hδ---与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m
L---塔内下降液体的流量，Kmol/h
Lh---液体流量，m3/h
Ls---塔内下降液体的流量，m3/h
lw---溢流堰长度，m
N---塔板数
Np---实际塔板数
NT---理论塔板数
n---筛孔数
P---操作压强，KPa
△p---压强降，KPa
q---进料热状态参数
R---回流比，m
r---开孔区半径，m
t---筛孔中心距，m
u---空塔气速，m/s
ua---按开孔区流通面积计算的气速，m/s
u0---筛孔气速，m/s
u0`---降液管底隙处液体流速，m/s
V---塔内上升蒸汽量，Kmol/h
Vs---塔内上升蒸汽流量，m/s
W---塔底产品流量，Kmol/h
Wc---有效区宽度，m
Wd---弓形降液管宽度，m
x---液相中易挥发组分的摩尔分数
y---气相中易挥发组分的摩尔分数
Z---塔的有效高度，m
β---干板筛孔流量系数修正系数，量纲为1
δ---筛板厚度，m
ε0---板上液层充气系数，量纲为1
φ---开孔率
μ---粘度，mPa*s
ρL---液相密度，kg/m3
ρV---气相密度，kg/m3
σ---液相表面张力，mN/m
τ---停留时间，s
Ф---液体密度校正系数
i---组分序号
m---平均
n---塔板数
符号说明（换热器）
A---流通面积
σ---厚度，m
Cp---定压比热容kJ/（kg°C）
d---管径，m
f---摩擦系数，温差校正系数
D---换热器壳径，m
g---重力加速度，m/s2
h---挡板间距
k---总传热系数
L---长度，m
N---程数
m---冷凝负荷，kg/cm s
Nu---努赛尔特准数
P---压力，Pa,因数
Pr---普兰特准数
q---热通量，W/m2
F---系数
Q---传热速率，W
r---半径，m;气化热，kJ/kg
R---热阻，m2°C/w,因数
Re---雷诺准数
S---传热面积，m2
t---冷流体温度，°C
T---热流体温度，°C
u---流速，m/s
W---质量流量，kg/s
c---冷流体
e---当量
h---热流体
i---管内
m---平均
o---管外
S---污垢，饱和
W---壁面
Δt---温度差

三 设计基础数据
1苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量m
沸点°C
临界温度°C
临界压强kPa
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C7H8
92.13
110.6
318.57
4107.7
2 常压下苯-甲苯的气液平衡数据
温度°C
液相中苯的摩尔分率x
气相中苯的摩尔分率y
温度°C
液相中苯的摩尔分率x
气相中苯的摩尔分率y
110.56
0.00
0.00
90.11
55.00
75.5
109.91
1.00
2.50
80.80
60.00
79.1
108.79
3.90
7.11
87.63
60.00
79.1
107.61
5.00
11.2
86.52
70.00
85.7
105.05
10.00
20.8
85.44
75.00
88.5
102.79
15.00
29.4
84.40
80.00
91.2
100.75
20.00
37.2
83.33
85.00
93.6
98.84
25.00
44.2
82.25
90.00
95.9
97.13
30.00
50.7
81.11
95.00
98.0
95.58
35.00
56.6
80.66
97.00
98.8
94.09
40.00
61.9
80.21
99.00
99.61
92.69
45.00
66.7
80.01
100.00
100.00
91.40
50.00
71.3

3 饱和蒸气压Pɵ,苯，甲苯的饱和蒸气压可由Autoine方程计算，即logPɵ=A-(B/(t+C))
t---物系温度 °C Pɵ---饱和蒸气压，kPa A,B,C为Autoine常数
组分
A
B
C
苯
6．023
1206.35
220.24
甲苯
6.078
1343.94
219.58
4 苯与甲苯的密度ρ
温度°C
80
90
100
110
120
苯kg/m3
815
803.9
792.5
780.3
768.9
甲苯kg/m3
810
800.2
790.3
780.3
770.0
5 表面张力σ
温度°C
80
90
100
110
120
σ苯/mN/m
21.7
20.06
18.85
17.66
16.49
σ甲苯/mN/m
21.69
20.59
19.94
18.41
17.31
6 液体粘度
温度°C
80
90
100
110
120
u苯/mPa.s
