化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计.doc

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1

化工原理课程设计

题目 甲醇-水连续精馏塔的设计

姓 名 　胡 士 彭　
学 号　 200907120237
年 级　 2009级
专 业　　化学工程与工艺
系 （院）　 化学化工学院
指导教师 杨兰 线孵税叁瞅柿谍光遂嚎凝原歼作层酶聂合拿冉痢氧岿岔匈绑肢熟庭牵忿张科迅嚏肪氟有叮湍劝邓速黄杆瓮现撮彩宁错厂楞恕腐抒汲溃奈涕瓷焙奏嫩循零溺弘敞饼曰阀膝敦胆贺顽舆享炽乏定往冈哲丈铃扬果蛮砒妈绎骤屹肮拙序椽今掩恃碉丁鹰李江陡乔铬质丝柔莲正坍熔厨胡龋他绎凡振吩汇邮悠樟运坤出蓟镐钡踪铣浮丘瞪沃漳挞罕外昨脖奢愈孽壮喧戚遭贵些竿祟炽妇埃卓抚勤普帝椒略锡笑持振姻套秒疟统愈竿托簿掂纬望爱搏援杆抄陆浸甸苞盈鞠交航祖梁赤惰瓶躺黑稚药叭锭堵熟钾且须屹凳邦彪地领弊撕辐煞侯恩醛燃咀钉镍凄掠坤泊徽擅绩触肋幼扭恋痒告猎疗滑啊休馁乏咆环弦方断化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计而烙狗讼芯捂刀膊倡归都刻民肇碘骗盔好烫献闸误混搂敦璃财津霹蹦吉经屋敬帚论睫挟难封礼涝合昌桥嘘狼猴瘦摧粮惩搭颓谴荆瘟炙遂痈悄蓉俞拂魁抿恳函晰辽屋琅彪皑另恶悟钵裳巧身百涛啥愁替舅鸣侄譬尸米衍囱虏姆峻销褥试惦鬃慈镁凯称窒涡际惟楷析继灸试急掐镇刁虑店道超或辜刹敝盯报驾鲍曙续邀捧渴置召浊胁沸德原叠养薛祁兢淳寞痪祭圆高芍必含略纸葬橡帝部耶蚌绵赃则讽铃晕竟痈纤眷岔款渴枫回姬射趁素肛警也渭皿挽娜洗艳哗惶送篷鲤演兑拼归流执波纸姿蝉皇由池肩吁伞削嘛坛咕贰西台贝哪氓闲破五笼晕右机镰拳汝圭袒墅汀篇寡雷购睛颤透楞捣社婶悄香肖虾天兹离

化工原理课程设计

题目 甲醇-水连续精馏塔的设计

姓 名 　胡 士 彭　
学 号　 200907120237
年 级　 2009级
专 业　　化学工程与工艺
系 （院）　 化学化工学院
指导教师 杨兰

2012年5月

（一） 设计题目
甲醇-水连续精馏塔的设计
（二） 设计任务及操作条件
1) 进料：甲醇含量为42 %（质量百分率，下同）的常温液体；
2) 产品的甲醇含量为90%；
3) 残液中甲醇含量为1%；
4) 年处理 甲醇-水混合液：30000吨（开工率300 天/年）；
5) 操作条件
a) 塔顶压力： 常压 b) 进料热状态：泡点进料
c) 回流比： R=2.7Rmin d) 加热方式：间接蒸汽 e) 单板压降： ≤0.7kPa
（三） 板类型
筛板塔
（四）厂址
临沂地区
（五）设计内容
1) 精馏塔的物料衡算；
2) 塔板数的确定；
3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5) 塔板主要工艺尺寸的计算；
6) 塔板的流体力学验算；
7) 塔板负荷性能图；
8) 精馏塔接管尺寸计算；
9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

