苯与甲苯连续精馏塔设计-青海大学)

1、化工过程设备设计报告 苯-甲苯精馏塔设计 化工过程设备设计设计题目：设计一座处理苯甲苯混合液的连续筛板式精馏塔设 计 人：旷天亮班 级：11级化工（3）班学 号：1120204009设计时间：2013年12月 目 录课程设计任务书 2第一章设计概述 5第二章设计方案的确定及流程说明 9第三章. 塔的工艺计算 12第四章塔和塔板主要工艺尺寸的设计24（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定.24（2） 塔板的流体力学验算.27（3） 塔板的负荷性能图29( 4 )设计结果概要或设计结果一览表.33第五章.对本设计的评述和有关问题的分析讨论.34化工原理课程设计二任务书(1)(一） 设计题目：试设计

2、一座苯甲苯连续精馏塔，要求进料量 5 吨/小时，塔顶馏出液中苯含量不低于99%，塔底馏出液中苯含量不高于2%，原料液中含苯41%（以上均为质量%）。（二）操作条件（1）塔顶压强 4kPa（表压）（2）进料热状况 气液混合进料（液：气=1：2） （3）回流比自选 （4）单板压降不大于0.7kPa（三）设备型式：筛板塔（四）设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行（五）厂址：西宁地区（六）设计要求：1、 概述2、 设计方案的确定及流程说明3、 塔的工艺计算4、 塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；（2） 塔板的流体力学验算（3） 塔板的负荷性能图5、 设计结果概

3、要或设计结果一览表6、 对本设计的评述和有关问题的分析讨论（七）1、苯和甲苯的物理性质分子量沸点,临界温度tc,临界压强Pc, kPa苯78.1180.1288.56833.4甲苯92.13110.6318.574107.7（二） 2、常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t,液相中笨的摩尔分率x气相中笨的摩尔分率x110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.

4、061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100100.0（三） 3、饱和蒸汽压P0用Antoine 方程计算（四） log P0=A-（五） 式中 t物系温度， P0饱和蒸汽压，kPa A、B、CAntoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.07813

5、43.94219.58（六）（七）（八） 4、组分液相密度温度，8090100110120，kg/m3苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0（九） 5、组分的表面张力温度，8090100110120，m苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31（十） 6、液体粘度l温度，8090100110120l,mPas苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228（十一）（十二） 7、液体汽化潜热温度，8090100110

6、120( KJ/kg)， 苯394.1386.9379.3371.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.6（十三） 8、其它物性数据：查相关手册得到第一章设计概述一 塔设备的类型。塔设备是化工、炼油生产中重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目

7、的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相分为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也采用并流向下）流动。气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。本设计方案连续板式精馏塔。二塔板类型。板式塔的塔板大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板

8、；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分 经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛

9、板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，

10、各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。泡罩塔板是工业上应用早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有 f80、f100、f150mm 三种尺寸，可 根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形 或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。 操作时，液体横向流过塔板，靠溢流 堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部 应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时， 被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质 提

11、供大量的界面 泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构 复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已 逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 浮阀塔板具有泡 罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。浮阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、 V-4 型及 T 型等。浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性 大，塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结； 在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。本设计中采用塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm

12、，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：()结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。()处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。()塔板效率高，比泡罩塔高15左右。()压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：( 1 )塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。()操作弹性较小(约23)。( 3 )小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：第二章设计方案的确定及流程说明一设计方案遵循的原则。确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优

13、质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以

14、便采取相应措施。2.满足经济上的要求：要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。3保证安全生产：例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定

15、性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。二 装置流程的确定。蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中一连续蒸馏为主，我们也采用连续蒸馏。首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到气液混合进料，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的

16、冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。三操作压力的选择。精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和甲苯为一般物料因此，采用常压操作。四进料热状况的选择。进料状态有五种：过冷液，饱和液，

17、气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用气液混合物进料，且气液比为2:1.五加热方式的选择。精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相

18、同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。六回流比的选择。回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，根据实际需要选择回流比。可以利用不同回流比下的理论板层数，作出N-R曲线，从而找出适宜操作的回流比R. 第三章二元连续板式精馏塔的工艺计算(一) 物料衡算与操作线方程 1、全塔物料衡算 1.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含

19、苯的质量百分率为41%，塔顶苯含量不低于99%，塔底苯含量不大于2%，则： 原料液含苯的摩尔分率：XF=0.4178.110.4178.11+0.5992.14=0.450 塔顶含苯的摩尔分率: XD=0.9978.110.9978.11+0.0192.14=0.992 塔釜含苯的摩尔分率：Xw=0.0278.110.0278.11+0.9892.14=0.0241.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由1.1知产品中苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF78.110.450(10.450)92.1485.827kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：MD78.110