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
U甲苯mpa.s
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
7 液体气化热ϒ
温度°C
80
90
100
110
120
ϒ苯kJ/kg
394.1
386.9
379.3
371.5
363.2
ϒ甲苯kJ/kg
379.9
373.8
367.6
361.2
354.6
四 塔的工艺计算
一 塔的物料衡算
1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率
XF=(0.45/78.11)/(0.45/78.11+0.55/92.13)=0.491
XD=（0.998/78.11）/(0.998/78.11+0.002/92.13)=0.998
XW=(0.005/78.11)/(0.005/78.11+0.995/92.13)=0.0059
2 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.491*78.11+(1-0.491)*92.13=85.25kg/kmol
MD=0.998*78.11+(1-0.998)*92.13=78.14 kg/kmol
MW=0.0059*78.11+（1-0.0059）*92.13=92.05 kg/kmol
3 物料衡算
原料处理量 F=2.9*107/(300*24*85.25)=47.25 kg/h
总物料衡算 F=D+W
苯物料衡算 FXF=DXD+WXW
联立上式，代入数据得D=23.10 W=24.15
D’=D*MD＝1805.03，W’＝WMW＝2223.01
二 塔板数的确定
（一 ）理论塔板数的确定 采用逐板计算法
1 相对挥发度的求取
塔顶，根据苯-甲苯的气液平衡数据差量法求得塔顶的温度
TD=80.05°C 由Autoine方程lgPAɵ=6.023-1206.35/(t+220.24) (苯)
lgPBɵ=6.078-1343.94/(t+219.58) (甲苯)
求得PAɵ=101.32kpa PBɵ=39.17kpa α顶=PAɵ/ PBɵ=2.586
同理，求得塔底温度为110.23°C 由Autoine方程求得PAɵ=237.14kpa
PBɵ=101.16kpa 则α底=2.34
由于塔顶塔底相对挥发度相差不太大，则α=√（α顶·α底）=2.460或α顶·α底/2=2.463
2 最小回流比的求取
因为是泡点进料，所以q=1,Xe=XF=0.491
Ye=αXF/(1+(α-1)Xe)=2.46*0.491/(1+1.46*0.491)=0.7035
Rmin=(XD-Ye)/(Ye-Xe)=(0.998-0.7035)/(0.7035-0.491)=1.386
取R=2 Rmin=2.772
3 精馏塔的气液相负荷
L=RD=2.772*23.10=64.03kmol/h
V=(R+1)D=3.772*23.10=87.13kmol/h
L’=L+F=64.03+47.25=111.28kmol/h
V’=V=87.13kmol/h
4 逐板法求理论塔板数
相平衡方程yn=αXn/(1+(α-1)Xn) Xn=yn/(α-(α-1)yn)
精馏段操作线方程为
yn+1=LXn/V+DXD/V=64.03Xn/87.13+23.10*0.998/87.13=0.735Xn+0.2646
提馏段操作线方程为
yn+1=L’Xn’/V’-WXw/V’=111.28Xn’/87.13-24.15*0.0059/87.13
=1.277 Xn’-0.001635
已知q=1,Xq=XF=0.491
第一块板上升的蒸汽y1=XD=0.998
第一块板下降的液相组成由相平衡方程求取
X1=y1/(2.46-1.46y1)=0.998/1.003=0.995
y2=0.735X1+0.2646=0.9960
X2=y2/(2.46-1.46y2)=0.9902
y3=0.735X2+0.2646=0.9924
X3=y3/(2.46-1.46y3)=0.9815
y4=0.735X3+0.2646=0.986
X4=y4/(2.46-1.46y4)=0.9662
y5=0.735X4+0.2646=0.9747
X5=y5/(2.46-1.46y5)=0.9400
y6=0.735X5+0.2646=0.9555
X6=y6/(2.46-1.46y6)=0.8972
y7=0.735X6+0.2646=0.924
X7=y7/(2.46-1.46y7)=0.8317
y8=0.735X7+0.2646=0.8759
X8=y8/(2.46-1.46y8)=0.7415
y9=0.735X8+0.2646=0.8096
X9=y9/(2.46-1.46y9)=0.6335