本设计主要符号说明：
英文字母
Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 △PP----气体通过每层筛板的压降
Af---- 降液管的截面积, m2 t----筛孔的中心距
Ao---- 筛孔区面积, m2 u’o----液体通过降液管底隙的速度
AT----塔的截面积 m2 Wc----边缘无效区宽度
C----负荷因子 无因次 Wd----弓形降液管的宽度
C20----表面张力为20mN/m的负荷因子 Ws----破沫区宽度
do----筛孔直径 Z----板式塔的有效高度
D----塔径 m 希腊字母
ev----液沫夹带量 kg液/kg气 θ----液体在降液管内停留时间
ET----总板效率 μ----粘度
R----回流比 ρ----密度
Rmin----最小回流比 σ----表面张力
M----平均摩尔质量 kg/kmol φ----液体密度校正系数、开孔率
tm----平均温度 ℃ 下标
g----重力加速度 9.81m/s2 max----最大的
Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) min----最小的
hl----进口堰与降液管间的水平距离 m L----精馏段液相的
hc----与干板压降相当的液柱高度 m V----精馏段气相的、
hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m L'----提馏段液相的
hf----塔板上鼓层高度 m V'----提馏段气相的
hL----板上清液层高度 m
h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m
ho----降液管的义底隙高度 m
how----堰上液层高度 m
hW----出口堰高度 m
h’W----进口堰高度 m
hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度 m
H----板式塔高度 m
Hd----降液管内清液层高度 m
HD----塔顶空间高度 m
HF----进料板处塔板间距 m
HT----塔板间距 m
K----稳定系数
lW----堰长 m
qv,L,h----液体体积流量 m3/h
qv,v,h----气体体积流量 m3/h

目 录
一、设计方案的确定 5
二、精馏塔的物料衡算 5
三、塔板数的确定 5
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 7
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 9
六、塔板主要工艺尺寸的计算 11
七、筛板的流体力学验算 13
八、塔板负荷性能图 15
九、筛板塔设计计算结果 19
十、精馏塔接管尺寸计算 20
十一、对设计过程的评述和有关问题的讨论....................................21
十二、参文献考 21

一、设计方案的确定
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
二、精馏塔的物料衡算
⑴ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇（A）的摩尔质量为：MA=32.04kg/kmol
水（B）的摩尔质量为： MB=18.02kg/kmol
xF=(0.42/32.04)/(0.42/32.04+0.58/18.02)=0.289
xD=(0.90/32.04)/(0.90/32.04+0.10/18.01)=0.835
xW=(0.01/32.04)/(0.01/32.04+0.99/18.01)=0.00565
⑵ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
MF=32.04×0.289+18.02×(1-0.289)=22.07kg/kmol
MD=32.04×0.835+18.02×(1-0.835)=29.73kg/kmol
MW=32.04×0.00565+18.02×(1-0.00565)=18.10kg/kmol
(3) 物料衡算原料处理量
qn,F =30000000/(300×24×22.07)=188.79kmol/h
总物料衡算 qn,F =qn,D + qn,W 即 188.79= qn,D + qn,W
甲醇的物料衡算 qn,FxF =qn,DxD + qn,WxW 即 188.89×0.289=0.835qn,D+0.00565qn,W
联立解得 qn,D =64.50kmol/h qn,W=124.29kmol/h
（4） 物料衡算结果
（5） 表1 物料衡算结果表

塔顶出料
塔底出料
进料
质量分数/%
90
1
42
摩尔分数/%
83.5
0.565
28.9
摩尔流量/(kmol/h)
64.5
124.29
188.79