20、.992(10.992)92.1478.222kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：MW78.110.024(10.024) 92.14=91.803 kg/kmol1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依设计条件：一年以330天，一天以24小时计，得：F5000kg/h，全塔物料衡算：进料液：F=5000（kg/h）/85.827（kg/kmol）=58.257kmol/h总物料恒算：F=D+W苯物料恒算：58.2570.450=D0.992+0.024W联立解得：W32.619kmol/hD25.638kmol/h2.精馏段操作线方程 根据t-x-y平衡数据可作出x-y图 苯甲苯混合液的y-x图

21、因为对于饱和液体、气液混合物、饱和蒸汽进料而言，q=液相分率。 所以q=11+2=1/3 取=2.5则有Rmin=1-1XDXF-1-XD1-XF=12.5-10.9920.450-2.51-0.9921-0.450=1.445考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的2倍. R=2Rmin=21.445=2.89此时，精馏塔的汽、液相负荷：（1） 精馏段：液相流量：L=RD=2.8925.638=74.094kmol/h气相流量：V=(R+1)D=(2.89+1)25.638=99.732kmol/h（2） 提镏段：液相流量：L=L+F=74.094+58.257=13

22、2.351kmol/h 气相流量：V=V=99.372kmol/h所以，由精馏段操作线方程可得： y=RR+1x+1R+1XD=2.892.89+1x+12.89+10.992=0.634x+0.255 3.提馏段操作线方程又由平衡方程可得： y=x1+(-1)x提馏段操作线可由b(xW，xW)及精馏段操作线和q线的交点d决定。q=1/3时，则有对全塔物料横算由(1)、(2)式得 DF=XF-XWXD-XW=0.450-0.0240.992-0.024=0.440 (5) (6) 将（5）中的DF=0.440代入（6）得： 提馏段的操作线为：ym+1= 0.4402.89+1（2.89+1）0

23、.440xm-0.450-0.4400.992（2.89+1）0.440 ym+1=1.327xm-0.0084.进料线（q线方程）因为q=1/3, 所以q线方程为：y=qq-1x-xfq-1=-0.5x-0.4513-1=-0.5x+0.675 （二）、理论板数的求算 采用图解法求理论板层数，如下图所示，求解结果为： 总理论板层数为NT=14（包括再沸器）进料板位置NF=8(三).塔效率的估算 苯-甲苯在某些温度下的粘度：温度，8090100110120l,mPas苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228 查t-x-y图知，当

24、x=0.45时，t=92.69 采用内插法可以求得相应温度下的黏度： 苯：92.69-900.279-u1=100-92.69u1-0.255 u1=0.273 同理，甲苯： u2=0.280=xii=0.45*0.273+0.55*0.280=0.2769(mPa.s)表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：E=0.563-0.276lg（）+0.0815lg()2=0.50 （四）实际塔板数的计算 所以，精馏段的实际塔板数：N精=70.50=14 提馏段的实际塔板数：N提=70.50=14 实际是在第15块塔板塔板进料的。（五）.塔的工艺条件及物

25、性数据计算 1.操作压强Pm 塔顶操作压力P4+101.3kPa每层塔板压降P0.7kPa进料板压力FP105.3+0.710112.2kPa塔底操作压力wP=119.3kPa精馏段平均压力Pm1（105.3+112.3）2108.8kPa提馏段平均压力Pm2=（112.3+119.3）/2=115.8kPa2.操作温度tm计算常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t,液相中笨的摩尔分率x气相中笨的摩尔分率x110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.2

26、98.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100100.0由内插法可以求得各个组分下的温度：因为XF=0.450，所以tF=92.69 塔顶温度：0.992-0.980.21-tD=1-0

27、.992tD-80.01tD=80.15 塔底温度：0.024-001109.91-tw=0.003-0.024tw-108.79tw=109.4-精馏段平均温度tm精=（80.15+92.69）/2=86.42提馏段平均温度tm提=（92.69+109.4）/2=101.0453.平均分子量Mm的计算（1）塔顶平均摩尔质量计算由XD=y1=0.992，查平衡曲线，得X1=0.961MvDm=0.99278.11+（1-0.992）92.13=78.22kg/kmol MlDm=0.96178.11+（1-0.961）92.13=78.66kg/kmol （2）进料板平均摩尔质量计算由图解理论

28、板，得yF=0.600查平衡曲线，得xF=0.376MvFm=0.60078.11+（1-0.600）92.13=83.72kg/kmol MlFm=0.37678.11+（1-0.376）92.13=86.86kg/kmol （3）塔釜平均摩尔质量计算由图解理论板，得yw=0.07查平衡曲线，得xw=0.021MvWm=0.0778.11+（1-0.07）92.13=91.15kg/kmol MlWm=0.02178.11+（1-0.021）92.13=91.84kg/kmol 所以，精馏段的摩尔质量为：Mv精m =78.22+83.72/2=80.97kg/kmol Ml精m =78.66

