《化工原理》课程设计--苯-甲苯精馏塔的设计.docx

邯 郸 学 院
《化工原理》课程设计

设计题目 苯-甲苯精馏塔的设计

邯郸学院
化学化工与材料学院
2016年9月

目录
1 文献综述
1.1概述……………………………………………………………1
1.2方案的确定……………………………………………………1
1.3基础数据………………………………………………………2
1.4精馏流程………………………………………………………3
2塔物料恒算
2.1原料液及塔顶，塔底产品摩尔分率…………………………4
2.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量…………………4
2.3物料衡算………………………………………………………4
3塔板数的确定
3.1最小回流比的确定……………………………………………4
3.2操作线方程求解………………………………………………4
3.3理论板数确定…………………………………………………4
3.4塔效率计算……………………………………………………6
3.5求实际板数……………………………………………………6
4精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
4.1操作压力计算…………………………………………………7
4.2操作温度计算…………………………………………………7
4.3平均摩尔质量计算……………………………………………8
4.4平均密度计算…………………………………………………9
4.5液体平均表面张力计算………………………………………10
4.6液体平均粘度计算……………………………………………11
4.7荷计算…………………………………………………………12
5精馏塔塔体工艺尺寸的计算
5.1塔径的计算……………………………………………………12
6塔板主要工艺尺寸的计算
6.1溢流装置计算…………………………………………………14
6.2塔板布置………………………………………………………16
7筛板的流体力学验算

7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段）………17
7.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段）………18
8塔板负荷性能图
8.1精馏段…………………………………………………………20
8.2提馏段…………………………………………………………23
9板式塔结构，塔高………………………………………………25
10实际结果一览表………………………………………………26
11附件的计算
11.1进料管………………………………………………………27
11.2回流管………………………………………………………27
11.3塔顶蒸汽管…………………………………………………27
11.4釜液排出管…………………………………………………28
11.5塔釜产品出口管……………………………………………28
11.6冷凝器………………………………………………………28
11.7再沸器………………………………………………………29

12附录
12.1筛板精馏塔设计图…………………………………………30
12.2精馏工艺流程图……………………………………………30

13参考书目

`

设计任务书
原料苯含量：质量分率= 38.9
原料处理量：质量流量=11.2
产品要求：苯的质量分率： xD=99%，xW =2%
进料热状况：泡点进料
塔顶压力：4KPa
单板压降不大于0.7KPa
冷却水温度：30℃
饱和水蒸汽温度： 120℃
设备型式：筛板塔

前言
精馏是利用混合液中组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馏操作，即同时实现多次部分汽化和部分冷凝的过程。实现精馏操作的主体设备是精馏塔。
塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。
我国化学工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们化学工作者面前的任务是繁重的。因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平。

1文献综述
1.1概述
筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状。这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄，但良好的塔，其操作弹性仍可达到3-4。
鉴于筛板塔更适用于分离苯-甲苯混合液，故本次设计采用筛板塔。

1.2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，应采用连续精馏法。
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。塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至贮罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的2倍，塔釜采用间接蒸汽加热塔顶产品经冷却后送入贮罐。
在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为11.2t/h，组成为38.9%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为99%（苯的质量分率）塔底釜的组成为2%。

设计条件如下：
操作压力 4kpa（塔顶表压）
进料热状况 泡点进料
单板压降不大于0.7KPa
冷却水温度：30℃
饱和水蒸汽温度： 120℃
设备型式：筛板塔

1.3 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（℃）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7
2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
,kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
，kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
3常温下苯—甲苯气液平衡数据
温度
80.1
85
90
95
100
105
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262

4 纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
5组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
814
805
791
778
763
甲苯,kg/
809
801
791
780
768
6 液体粘度µ
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP.s）
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯（mP.s）
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
7常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度t
℃
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
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0

1.4精馏流程
苯-甲苯混合液经预热器处理至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽冷凝后，一部分作为回流，其余作为产品冷却后送入储罐，塔釜采用间歇蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后储藏。

