苯甲苯分离过程板式精馏塔设计

1、武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书论文题目： 苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计 学 号： 6205130305 学生姓名： 黄天梁 专业班级： 12级高分子材料与工程03班 指导教师： 王颖 总评成绩： 2015年 6月 18日邮电与信息工程学院课程设计任务书专业12级高分子材料 班级3 学生姓名黄天梁 发题时间：2015年6 月 8日一、 课题名称 苯甲苯分离过程板式精馏塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 一常压操作的连续板式精馏塔（自选塔板类型）内分离苯甲苯混合物，间接 蒸汽加热，生产时间为300天/年，每天 24 小时，产品的质量要求见下表生产能力苯的组成（质量

2、分数）/%原料塔顶产品塔底产品3800045%98%2% 操作条件： （1） 塔顶压力：4（表压）； （2） 进料热状态：自选； （3） 回流比：自选； （4） 单板压降：0.7； 参考文献 陈敏恒.化工原理（第三版）.北京：化学工业出版社，2003 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 马江全，冷一欣.化工原理课程设计.北京：中国石油出版社，2009 谭天恩，麦本熙，丁惠化.化工原理.(第二版）.北京：化学工业出版社， 1998 王汉松.石油化工设计手册（第1卷），石油化工基础数据. 北京：化学 工业出版社，2002 中石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册（

3、上册）. 北京：化学 工业出版社，2003 化工设计手册编辑委员会.化学工程手册：第1篇化工基础数据. 北 京：化学工业出版社，1986 李功样，陈兰英，崔英德主编.常用化工单元设备设计.广州：华南理工大 学出版社，2003 涂伟萍，陈佩珍，程达芬.化工工程及设备设计.北京：化学工业出版社， 2000 阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南.北京：化学工业出 版社，2001 吕树申，祁存谦，莫冬传.化工原理.北京：化学工业出版社（第三版）, 2015三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明 列出大项目） 1. 全塔物料衡算，操作回流比和理论板数的确定 2. 计算

4、精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数 3. 估算塔径 4. 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算 5. 塔板的流体力学性能的校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液以 及液泛的校核 6. 绘制塔板的负荷性能图，塔板的负荷性能图由液相负荷下限线，液相负荷上 限线，漏液线，液沫夹带线和溢流液泛线的确定 7. 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构 塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔）、支座、封头、塔高等；塔 板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板； 8. 塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定） 9. 精馏塔各接管尺寸的确定 10. 绘

5、制精馏塔装配图 11. 绘制精馏系统工艺流程图 12. 编写设计说明书：要求逻辑清晰，层次分明，书写工整，独立完成 13. 撰写中英文摘要四、 设计所需技术参数 物性数据：物料的密度、粘度、表面张力、气液平衡数据、 安托因方程参数五、 设计说明书内容（指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据 目录列出大标题即可） 1.中英文摘要2.设计方案的确定3.精馏塔的工艺设计4.精馏塔工艺尺寸的计算5.附属设备6.计算结果汇总7.设计小结与体会8.符号说明9.参考文献10.工艺流程图及精馏塔装配图六、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1.设计动员，下达设计任务书 0.5 天 2.收

6、集资料，阅读教材，拟定设计进度 1.5 天 3.初步确定设计方案及设计计算内容 5-6 天 4.绘制总装置图 2-3 天 5.整理设计资料，撰写设计说明书 2 天 6.设计小结及答辩 1 天指导教师（签名）： 年 月 日学科部（教研室）主任（签名）： 年 月日说明：1学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、 签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装 订时应将此任务书订在设计说明书首页。2如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。3所有签名均要求手签， 以示负责。目录摘 要IAbstractII第一章 文献综述11.1设计原理11.2设计方案的确定2

7、第二章 精馏塔的工艺计算52.1精馏塔的物料衡算52.2 塔板数的确定72.3 塔的工艺条件及有关物性数据的计算10第三章 筛板的流体力学验算233.1校核233.2塔板负荷性能图273.3主要结果汇总34第四章 辅助设备374.1冷凝器374.2再沸器374.3泵的计算及选型384.4管道直径394.5法兰的选用404.6塔体结构设备40课程设计小结42致谢43参考文献44附录45摘 要本次设计中的精馏装置包括预热器，再沸器，冷凝器，回流泵等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本次的设计任务为分离年处理量3.8万吨的苯