y10=0.735X9+0.2646=0.7302
X10=y10/(2.46-1.46y10)=0.5238
y11=0.735X10+0.2646=0.649
X11=y11/(2.46-1.46y11)=0.429<XF=0.491
因为X11<Xq,第12块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算
y12=1.277X11-0.001635=0.5462
X12=y12/(2.46-1.46y12)=0.3285
y13=1.277X12-0.001635=0.4178
X13=y13/(2.46-1.46y13)=0.2258
y14=1.277X13-0.001635=0.2867
X14=y14/(2.46-1.46y14)=0.1404
y15=1.277X14-0.001635=0.1776
X15=y15/(2.46-1.46y15)=0.0807
y16=1.277X15-0.001635=0.1014
X16=y16/(2.46-1.46y16)=0.0438
Y17=1.277X16-0.001635=0.0543
X17=y17/(2.46-1.46y17)=0.0228
y18=1.277X17-0.001635=0.02748
X18=y18/(2.46-1.46y18)=0.01135
y19=1.277X18-0.001635=0.01286
X19=y19/(2.46-1.46y19)=0.005268<XW=0.0059
所需理论塔板数为19块，第11块板加料，精馏段需10块板
即总理论板数NT=19（含再沸器），进料板位置NF=11

(二)实际板层数的求取
精馏塔全塔效率ET=0.17-0.616lgμm
塔顶温度tD=80.05°C 塔底温度tw=110.23°C 平均温度为95.14°C
该温度下进料相平均粘度μm=0.266
所以ET=0.17-0.616lg0.266=0.524
精馏段实际板层数N精=10/0.524=19块
提馏段实际板层数N提=9/0.524=17块
灵敏板位置的求取
方法是求出前后两块塔板液相组成的差值，最大差值的两块塔板之一可能就是灵敏板
序号
摩尔分数
差值
序号
摩尔分数
差值
1
0.9950

11
0.4290
0.0948
2
0.9902
0.0048
12
0.3285
0.1005
3
0.9815
0.0087
13
0.2258
0.1027
4
0.9662
0.0153
14
0.1404
0.0854
5
0.9400
0.0262
15
0.0807
0.0597
6
0.8972
0.0428
16
0.0438
0.0369
7
0.8317
0.0655
17
0.0228
0.021
8
0.7415
0.0902
18
0.01135
0.01145
9
0.6335
0.108
19
0.005268
0.108232
10
0.5238
0.1097

由表格中可看出第9，10块板之间的差值最大，所以第十块板为灵敏板
三 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（一 ）操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3kpa
每层塔板压降 ΔP=0.65kpa
进料板压力 PF=101.3+19*0.65=113.65kpa
塔底操作压力 PW=101.3+55*0.65=137.05kpa
精馏段平均压力 Pm=(PD+PF)/2=(101.3+113.65)/2=107.47kpa
提馏段平均压力Pm’=(PF+PW)/2=(113.65+137.05)/2=125.35kpa
(二)操作温度计算
塔顶温度 tD=80.05°C 塔底温度 tW=110.23°C 进料板温度tF=91.63°C
精馏段平均温度 tm=(tD+tF)/2=(80.05+91.63)/2=85.84°C
提馏段平均温度 tm’=(tF+tW)/2=(91.63+110.23)/2=100.93°C
(三)平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由XD=y1=0.998 由相平衡曲线y1=αX1/(1+(α-1)X1) 得X1=0.995
气相平均摩尔质量 MVDM=0.998*78.11+(1-0.998)*92.13=78.138kg/mol
液相平均摩尔质量 MLDM=0.995*78.11+(1-0.995)*92.13=78.18kg/mol
进料板平均摩尔质量计算yF=y11=0.649,XF=X11=0.429
气相平均摩尔质量 MVFM=0.649*78.11+(1-0.649)*92.13=83.03kg/mol