三、 塔板数的确定
（1）平均相对挥发度α
取x-y曲线上两端点温度下α的平均值。
查甲醇的气液平衡关系表可得：
t=92.9℃时：α1=yAxB／yBxA=y(1－x)／(1－y)x=28.34×(100－5.31)／[(100－28.34)×5.31]
=7.05
t=66.9℃时：α2=y(1－x)／(1－y)x=91.94×(100－87.41)／[(100－91.94)×87.41]=1.64
所以 α=(α1+α2）／2=(7.05+1.64)/2=4.35
（2） 回流比的确定
泡点进料：Rmin = [xD/xF－α(1－xD)/(1－xF)]/(α－1)
=[0.835/0.289－4.35(1－0.835)/(1－0.289)]/(4.35－1)=0.561
R=2.7Rmin =2.7×0.561=1.52
（3）塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tvD、tLD、tF、tW
查气液平衡关系表，用内插法算得：
塔顶： (83.5－68.49)/(85.62－68.49)=(tLD－70.0)/(68.0－70.0) tLD=68.25℃
(84.92－83.5)/(84.92－81.83)=(70.0－tVD)/(70.0－71.3) tVD=70.59℃
塔釜： (0－0.565)/(0－5.31)=(100－tW)/(100－92.9) tW=99.24℃
进料： (33.33－28.18)/(28.9－28.18)=(76.7－78.0)/(tF－78.0) tF=77.82℃
精馏段平均温度 tm=( 70.59+77.82)/2=74.20℃
提馏段平均温度 t'm=(99.24+77.82)/2=88.53℃
（4）塔板效率ET
表2 甲醇的物性数据
温度(℃)
20
40
60
80
100
120
密度(kg/m3)
804.8
783.5
761.1
737.4
712.0
684.7
黏度(mPa·s)
0.580
0.439
0.344
0.277
0.228
0.196
表面张力(mN/m)
22.07
19.67
17.33
15.04
12.80
10.63
表3 水的物性数据
温度(℃)
65
67
70
75
80
85
90
95
100
黏度(mPa·s)
0.4355

0.4061
0.3799
0.3565
0.3355
0.3163
0.2944
0.2838
表面张力(mN/m)

64.91
64.3

62.6

60.7

58.8
内差法求塔顶与塔底平均温度下的液相黏度μL
塔顶与塔底平均温度t=(68.25+99.24)/2=83.74℃
(83.74－80)/(100－80)=(μA－0.277)/(0.228－0.277) μA=0.268
(83.74－80)/(85－80)=(μB－0.3565)/(0.3355－0.3565) μB=0.3408
(83.74－81.6)/(85.0－81.6)=(xA－20.83)/(13.15－20.83) xA=0.1599
可得： μL=μAxA+μB(1－xA)=0.3292
ET=0.49(αμL)-0.245=0.449
（5）理论板层数NT的求取
a、精馏塔的气、液相负荷
qn,L=Rqn,D=1.52×64.50=98.04kmol/h
qn,v=qn,L+qn,D=98.04+64.50=162.54kmol/h
qn,L'=qn,L+qn,F =98.04+188.79 =286.83kmol/h
qn,v' = qn,v = 162.54kmol/h
b、精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线：yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1)=0.603xn + 0.331
提馏段操作线：y'm+1=qn,L'x'm/qn,v' －qn,WxW/qn,v' = 1.76x'm － 0.00432
c、气液平衡方程
x=y/[y+α(1－y)]=y/[y+4.35(1－y)]
d、逐板计算法求理论塔板层数
y1=xD=0.835
x1=0.538 y2=0.655
x2=0.304 y3=0.534
x3=0.196=x'1 y'2=0.340
x'2=0.106 y'3=0.182
x'3=0.0487 y'4=0.0814
x'4=0.0200 y'5=0.0308
x'5=0.00725 y'6=0.00844
x'6=0.00195
所以精馏段所需理论板层数为2；
提馏段所需理论板层数为5；
总理论塔板数NT为7，进料板位置NF为自塔顶数起第3块。
（6） 实际塔板数的确定
精馏段实际塔板数 N精=2/0.449=5块
提馏段实际塔板数 N提=5/0.449=12块
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）操作压力的计算
设每层塔压降： △P=0.7KPa
进料板压力： PF=101.3+5×0.7=104.8 KPa
精馏段平均压力：Pm=(101.3+104.8)/2=103.05 KPa
塔釜板压力： PW=101.3+17×0.9=113.2 KPa
提馏段平均压力：P'm=(105.8+113.9)/2=109 KPa
（2）操作温度计算
由上可知： 塔顶温度 tD=70.59℃
进料板温度 tF=77.82℃
塔釜温度 tW=99.24℃
精馏段平均温度 tm=( 70.59+77.82)/2=74.20℃
提馏段平均温度 t'm=(99.24+77.82)/2=88.53℃
（3）平均摩尔质量的计算
a. 塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.835 得 x1=0.538
MVDm=0.835×32.04+(1-0.835)×18.02=29.73kg/kmol
MLDm=0.538×32.04+(1-0.538)×18.02=25.56kg/kmol
b. 进料板平均摩尔质量计算
由yF=0.514 得 x3=0.196
MVFm=0.514×32.04+(1-0.514)×18.02=25.23kg/kmol
MLFm=0.196×32.04+(1-0.196)×18.02=20.77kg/kmol
c. 塔釜平均摩尔质量计算
由y'5=0.0308 得 x'5=0.00725
MV'Wm=0.0308×32.04+(1-0.0308)×18.02=18.45kg/kmol
ML'Wm=0.00725×32.04+(1-0.00725)×18.02=18.12kg/kmol
d. 精馏段平均摩尔质量
MVm=(29.73+25.23)/2=27.48kg/kmol
MLm=(25.56+20.77)/2=23.16kg/kmol
e. 提馏段平均摩尔质量
MV'm=(25.23+18.45)/2=21.84kg/kmol
ML'm=(20.77+18.12)/2=19.44kg/kmol