2精馏塔的物料衡算
2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
XF=0.429 XD=0.992 XW=0.0235
2.2平均相对分子质量
MF=0.429×78.11+（1-0.429）×92.13=86.12kg/kmol
MD=0.992×78.11+（1-0.992）×92.13=78.22kg/kmol
MW=0.0235×78.11+（1-0.0235）×92.13=91.79kg/kmol
2.3总物料衡算
D+W=11200 ①
0.99D’+0.023W’=11200×0.398 ②
联立①②有：D’=4260.6kg/h W’=6939.4kg/h，则
F=130.1kmol/h D=54.5kmol/h W=75.6kmol/h

3 塔板数的确定
3.1最小回流比确定
苯-甲苯属于易分离物系，最小回流较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。可用M.T.图解法求解NT，
① 根据苯-甲苯气液平衡数据可得y-x图和t-y-x图
② 由于是泡点进料，则q线x1=0.429，可有y1=0.646
由Rmin=XD-yq/yq-xq有Rmin=1.585
所以操作回流比R=3.17
3.2操作线方程
由 求得精馏段操作线为y=0.761x+0.238
由 y=(L+qF/L+qF-W)xm-(W-L+qF-W)xw知提馏段操作线为y=1.33x-0.008
3.3逐板法求理论板
又根据 可解得 =2.44
相平衡方程 解得
x
x
y
44
.
1
1
44
.
2
+
=
变形得 y
y
x
44
.
1
44
.
2
-
=

用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算
= 0.992 ， =0.981
984
.
0

238
.
0
761
.
0
1
2
=
+
=
x
y
， 962
.
0
44
.
1
44
.
2
2
=
-
=
y
y
x

970
.
0
238
.
0
761
.
0
2
3
=
+
=
x
y
， 930
.
0
44
.
1
44
.
2

3
=
-
=
y
y
x

946
.
0
238
.
0
761
.
0
3
4
=
+
=
x
y
， 878
.
0
44
.
1
44
.

2
4

=
-
=
y
y
x

906
.
0
238
.
0
761
.
0
4
5
=
+
=
x
y
， 798
.
0
44
.
1
44
.
2

5
=
-
=
y
y
x

845
.
0
238
.
0
761
.
0
5
6
=
+
=
x
y
， 691
.
0
44
.
1
44
.
2

6
=
-
=
y
y
x

764
.
0
238
.
0
761
.
0
6
7
=
+

=
x
y
570
.
0
44
.
1
44
.
2

7
=
-
=
y
y
x

672
.
0
238
.
0
761
.
0
7
8
=
+
=
x
y
456
.
0
44
.
1
44
.
2

8
=
-
=
y
y
x

585
.
0
238
.
0
761
.
0
8
9
=
+
=
x
y
366
.
0
44
.
1
44
.
2

9
=
-
=
y
y
x

因为
389
.
0
366
.
0
9
=
<
=
F
x
x

故精馏段理论板 n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算
479
.
0
008
.
0

.
1.33
9
10
=
-
=
x
y
， 274
.
0
44
.
1
44
.
2

10
=
-
=
y
y
x

356
.
0
008
.
0

.
1.33
10
11
=
-
=
x
y
， 185
.
0
44
.
1
44
.
2

11
=

=
y
y
x

238
.
0
008
.
0
.
1.33
11
12
=
-
=
x
y
， 113
.
0
44
.
1
44
.
2

12
=
-
=
y
y
x

142
.
0
008
.
0

.
1.33
、12
13
=
-
=
x
y
， 063
.
0
44
.
1
44
.
2

13
=
-
=
y
y
x

076
.
0
008
.
0

.
1.33
13
14
=
-
=
x
y
， 032
.
0
44
.
1
44
.
2

14
=
-
=
y
y
x
035
.
0
008
.
0

.
1.33
14
15
=
-
=
x
y
015
.
0
44
.
1
44
.
2

15
=
-
=
y
y
x

因为，
0235
.
0
015
.
0
15
=
<
=
W
x
x

所以提留段理论板 n=6（不包括塔釜）
1. 3.4塔效率的计算
2. 由t-y-x图可有塔平均温度t平均=97.72℃，则该温度下该料液的平均粘度为0.389×0.263+（1-0.389）×0.275=270mPa.s
3. 则全塔效率ET
1. ET=0.17-0.616lg0.270=0.523，即52.3%
3.5实际板数
精馏段实际板层数
（块）
精
16
2