8、-甲苯混合液，进料中苯的质量分数为0.491，要求塔顶产品苯的质量分数0.983，塔底釜液苯的质量分数0.0235。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料。按逐板计算法计算理论塔板数为16块，其中精馏塔板数为8块，提馏段为8块。通过计算得全塔效率为0.542，塔顶使用全凝器，泡点回流。实际塔板数为28块，其中精馏段13块，提馏段15块，实际加料位置在第14块板。由尺寸工艺计算并按标准塔径圆整得精馏塔塔径为1.0米，塔总高18.7米。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操作弹性。接着对辅助设备

9、进行了计算并绘制了精馏工艺流程图及精馏塔装配图。关键词：苯；甲苯；精馏；筛塔板AbstractThe design of distillation device comprises a preheater, reboiler, reflux condenser, pump and other equipment, heat input from the tower kettle, material in the tower by multiple partial gasification and partial condensation were distillation separation

10、, by the cooling medium in the tower top condenser will waste heat away. The design task for the separation of the handling capacity of 3.8 million tons of benzene toluene mixture, mass fraction of benzene is 0.491, requirements of the mass fraction of the top product benzene 0.983. At the bottom of

11、 the tower kettle liquid benzene mass fraction 0.0235. Comprehensive process has the advantages of convenient operation, economy and security aspects to consider, this design using the sieve plate tower of benzene and toluene were purified, plate for carbon steel material. According to the calculati

12、on method, the number of theoretical plates is 16, and the number of the distillation columns is 8, and the extraction section is 8. Through the calculation of the column efficiency was 0.542, the top using fullcondensate, bubble point back. Actual tray number is 28, of which 13 pieces of rectifying

13、 section, stripping section 15, the actual feeding position in the fourteenth plate. By the calculation of the size of the standard tower diameter circle and the diameter of the tower is 1 meters high, 18.7 meters high tower. The calculation of the fluid mechanics shows that the process dimension of

14、 the tower is in accordance with the requirements. Then the auxiliary equipment is calculated and the distillation process flow chart and the assembly drawing of the distillation tower are plotted. Keywords: Benzene; toluene; distillation; sieve tray第一章 文献综述1.1设计原理 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用气液传质设

15、备。根据塔内汽液接触构件的结构形式可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。例如应用于气体吸收时，液体由塔的上部通过分布器进入，沿

16、填料表面下降。气体则由塔的下部通过填料孔隙逆流而上，与液体密切接触而相互作用。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。为了强化生产，提高气流速度，使在乳化状态下操作时，称乳化填料塔或乳化塔。 本次设计采用精馏筛板塔。精馏筛板塔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

17、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。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。精馏筛板塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔底,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段

18、来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体

19、和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。 作为汽液两相传质用的塔设备，首先必须使汽液两相充分接触，以获得较高的传质效率，此外，为了满足工业生产生产的需要，塔设备还得考虑下列各项基本要求：1.汽液处理量大。即在较大的汽液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。2.操作稳定、弹性大。即当塔设备的汽液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长

20、期连续操作。3.流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。4.结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。6.塔内滞留量小。1.2设计方案的确定塔设计原则 总的原则是尽可能多的采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。（1）满足工艺和操作的要求（2）满足经济上的要求（3）保证生产安全（4）技术先进装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔，原料预热器、再

21、沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔底输入，物料在塔内径多次部分被汽化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器中冷却介质将余热带走。工业生产中多应用连续蒸馏，连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，塔顶冷凝装置采用全凝器以便准确的控制回流比。在设计过程中还应考虑余热的利用。板型的选择 本设计是通过对筛板塔和浮阀塔的生产能力、塔板效率、操作效率、操作弹性、压力降的计算以及操作可行性和造价等多方面的比较选择了筛板塔。筛板塔的主要优点有： （1）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。 （2）气液分散均匀，传质效率高，处理能力大，比同塔径的泡罩塔大10