液相平均摩尔质量 MLFM=0.429*78.11+(1-0.429)*92.13=86.11kg/mol
塔釜平均摩尔质量计算
yW=y19=0.01286,XW=X19=0.005268
气相平均摩尔质量 MVWM=0.01286*78.11+(1-0.01286)*92.13=91.95kg/mol
液相平均摩尔质量 MLWM=0.005268*78.11+(1-0.005268)*92.13=92.056kg/mol
精馏段平均摩尔质量
MVM=(78.138+83.03)/2=80.584kg/mol
MLM=(78.18+86.11)/2=82.145kg/mol
提馏段平均摩尔质量
MVM’=(83.03+91.95)/2=87.49kg/mol
MLM’=(86.11+92.056)/2=89.083kg/mol
(四)平均密度计算
1 气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
精馏段：ρVM=PMMVM/(RTM)=107.47*80.584/(8.314*(273.15+85.84))=2.90kg/m3
提馏段：ρVM’==PM’MVM’/(RTm’)=125.35*87.49/(8.314*(273.15+100.93))=3.53kg/m3
2 液相平均密度计算
液相平均密度按下式计算，即 1/ρLM=Ɛai/ρi
塔顶液相平均密度的计算 由tD=80.05°C,查手册得ρA=815kg/m3,ρB=810kg/m3
ρLDM=1/(0.9976/815+0.0024/810)=814.99kg/m3
进料板液相平均密度的计算
由tF=91.63°C,查手册得ρA=801.62kg/m3,ρB=798.22kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=0.429*78.11/(0.429*78.11+(1-0.429)*92.13)=0.389
ρLFM=1/(0.389/801.62+(1-0.389)/798.22)=799.53kg/m3
塔釜液相平均密度计算
由tW=110.23°C,查手册得ρA=780.3kg/m3,ρB=780.3kg/m3
ρLWM=1/(0.00447/780.3+0.99553/780.3)=780.3kg/m3
精馏段液相平均密度
ρLM=（814.99+799.53）/2=807.26kg/m3
提馏段液相平均密度
ρLM’=（799.53+780.3）/2=789.91kg/m3
(五)液体平均表面张力计算
液体平均表面张力按下式计算σLM=ƐXiσi
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=80.05°C 查手册得σA=21.7mN/m,σB=21.69mN/m
σLDM=0.998*21.7+0.002*21.69=21.70mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
由tF=91.63°C,查手册得σA=19.86mN/m,σB=20.48mN/m
σLFM=0.429*19.86+0.571*20.48=20.21mN/m
塔釜平均表面张力的计算
由tW=110.23°C,查手册得σA=17.66mN/m,σB=18.41mN/m
σLWM=0.005268*17.66+0.994732*18.41=18.41mN/m
精馏段液相平均表面张力：σLM=（21.70+20.21）/2=20.95mN/m
提馏段液相平均表面张力：σLM’=（20.21+18.41）/2=19.31mN/m
(六)液相平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即lgμLM=ƐXilgμi
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=80.05°C,查手册得μA=0.308mPa.s,μB=0.311mPa.s
lgμLDM=0.998*lg0.308+0.002*lg0.311=-0.511
μLDM=0.308mPa.s
进料板液相平均粘度的计算
tF=91.63°C,查手册得μA=0.2742mPa.s,μB=0.2816mPa.s
lgμLFM=0.429*lg0.2742+0.571*lg0.2816=-0.5553
μLFM=0.278mPa.s
塔釜液相平均粘度的计算
由tW=110.23°C,查手册得μA=0.233mPa.s,μB=0.254mPa.s
lgμLWM=0.005268*lg0.233+0.994732*lg0.254=-0.595
μLWM=0.254mPa.s
精馏段液相平均粘度为 μLM=（μLDM+μLFM）/2=0.293mPa.s