15..
23
.5
0
8
»
=
=
N

提馏段实际板层数
（块）
提
12

11.5
23
.5
0
6
»
=
=
N

进料板在第16板。

4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1操作压力计算
塔顶操作压力P＝105.325 kPa
每层塔板压降 △P＝0.7 kPa
进料板压力＝105.325+0.7×16＝116.525 kPa
塔底操作压力=124.925 kPa
精馏段平均压力 P m1 ＝110.925kPa
提馏段平均压力P m2 =120.725 kPa
4.2操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由
安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：
塔顶温度=80.20℃
进料板温度＝93.13℃
塔底温度=109.91℃
精馏段平均温度=86.67℃
提馏段平均温度=100.52℃

4.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.992,代入相平衡方程得x1=0.981
)
/
(

.
78.38
13
.
92
)
981
.
0
1
(
11
.
78
981
.
0
m
,
kmol
kg
M
D
L
=
´
-
+
´
=

)
/
(
22
.
78
13
.
92
)
992
.
0
1
(
11
.
78
992
.
0
m
,
kmol
kg
M
D
V
=
´
-
+
´
=

进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得＝0.366， ＝0.585
)
/
(

.
86.99
13
.
92
)
366
.
0
1
(
11
.
78
366
.
0
m
,
kmol
kg
M
F
V
=
´
-
+
´
=

)
/
(
.
83.93
13
.
92
)
585
.
0
1
(
11
.
78
585
.
0
m
,
kmol
kg
M
F
L
=
´
-
+
´
=

塔底平均摩尔质量计算
由yw=0.035 有 xw=0.015
)
/
(

.
91.64
13
.
92
)
035
.
0
1
(
11
.
78
035
.
0
m
,
kmol
kg
M
W
V
=
´
-
+
´
=

)
/
(

.
91.92
13
.
92
)
015
.
0
1
(
11
.
78
015
.
0
m
,
kmol
kg
M
W
L
=
´
-
+
´
=

精馏段平均摩尔质量
)
/
(

.
82.61
2

.
86.99
22
.
78
m
kmol
kg
M
V
=
+
=

)
/
(

.
81.16
2

.
83.93
38
.
78
m
kmol
kg
M
L
=
+
=

提馏段平均摩尔质量
)
/
(

.
89.32
2

.
91.64

.
86.99
m
kmol
kg
M
V
=
+
=

)
/
(

.
87.93
2
92
.
91

.
83.93
m
kmol
kg
M
L
=
+
=

4.4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，精馏段的平均气相密度即
)
/
(

.
3.06
)
15
.
273
67
.
86
(
314
.
8
61
.
82
9
.
110
3
m
kg
RT
PV
m
M
Vm
=
+
´
´
=
=
r

提馏段的平均气相密度
)
/
(
47
.
3
)
15
.
273
100.52
(
314
.
8
32
.
89
7
.
120
3
,
m
kg
RT
PV
m
M
Vm
=
+
´
´
=
=
r

②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算
在tD＝80.2℃时
)
/
(
9
.
807
);
/
(
7
.
812
3
3
m
kg
m
kg
B
A
=
=
r
r

塔顶液相的质量分率
99
.
0
=

a

）
（
得
3
m
,
m
,
/
kg
7
.
812
;
9
.
807
01
.
0
7
.
812
99
.
0
1
m
D
L
D
L
=
+
=
r
r

进料板液相平均密度的计算
在tF＝93.13℃
)
/
(
6
.
804
);
/
(
6

797.
3
3
m
kg
m
kg
B
A
=
=
r
r

进料板液相的质量分率
329
.
0
13
.
92
)
366
.
0
1
(
11
.
78
366
.
0
11
.
78
366
.
0
=
´
-
+
´
´
=
A
a

）
（
得
3
m
,
m
,
/
kg
3
.
802
;
6
.
804
671
.
0
6
.
797
329
.
0
1
m
F
L
D
L
=
+
=
r
r

塔底液相平均密度的计算
由tw＝105.0℃，查手册得
)
/
(
1
.
790
);
/
(
4
.
777
3
3
m
kg
m
kg
B
A
=
=
r
r

塔底液相的质量分率
013
.
0
13
.
92
)
015
.
0
1
(
11
.
78
015
.
0
11
.
78
015
.
0
=
´
-
+
´
´
=
A
a