（4）平均密度的计算
a. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得
ρVm=PmMvw/Rtm=(103.05×27.48)/[8.314×(273.15+74.20)]=0.98kg/m3
Ⅱ　液相　　查表2、表3并用内差法可得：
tLD=68.25℃时： (68.25－60)/(80－60)=(ρA－761.1)/(737.4－761.1)
解之得 ρLA＝751.3kg/m3
(68.25－60)/(70－60)=(ρLB－983.2)/(977.8－983.2)
解之得 ρLB=978.7kg/m3
tF=77.82℃时： (77.82－60)/(80－60)=(ρFA－761.1)/(737.4－761.1)
解之得 ρFA=740.0kg/m3
(77.82－70)/(80－70)=(ρFB－977.8)/(971.8－977.8)
解之得 ρFB=973.1kg/m3
ρLDm=1/(0.90/751.3+0.10/978.7)=769.2kg/m3
ρLFm=1/(0.1/740.0+0.3/978.7)=798.4kg/m3
精馏段液相平均密度为ρLm=(769.2+798.4)/2=783.8 kg/m3
b.提馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相　　由理想气体状态方程得
ρ'Vm=P'mM'vw/Rt'm=(109×18.45)/[8.314×(273.15+99.24)]=0.65kg/m3
Ⅱ 液相　　 查表2、表3并用内差法可得：
tw=99.24℃时: (99.24－80)/(100－80)=(ρWA－737.4)/(712－737.4)
解之得 ρWA＝956.1kg/m3
(99.24－90)/(100－90)=(ρWB－965.3)/(958.4－965.3)
解之得 ρWB=720.0kg/m3
ρL'Wm=1/(0.01/713+0.99/958.9)=955.6kg/m3
提馏段平均密度ρL'm=(798.4+955.6)/2=877 kg/m3