22、15%。 （3）塔板效率与浮阀塔大体相当，但比泡罩塔高15%左右。 （4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。 （5）板上液面落差较小。但筛板塔也存在着一些不足： （1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （2）操作弹性较小（约23），若设计合理，也能具有足够的操作弹性。 （3）小孔筛板容易堵塞。操作压力的选择 精馏操作有常压，加压和减压三种方式。本设计采用常压操作，原因在于： （1）苯和甲苯在常压下呈液态，不必采用加压装置。 （2）能用水将馏出物冷却，在常压下实现苯和甲苯的分离。 （3）苯和甲苯不属于热敏性物料，混合液沸点不高，不必采用减压蒸馏。满足工艺和操作要求 所设计流程

23、的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定要求，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。其次锁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，以便采取相应措施。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

24、钟如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多水蒸汽和冷却水，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，另一方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费也有很大影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。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，塔内压力过大或塔凝骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。第二章 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1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 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 2.1.3物料衡算原料处理量 总物料衡

25、算 （2.1）苯物料衡算 （2.2）联立解得 相对挥发度的计算 Antoine蒸汽压方程： （2.3） 式中纯组分液体的饱和蒸汽压，; ，温度； Antoine常数 查化学工程手册常用物质的物性和热力学数据如表2-1，2-2，2-3所示表2-1 苯和甲苯的Antoine常数列表Antoine常数苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482表2-2 各温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压列表温度80.1859095100105110.63饱和蒸汽 苯101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0压/ 甲苯40.046.054.063.3

26、74.386.0101.33 由计算得出表2-3 各温度下两组份相对挥发度列表温度/80.1859095100105110.63相对挥发度2.6012.5552.5102.4682.4282.3892.348 苯的相对挥发度一般用各温度下相对挥发度值得几何平均值或算术平均值表示，本设计中使用几何平均值故相平衡方程为 2.2 塔板数的确定2.2.1 理论板层数的求取苯甲苯属理想物系，可采用逐板计算法求理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出图2.1所示图2.1苯甲苯相平衡曲线 求最小回流比及操作回流比 进料状态有五种，即饱和液体进料（）饱和蒸汽进料（）,气液混合物 进料（），冷液进料

27、（）,过热蒸汽进料（），本设计选用的是 泡点进料，故 。 在图中对角线上，自点做垂线即为进料线（线），该线与平衡 线的交点坐标为 yq=a´xq/1+(a-1)xq=0.704 故最小回流比为 取操作回流比为 求精馏塔的气、液相负荷 求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 逐板计算法求理论板层数 线交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程，计算如下： 0.983 （相平衡） 0.959 （操作线） 0.967 0.922 0.942 0.868 0.906 0.796 0.858 0.71 0.801 0.62 0.741 0.537 0.686 0.469第8板为加料板以

28、下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程，计算如下： 0.469 （操作线） 0.625 （相平衡） 0.403 0.536 0.319 0.423 0.229 0.301 0.149 0.193 0.088 0.111 0.048 0.056 0.0237 0.0236 0.0097总理论塔层数 进料板位置 2.2.2 全塔效率的计算 全塔效率的计算: (2.4)查化工工程手册常用物质的物性和热力学数据得苯的沸点：,甲苯的沸点：塔的平均温度苯的粘度系数: 甲苯的粘度系数: 黏度计算公式 （2.5） 则液相在此温度下的平均黏度为： 95.4 下的相对挥发度为 2.465总板效率2.2.3 实际板

29、层数 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 实际板总板数 2.3 塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1 物性数据的计算1. 操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔釜压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 2. 操作温度计算 第一板温度 内插法得 进料板温度 内插法得 塔釜温度 内插法得 精馏段平均温度 提馏段平均温度 3. 平均摩尔质量计算(1)塔顶摩尔质量计算：由,查平均曲线，得(2)进料板平均摩尔质量计算由逐板法计算理论板，得 查平衡曲线，得(3)塔底平均摩尔质量计算由 , 查平衡曲线，得M精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4.平均密度计算 (1)气相平均密度计算 由理