）
（
得
3
m
,
m
,
/
kg
9
.
789
;
1
.
790
987
.
0
4
.
777
013
.
0
1
m
W
L
W
L
=
+
=
r
r

精馏段液相平均密度为
1
.
805.
2
3
.
802
9
.
807
=
+
=
Lm
r

提馏段液相平均密度为
）
（
3
/
kg
1
.
796
2
9
.
789
3
.
802
m
Lm
=
+
=
r

4.5 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力的计算
由 tD＝80.20℃查手册得
)
/
(
42
.
21
);
/
(
24
.
21
m
mN
m
mN
B
A
=
=
s
s

)
/
(
24
.
21
42
.
21
008
.
0
24
.
21
992
.
0
,
m
mN
Dm
L
=
´
+
´
=
s

进料板液相平均表面张力的计算
由tF＝93.13℃查手册得
)
/
(
80
.
19
08
.
20
634
.
0
32
.
19
366
.
0
)
/
(
08
.
20
);
/
(
32
.
19
,
m
mN
m
mN
m
mN
Fm
L
B
A
=
´
+
´
=
=
=
s
s
s

塔底液相平均表面张力的计算
由 tW＝109.91℃手册得
)
/
(
62
.
18
61
.
18
985
.
0
56
.
19
015
.
0
)
/
(
61
.
18
);
/

56
.
19
,
m
mN
m
mN
m
mN
Wm
L
B
A
=

´
+
´
=
=
=
s
s
s

精馏段液相平均表面张力为
)
/
(
52
.
20
2
80
.
19
24
.
21
m
mN
Lm
=
+
=
s

提馏段液相平均表面张力为
)
/
(
21
.
19
2
62
.
18
80
.
19
m
mN
Lm
=
+
=
s

4.6 液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
μLm=Σxiμi
塔顶液相平均粘度的计算
由 tD＝80.20℃查手册得
)
(
305
.
0
309
.
0
008
.
0
305
.
0
992
.
0
)
(
309
.
0
);
(
305
.
0
,
s
mPa
s
mPa
s
mPa
Dm
L
B
A
×
=
´
+
´
=
×
=
×
=
m
m
m

进料板液相平均粘度的计算
由tF＝91.13℃得
)
(
286
.
0
289
.
0
634
.
0
282
.
0
366
.
0
)
(
289
.
0
);
(
282
.
0
,
s
mPa
s
mPa
s
mPa
Dm
L
B
A
×
=
´
+
´
=
×
=
×
=
m
m
m

塔底液相平均粘度的计算
由tw＝109.91℃册得
)
(
255
.
0
255
.
0
985
.
0
234
.
0
015
.
0
)
(
255
.
0
);
(
234
.
0
,
s
mPa
s
mPa
s
mPa
Dm
L
B
A
×
=
´
+
´
=
×
=
×
=
m
m
m

精馏段液相平均粘度为
)
(
296
.
0
2
286
.
0
305
.
0
,
s
mPa
m
L
×
=
+
=
m

提馏段液相平均粘度为

)
(
271
.
0
2
255
.
0
286
.
0
,
s
mPa
m
L
×
=
+
=
m

4.7气液负荷计算
精馏段：
)
/
(
0048
.
0
1
.
805
3600
16
.
81
77
.
172
3600
)
/
(
77
.
172
54.5
17
.
3
)
/
(
70
.
1
06
.
3

3600
61
.
82
27
.
227
3600
)
/
(
27
.
227
54.5
)
1

.
3.17
(
)
1
(
3
3
s
m
M
V
L
h
kmol
D
R
L
s
m
M
V
V
h
kmol
D
R
V
Lm
Lm
S
Vm
Vm
s
=
´
´
=
×
=
=
´
=
×
=
=
´
´
=
×
=
=
´
+
=
+
=
r
r

提馏段：

)
/
(

0098
.
0
10
.
796
3600
93
.
87
22
.
319
3600
)
/
(
22
.
319
130.1
54
47
.
3
)
/
(
63
.
1
47
.
3
3600
32
.
89
27
.
227
3600
)
/
(
27
.
227
54.5
)
1
17
.
3
(
)
1
(
)
1
(
3
3
s
m
M
V
L
h
kmol
qF
D
R
L
s
m
M
V
V
h
kmol
F
q
D
R
V
Lm
Lm
S
Vm
Vm
s
=
´
´
=
×
=
=
+
´
=
+
×
=
=
´
´
=
×
=
=
´
+
=
-
+
+
=
r
r