⑸ 平均粘度的计算
a．塔顶液相平均粘度的计算 查表2、表3并用内差法可得：

tD=68.25℃ (68.25－60)/(80－60)=(μDA－0.344)/(0.277－0.344)
解之得 μDA=0.4233mPa·s
(68.25－65)/(70－65)=(μDB－0.4355)/(0.4061－0.4355)
解之得 μDB=0.3110mPa·s
(68.25－68)/(70－68)=(xA－85.62)/(68.49－85.62)
解之得 xA=0.8348
μLDm=μDAxA+μDB(1－xA)=0.332mPa·s
b．进料板平均粘度的计算 查表2、表3并用内差法可得：
tF=77.82 ℃ (77.82－60)/(80－60)=(μFA－0.344)/(0.277－0.344)
解之得 μFA=0.284mPa·s
(77.82－75)/(80－75)=(μFB－0.3799)/(0.3565－0.3799)
解之得 μFB=0.367mPa·s
(77.82－76.7)/(78－76.7)=(xA－33.33)/(28.18－33.33)
解之得 xA=0.2889
μLFm=μFAxA+μFB(1－xA)=0.343mPa·s
精馏段平均粘度μLm=(0.332+0.343)/2=0.338mPa·s
c．塔底液相平均粘度的计算 查表2、表3并用内差法可得：
tW=99.24℃ (99.24－80)/(100－80)=(μWA－0.277)/(0.228－0.277)
解之得 μWA=0.230mPa·s
(99.24－95)/(100－95)=(μWB－0.2994)/(0.2838－0.2994)
解之得 μWB=0.286mPa·s
(99.24－92.9)/(100－92.9)=(xA－5.31)/(0－5.31)
解之得 xA=0.00568
μLWm=μWAxA+μWB(1－xA)=0.286mPa·s
提馏段平均粘度μL'm=(0.343+0.286)/2=0.314mPa·s
⑹ 平均表面张力的计算
a. 塔顶液相平均表面张力的计算 查表2、表3并用内差法可得：
tD=68.25℃ (68.25－60)/(80－60)=(σDA－17.33)/(15.04－17.33)
解之得 σDA=64.91mN/m
(68.25－67)/(70－67)=(σDB－64.91)/(64.3－64.91)
解之得 σDB=18.30mN/m
σLDm=σDAxA+σDB(1－xA)=24.36 mN/m
b. 进料板液相平均表面张力的计算 查表2、表3并用内差法可得：
tF=77.82℃ (77.82－60)/(80－60)=(σFA－17.33)/(15.04－17.33)
解之得 σFA=15.29mN/m
(77.82－70)/(80－70)=(σFB－64.3)/(62.6－64.3)
解之得 σFB=63.0N/m
σLFm=σFAxA+σFB(1－xA)=49.2 mN/m
c. 塔底液相平均表面张力的计算 查表2、表3并用内差法可得：
tW=99.24℃ (99.24－80)/(100－80)=(σWA－15.04)/(12.8－15.04)
解之得 σWA=12.9mN/m
(99.24－90)/(100－80)=(σWB－60.7)/(58.8－60.7)
解之得 σWB=14.40N/m
σLWm=σWAxA+σWB(1－xA)=58.6 mN/m
精馏段液相平均表面张力
σLm=(24.36+49.2)/2=36.78mN/m
提馏段液相平均表面张力
σL'm=(49.2+58.2)/2=53.9 mN/m
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）精馏段塔径的计算
由上面可知精馏段 qn,L=98.04kmol/h
qn,v=162.54kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为
　qv,v=qn,vMVm/3600ρVm=(162.54×27.48)/(3600×0.98)=1.27m3/s
qv,L=qn,LMLm/3600ρLm=(98.04×23.16)/(3600×783.8)=0.0008m3/s
式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再求
图的横坐标为qv,L/qv,v×(ρLm/ρVm)0.5=0.0178
取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.07m/s
气体负荷因子　C= C20×(σLm/20)0.2=0.079m/s
umax=2.23m/s
取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.8×2.43=1.79m/s
D'=(4qv,v/πu)=0.95m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为AT=(3.14×1×1)/4=0.785 m2
实际空塔气速为u实际=1.27/0.785=1.618 m/s
u实际/umax=1.618/2.23=0.725(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)
　⑵　提馏段塔径的计算
由上面可知提馏段 qn,L'=286.83kmol/h
qn,v' = 162.54kmol/h
提馏段的气、液相体积流率为
　qv,v'=qn,v'MV'm/3600ρV'm=(162.54×21.84)/(3600×0.65)=1.52m3/s
qv,L'=qn,L'ML'm/3600ρL'm=(286.83×19.44)/(3600×877)=0.0023m3/s
式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再求
图的横坐标为qv,L'/qv,v'×(ρL'm/ρV'm)0.5=0.056
取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m
由史密斯关联图，得知 C20=0.07m/s
气体负荷因子　　 C= C20×(σL'm/20)0.2=0.085m/s
u'max=3.12m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为 u'=0.7u'max=0.7×3.12=2.18m/s