提馏段液相平均粘度为 μLM=（μLFM+μLWM）/2=0.266mPa.s
项目
符号
单位
计算数据精馏段
计算数据提馏段
各段平均压强
Pm
kPa
107.47
125.35
各段平均温度
tm
°C
85.84
100.93
平均气相分子量
MVM
Kg/mol
80.584
87.49
平均液相分子量
MLM
Kg/mol
82.145
89.083
平均气相密度
ρVM
Kg/m3
2.90
3.53
平均液相密度
ρLM
Kg/m3
807.26
789.91
平均表面张力
σm
mN/m
20.95
19.31
平均液相粘度
μLM
mPa.s
0.293
0.266

四 塔和塔板主要工艺尺寸计算（提馏段）
(一 )提馏段的气液相体积流率为：
Vs=VMVM/3600ρVM=87.13*87.49/(3600*3.53)=0.5998m3/s
Lh=LMLM/3600ρLM=64.03*89.083/(3600*789.91)=0.002 m3/s
由umax=C((ρL-ρV)/ ρV)1/2 C=C20(σL/20)0.2
图的横坐标为 Lh/VS(ρL/ρV)1/2=(0.002/0.5998)*(789.91/3.53)1/2=0.0499
取板间距hT=0.40m,板上液层高度hL=0.06m,则
hT-hL=0.40-0.06=0.34m
查的C20=0.075
C'=C20（σL’/20）0.2=0.075*(19.31/20)0.2=0.0745
umax’=0.0745*√((789.91-3.53)/3.53)=1.112m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u’=0.7umax’=0.778m/s
D’=[(4Vs’)/(πu’)]1/2=[4*0.5998/(π*0.778)]1/2=0.991m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为AT’=πD2/4=0.785m2
实际空塔气速为u’=Vs/AT=0.5998/0.785=0.764m/s
（二）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（19-1）*0.4=7.2m
提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=(17-1)*0.4=6.4m
在进料板上方开一入孔，入孔高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提+0.8=14.4m
（三）塔板的主要工艺尺寸计算
提馏段：
1 溢流装置计算
因塔径D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下；
(1 ) 堰长lW’：取lW’=0.66D=0.66m
(2)溢流堰高度hW’:选用平直堰，堰上液层高度how
how=0.00284E(Lh/lW)2/3,近似取E=1，则
how’=0.00284*（0.002*3600/0.66）2/3=0.014m
取板上液层高度hc=0.065m
故hW’=0.065-0.014=0.051m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Wf
由lW’/D=0.66,查弓形降液管的参数图得
Af’/AT’=0.0722, Wd’/D=0.124
故Af’=0.0722AT’=0.0722*0.785=0.0567m2
Wd’=0.124m
依式ɵ=3600 Af’*HT’/Lh 验算液体在降液管停留时间，即
ɵ=3600*0.0567*0.4/(0.002*3600)=11.34s>5s
故降液管设计合理
（4）降液管底隙高度h
ho’=Lh’/(3600lW’*μD’) 取uD’=0.08m/s
则ho’=0.002*3600/(3600*0.66*0.08)=0.03788
hw’-ho’=0.051-0.03788=0.01312>0.006m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘深度hW’=0.05m
塔板布置
（1 ）塔板的分块
因D>=800mm,故塔板采用分块式，查塔板分块数表得塔板分为3块
（2）边缘宽度确定
取WS=WS’=0.065m,Wc=0.035m
(3)开孔面积计算
开孔面积Aa按式Aa=2（x（r2-x2））1/2+πr2sin-1(x/r)/180
其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.065)=0.311m
r=D/2-Wc=0.5-0.035=0.465m
故Aa=2[0.311(0.4652-0.3112)1/2+π*0.4652sin-1(0.311/0.465)/180]=0.532m2