29、+86.86/2=82.76kg/kmol 提馏段平均摩尔质量为：Mv提m =83.72+91.15/2=87.44kg/kmol Ml提m =86.86+91.84/2=89.35kg/kmol 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式计算，即 精vm=PmMVmRTm=108.880.978.314（86.42+273.15）=2.947kg/m3 提vm=PmMVmRTm=115.887.448.314（101.045+273.15）=3.255kg/m3（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即：1Lm=ai/i塔顶液相平均密度计算组分液相密度温度，80901

30、00110120，kg/m3苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0 塔顶温度：0.992-0.980.21-tD=1-0.992tD-80.01tD=80.15查得A=814 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm=1（0.961814+0.039/809）= 813.80kg/m3进料液相平均密度计算 tF=92.69查得A=801.2 kg/m3 B=708.3 kg/m3进料液液相的质量分率为 aA=0.37678.110.37678.11+0.62492.13=0.338 LFm=1（0.338801.2+0.662/70

31、8.3）= 737.19kg/m3塔釜液相平均密度计算塔底温度：0.024-001109.91-tw=0.003-0.024tw-108.79tD=109.4查得A=780 kg/m3 B=779.8kg/m3塔釜液液相的质量分率为 aA=0.02178.110.02178.11+0.97992.13=0.018 LWm=1（0.018780+0.982/779.8）=779.8kg/m3所以，精馏段的液相平均密度为：L精m=813.80+737.192=775.85kg/m3提馏段的液相平均密度为：L提m=779.8+737.192=758.50kg/m35.液体平均表面张力的计算 液相平均

32、表面张力依下式计算，即： Lm=xii 塔顶液相平均表面张力的计算： 塔顶温度：0.992-0.980.21-tD=1-0.992tD-80.01tD=80.15 组分的表面张力温度，8090100110120，m苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31 查表可得：A=21.20 B=21.60 LDm=0.96121.20+0.03921.60=21.22 mN/m进料液相平均表面张力的计算： tF=92.69查表可得：A=19.98 B=20.50 LFm=0.37619.98+0.62420.50=20.22mN/m塔釜液

33、相平均表面张力的计算塔底温度：0.024-001109.91-tw=0.003-0.024tw-108.79tD=109.4查表可得：A=18.83 B=19.92 LWm=0.02118.83+0.97919.92=19.90mN/m精馏段的液相平均表面张力为：L精m=21.22+20.222=20.72mN/m提馏段的液相平均表面张力为：L提m=20.22+19.902=20.06 mN/m6.液体平均黏度的计算液相平均黏度依下式计算，即： 液体粘度l温度，8090100110120l,mPas苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.254

34、0.228塔顶液相平均黏度的计算： 塔顶温度：0.992-0.980.21-tD=1-0.992tD-80.01tD=80.15查表可得：A=0.307 mpa.s B=0.310 mpa.s lgLDm=0.961lg(0.307)+0.039lg(0.310) LDm=0.222mpa.s进料液相平均黏度的计算： 进料温度： tF=92.69查表可得：A=0.270mpa.s B=0.280mpa.s lgLFm=0.376lg(0.270)+0.624lg(0.280) LFm=0.276mpa.s塔釜液相平均黏度的计算塔底温度：0.024-001109.91-tw=0.003-0.02

35、4tw-108.79tD=109.4查表可得：A=0.232mpa.s B=0.253mpa.s lgLDm=0.021lg(0.232)+0.979lg(0.253) LDm=0.253mpa.s精馏段的液相平均黏度为：L精m=0.222+0.2762=0.249mpa.s提馏段的液相平均黏度为：L提m=0.273+0.2532=0.265mpa.s第四章塔和塔板主要工艺尺寸的设计（一）精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：提馏段的气、液相体积流率为：由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲

36、线图得取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：（二）塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径，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 堰长取 2 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1，则取板上清液层高度故3 弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得： 则：，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。4 降液管底隙高度ho降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受

37、液盘，深度。(2)塔板布置 塔板的分块。因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为3块。 边缘区宽度确定：取， 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：（三）筛板的流体力学验算(1)塔板压降 干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故 气体通过液层的阻力计算。气体通过液层的阻力由下式计算，即 查充气系数关联图得。故。 液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：液柱气体通过每层塔板的液柱高度按下

38、式计算：气体通过每层塔板的压降为：(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) 液沫夹带液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。(4) 漏液对筛板塔，漏液点气速按下式计算：实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而 板上不设进口堰，按下式计算：，故本设计中不会发生液泛现象。（三）精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线由得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-1 漏液线计算结果 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 0.306 0.324 0.333 0.314由上表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-2 液沫夹带线计算结果 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 1.228 1.090 1.024 1.168由上表数据即可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液