30、想气体状态方程计算，即 (2)液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： (2.6)塔顶液相平均密度计算：由，查手册得，进料板液相平均密度计算由，查手册得,进料板液相的质量分数计算塔釜液相平均密度的计算由，查手册得，精馏段、提馏段液相平均密度为5.平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 (2.7)(1)塔顶液相平均表面张力计算由，查手册得，(2)进料板液相平均表面张力计算由，查手册得,塔釜液相平均表面张力由，查手册得，精馏段、提馏段液相平均表面张力为6.液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算： （2.8)(1)塔顶液相平均粘度计算由，查手册得，解得 (2)料板液相平均粘度计算由 查手

31、册得，解得(3)釜液相平均粘度由查手册得 ，解得 精馏段、提馏段液相平均表面张力为7.塔物性数据汇总物性数据汇总如表2-4所示表2-4物性数据汇总 序号项目符号单位数值精馏段提馏段1温度86.54100.9652压力109.83119.683气相平均摩尔质量80.4387.1554液相平均摩尔质量82.1288.6775气相平均密度2.9553.3546液相平均密度806.945789.247液体表面张力20.0319.2458液体平均黏度0.29050.2652.3.2 塔体工艺尺寸计算精馏段的气、液相体积流率为：1.精馏段、提馏段的塔径计算(1)精馏段塔径 （2.9）式中由式计算，其中的由

32、图查取取板间距，,板上液层高度则由史密斯关联图查得，又取安全系数为0.70，则空塔气速为按标准塔径圆整后为塔截面积为 实际空塔气速为 其中可行(2)提馏段塔径取板间距,板上液层高度则由史密斯关联图查得又 取安全系数为0.70，则空塔气速为按标准塔径圆整后为塔截面积为 实际空塔气速为 其中 可行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塔顶、塔顶与进料板之间、进料板与塔釜之间、塔釜共开4个人孔，共高度为则板间距为故精馏塔的有效高度为3. 塔板主要工艺尺寸的计算(1)塔板类型：筛选塔(2)塔板流动型式：单流型(3)溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。

33、其尺寸和结构对塔的 性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因,可选用单溢流弓形降 液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。.精馏段各项计算如下：(1)堰长取(2)溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度取板上清液层高度,则(3)弓形降液管宽度和截面积由 查弓形降液管参数图得， 故 依式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 （2.11）取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度.提馏段各项计算如下：(1)堰长取(2)溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度 (2.12)近似取,则取板上清液层高度,则(3)弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管参数图得，

34、故 依式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 （2.13）取 则 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度4.塔板布置.精馏段(1)塔板的分块因,故塔板采用分块式。查塔板分布表得，板块分为3块。(2)边缘区快读确定取,(3)开孔区面积计算开孔区面积 （2.14）其中故(4)筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目 个开孔率为 气体通过筛孔的气速为 .提馏段(1)塔板的分块因,故塔板采用分块式。查塔板分布表得，板块分为3块。(2)边缘区快读确定取,(3)开孔区面积计算开孔区面积按式计算，即

35、(2.15)其中故(4)筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目 个开孔率为 气体通过筛孔的气速为 第三章 筛板的流体力学验算3.1校核3.1.1精馏段1.塔板压降(1)干板阻力计算 (3.1)由 查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得故液柱(2)气体通过液层的阻力由下式计算气体通过液层的阻力由下式计算： (3.2) (3.3) （3.4）查充气系数关联图得。故 液柱(3)液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式计算： 液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 液柱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

36、差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液模夹带量由式计算：故在本设计中液沫带量在允许范围内。4.漏液对筛选塔，漏液点气速可由下式计算： （3.5） 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏夜。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 （3.6）苯-甲苯物系属一般物系，取，则 而 (3.7)板上不设进口堰，可由式计算，即 液柱 液柱 即故在本设计中不会发生液泛现象。3.1.2提馏段1.塔板压降(1)干板阻力计算 (3.8)由查筛板塔的气液负荷因子曲线图得故液柱(2)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： (3.9) (3.10) (3.11)查充气系数关系图得。故 液柱(3)液柱表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式计算：液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 液柱气体通过每层塔板的压降为：（设计允许值）2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液沫夹带液沫夹带量由式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算： (3.12) 实际孔速稳定