(4)筛孔计算及其排列
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=4mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距为t=3do=12mm
筛孔数目为n=1.155Aa/t2=4267个
开孔率φ=0.907*（0.004/0.012）2=0.1008
气体通过阀孔的气速为u0’=Vs’/Ao=0.5998/(0.1008*0.532)=11.18m/s

五 筛板的流体力学验算
提馏段：
1 塔板压降
（1 ）干板阻力hc计算
干板阻力hc由式hc=0.051(uo/co)2(ρV/ρL)计算
由do/δ=4/3=1.33,查干筛孔的流量系数图得Co=0.78
故hc=0.051*（11.18/0.78）2（3.53/789.91）=0.0468m
(2)气体通过液层的压降相当的液注高度hl的计算
hl=βhL
ua=VS/(AT-Af)=0.5998/(0.785-0.0567)=0.823m/s
Fu= ua（ρV）1/2=0.823*3.531/2=1.546
查图可知 β=0.58 h1=0.58*0.06=0.0348m
(3)液体表面张力的阻力hσ计算
hσ=4σ/(ρLgdo)=4*(19.31*10-3)/(789.91*9.81*0.004)=0.00249m
故 hP=0.0468+0.0348+0.00249=0.0841m
单板压降 ΔPP= hPρLg=0.0841*789.91*9.81=651.69Pa<0.7kPa(设计允许值)
2 液面落差：对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
3 液沫夹带
ev=5.7*10-6/σL*(ua/(HT-hf))3.2
hf=2.5hL=0.15m,故ev=5.7*10-6/0.01931*（0.823/（0.4-0.15））3.2=0.0134kg液/kg气<0.1 kg液/kg气,故本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。
4 漏液
对筛板塔，漏液点气速
u0,min=4.4co[(0.0056+0.13hL-hσ)ρL/ρV]1/2=4.4*0.78*[(0.0056+0.13*0.06-0.00249)789.91/3.53]1/2=5.362m/s 实际孔数u0=11.18m/s>u0,min
稳定系数为K=uo/ u0,min=11.18/5.362=2.085>1.5 故在本设计中无明显漏液。
5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式Hd<=φ(HT+hW)
苯-甲苯物系属一般物系，取φ=0.5，则
φ(HT+hW)=0.5*（0.4+0.051）=0.2255m
而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，hd=0.153[Lh/( lw*ho)]2=0.153*0.082=0.001m液注
Hd=0.08+0.06+0.001=0.141液注
Hd<=φ(HT+hW)，故在本设计中不会发生液泛现象
六 塔板负荷性能图
（1 ）漏液线
由u0,min=4.4co[(0.0056+0.13hL-hσ)ρL/ρV]1/2
u0,min=VS,min/Ao hL=hW+hOW hOW=2.84/1000E(Lh/lW)2/3
得VS,min=4.4coAo{{0.0056+0.13[hW+2.84E/1000(Lh/lW)2/3]- hσ}ρL/ρV}1/2
=4.4*0.78*0.0536{{0.0056+0.13[0.051+2.84/1000(3600LS/0.66)2/3]- 0.00249}789.91/3.53}1/2=0.184（2.179+25.51 LS2/3）
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表。
LS/m3/s
0.0003
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
0.005
VS/m3/s
0.422
0.434
0.462
0.498
0.529
0.538
由上表数据即可作出漏液线（ 1）
（2）液沫夹带线
以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系如下：
eV=5.7*10-6/σL[ua/(HT-hf)]3.2
ua=VS/(AT-Af)= VS/(0.785-0.0567)=1.373 VS
hf=2.5hL=2.5*(hW+hOW)
hW=0.051