5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1塔径的计算
塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
塔径DT，m
0.3-0.5
0.5-0.8
0.8-1.6
1.6-2.4
2.4-4.0
板间距HT，mm
200-300
250-350
300-450
350-600
400-600

初选板间距，取板上液层高度，
故；
046
.
0
06
.
3
10
.
805
70
.
1
0048
.
0
5
.
0
5
.
0
=
÷
ø
ö
ç
è
æ
÷
ø
ö
ç
è
æ
=
÷
÷
ø
ö
ç
ç
è
æ
÷
÷
ø
ö
ç
ç
è
æ
V
S
L
S
V
L
r
r

查史密斯关联图 得C20=0.073依式
校正物系表面张力为19.97mN/m时C=0.0729，则
)
/

(
18
.
1
06
.
3
06
.
3
1
.
805
0729
.
0
max
s
m
C
V
V
L
=
-
=
-
=
r
r
r
m

可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），
故
)
(
62
.
1
826
.
0
14
.
3
70
.
1
4
4
)
/
(
826
.
0
18
.
1
7
.
0
7
.
0
max
m
V
D
s
m
S
=
´
´
=
=
=
´
=
=
pm
m
m

按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.54m/s
对提馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；0.091
查史密斯关联图有C20=0.061,
校正物系表面张力为时C=0.0607

1.79m/s
642
.
0
14
.
3
63
.
1
4
4
)
/
(
642
.
0
917
.
0
7
.
0
7
.
0
s
/

0.917m

47
.
3
47
.
3
1
.
796
0607
.
0
max
max

V
D
s
m

C
S
V
V
L
=
´
´
=
=
=
´
=
=
=
-
=
-
=
pm
m
m
r
r
r
m

按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.52m/s。
将精馏段和提馏段相比较可以知道二者的塔径一致，故塔径取2m。

6 塔板主要工艺尺寸的计算
6.1溢流装置计算
精馏段
因塔径D＝2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：
1)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.6D=0.60×2.0=1.20m
2)出口堰高：
017
.
0
2
.
1
3600
0048
.
0
04
.
1
1000
84
.
2
h
04
.
1

.
10.95
2
.
1
3600
0048
.
0
,
60
.
0
/
3
/
2
5
.
2
5
.
2
=
÷
ø
ö
ç
è
æ
´
´
=
=
=
´
=
=
ow
W
h
W
E
l
L
D
l
，则
则有，

故 hW=0.06-0.017=0.043m
3)降液管的宽度与降液管的面积：
由lW/D=0.6查上图有：Wd /D=0.1，Af/AT=0.054
故 Wd =0.1D=0.1x2=0.2m，Af=0.054×D2=0.167m2
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即τ=（大于5s，符合要求）
4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速μ0=0.2m/s（0.07---0.25），h0==
符合要求
5)受液盘
采用平底受液盘，不设进堰口，深度为60mm
提馏段
1)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.6D=0.6×2=1.2m
Aa=2.5m2)出口堰高：
由lW/D=0.6 Lh/lw2.5=22.4m
查知E=1.07,依式
可得how=0.029m
故hw=0.06-0.029=0.031m
3)降液管的宽度与降液管的面积：
由 Lw/D=0.6
查图得，
故 Af=0.169
计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即6.89（大于5s，符合要求）
4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速μ0=0.25m/s（0.07---0.25）
0.0326（m）符合要求。

6.2 塔板布置
①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：
1取边缘区宽度
Wc=0.04m
安定区宽度
Ws=0.07m
2计算开空区面积
)
(
96
.
0
04
.
0
1
2
m
w
D
R
c
=
-
=
-
=
，)
(
73
.
0
)
07
.
0
2
.
0
(
1
)
(
2
m
w
w
D
x
s
d
=
+
-
=
+
-
=

解得，

3筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳钢板厚为,取t=3d0
故孔心距t=3×5=15mm
筛孔数

12867个
50
.
2
0
.
15
1158000
10
1158
2
2
3