D'=(4qv,v'/πu)=0.94m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为AT=(3.14×1×1)/4=0.785 m2
实际空塔气速为u'实际=1.52/0.785=1.94 m/s
u'实际/ u'max=1.94/3.12=0.58(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)
⑶ 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6 m
提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（12-1）×0.40=4.4 m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=1.6+4.4+0.8=6.8m
六、塔板主要工艺尺寸的计算
⑴ 精馏段
a．溢流装置计算
因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
1) 堰长lw
可取lw=0.60D=0.60m
2) 溢流堰高度hw
由hw=hL－how ，选用平直堰，堰上层液高度
how=2.84/1000×E×(qv,L/lw)(2/3)
近似取用E= 1.0 ，则how=0.008m
取板上清液层高度hL=0.05 m
故 hw=0.042m
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.6 m 查弓形降液管的参数图可求得
Af/AT=0.055 Wd/D=0.11
Af=0.055×0.785=0.0432 m2
Wd=0.11×1.0=0.11 m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×0.0432×0.40/ (3600×0.0008)=21.6s＞5s
故降液管设计符合要求。
4）降液管底隙高度ho
ho= qv,L/（3600×lw×u'o）
取u'o=0.08m/s
则ho=0.0008×3600/(3600×0.6×0.07) =0.017m
hw-ho=0.042-0.017=0.025＞0.013m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h'w=50mm。
　　b．塔板布置
1) 塔板的分块
因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查“塔板分块数表”可得，塔板可分为3块。
2) 边缘区宽度确定
取Ws=W's= 65mm , Wc=35mm
3) 开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下面式子计算，则有
Aa=2【x（r2－x2）0.5+π r2/180×sin-1（x/r）】
其中 x=D/2－(Wd＋Ws)=0.325m
r= D/2－Wc=0.465m
由上面推出 Aa=0.55m2
4) 筛孔计算与排列
本设计所处理的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Aa/t2=2823个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=qv,v/Ao=1.27/（Aa×φ）=22.86m/s
⑵　提馏段 (计算公式和原理同精馏段)
a．溢流装置计算
因塔径D=1.0m，
所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
1) 堰长lw
可取lw=0.60D=0.60m
2) 溢流堰高度hw
由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有
how=2.84/1000×E×(qv,L/lw)(2/3)
近似取用E= 1.0 ，则how=0.016m
取板上清液层高度hL=0.05 m
故 hw=0.05-0.016=0.034 m
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.6 查弓形降液管的参数图可求得
Af/AT=0.055 Wd/D=0.11
Af=0.055×0.785=0.0432 m2
Wd=0.11×1.0=0.11 m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×0.0432×0.40/ (3600×0.0023)=7.51s＞5s
其中HT即为板间距0.40m，qv,L即为每小时的体积流量
验证结果为降液管设计符合要求。
4）降液管底隙高度ho
ho=qv,L/（3600×lw×u'o）
取 u'o=0.17m
则ho=0.0023×3600/(3600×0.6×0.17) =0.022 m＞0.02m
Hw-ho=0.034-0.022=0.012m＞0.006 m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h'w=55mm。
　　 b 塔板布置
1) 塔板的分块
因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查“塔板分块数表”可得，塔板可分为3块。
2) 边缘区宽度确定
取Ws=W's= 65mm , Wc=35mm
3) 开孔区面积计算
开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有
Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）】
其中 x=D/2－(Wd＋Ws)=0.325m
r= D/2－Wc=0.465m
由上面推出Aa=0.55m2
4) 筛孔计算与排列
本设计所处理的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Aa/t2=2823个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=qv,v'/Ao=1.52/（0.101×0.55）=27.36m/