序言
化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过化工原理课程设计，要求我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计达到如下目的：
（1）．巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； （2）．培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力； （3）．熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；
（4）．学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； （5）．训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；
（6）．通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； （7）．学会编写设计说明书。
它的分离原理如下：
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泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，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。
设计方案简介
具体计算与分析
精馏塔的物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯摩尔质量: MA=78.11kg∙mol−1 甲苯摩尔质量 :MB=92.13kg∙mol−1 原料苯的质量分数：40% 塔顶笨的质量分数：98% 塔釜甲苯的质量分数：97% 0.4 78.11
xF==0.440
xD=xW
xF---------料液流率
xD，xW------------分别为塔顶，塔底产品的摩尔分数 物料衡算
0.98 78.11
=0.983
0.03 78.11
==0.035
F=D+W FxF=DxD+Wxw
6×107
F==8333.33kg∙h−1
8333.33×0.48333.33×0.6F=+=96.946kmol∙h−1
F(XF−XW)96.946×(0.440−0.035)
D===41.417kmol∙h−1
DWW=
F(XD−XF)96.946×(0.983−0.440)
==55.529mol∙h−1
DW
L= R+1 D=3.202×41.417=132.60kmol h
V=L+D=132.60+41.417=174.10kmol h
式中 F------原料液流率
D------塔顶产品（馏出液）流率 W------塔底产品（釜液）流率
塔板数的确定
理论塔板数NT的求取
苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 (1)求R =2.475 2.475xy=
由于是泡点进料，则q=1 xF=0.440 xe=XF=0.440 ye=0.660 最小回流比 Rmin=R=1.5Rmin=2.202
（2）精馏段操作线方程
RxD2.202x0.983y=x+=x+=0.6877x+0.3070
xD−yeye−xe
=0.660−0.440=1.468
0.983−0.660
xd=xF=0.440 yd=0.6877×0.440+0.3037=0.6096 （3）提馏段操作线方程
由b(0.035，0.035)，d(0.440，0.6096)两点得提馏段方程： y=1.4187x-0.0146 精馏段的理论板数：
y1=xD=0.983 x1=0.959 y2=0.966 x2=0.920 y3=0.940 x3=0.863
y7=0.714 x7=0.503
y8=0.653 x8=0.431
y9=0.598 x9=0.375 y10=0.518 x10=0.302 y11=0.414 x11=0.222 .
.
.
y15=0.054 x15=0.023
80.1+110.6
2
...
...
...
=95.15℃
粘度 μ苯=0.245mpa∙s μ甲苯=0.284mpa∙s μav= xiμi=0.44×0.275+0.56×0.284=0.267
E=0.49(∂∙μav)−0.245=0.49×(2.475×0.267)−0.245=0.5423
实际塔板数： N精= N提
精馏塔的工艺条件及有关物性数据 操作压力
操作塔顶压力 PD=100.3+4=105.3kpa 每层塔板压降 ∆P=0.7kpa
进料板压力 PF=105.3+0.7×15=115.8kpa 精馏段平均压力 Pm= 操作温度
塔顶温度 tD=82.56℃ 进料板温度 tF=93.25℃ 精馏段平均温度 tm=
平均摩尔质量衡算
塔顶 y1=xD=0.983 x1=0.959
MVDm=0.983×78.11+ 1−0.983 ×92.13=78.35kg kmol MLDm=0.959×78.11+ 1−0.959 ×92.13=78.68kg kmol 进料板 x8=0.431 y8=0.653
MVFm=0.658×78.11+(1−0.653)×92.13=83.36kg kmol MLFm=0.431×78.11+ 1−0.431 ×92.13=86.09kg kmol 精馏段平均摩尔质量
MVm=MLm
平均密度 (1)气相平均密度
ρVm
PmMVm110.55×80.66===2.97kg m3
Tm78.35+83.36
=80.86kg kmol
78.68+86.09==82.39kg kmol
82.56+93.25
2105.3+115.8
2
M8==15 M6===12 =110.55kpa
=87.91℃
(2)液相平均密度 ρ
1
Lm
=
αiPi
由 tD=82.56℃
ρA=812.40kg∙m−3 tF=93.25℃
ρA=800.40kg∙m−3 ρB=800.00kg∙m−3 进料板液相的质量分率：
0.431×78.11
αA==0.392
ρLFm=
1
=800.15kg∙m−3
812.40+800.15
=806.30kg∙m−3
精馏段液相平均密度：
ρLm=
液体平均表面张力 液体平均表面张力计算：
ςLm= xiςi
塔顶液相平均表面张力： 由tD=82.56℃，查手册，得
ςA=20.89mN m ςB=21.42mN m ςLFm=0.983×20.89+0.017×21.42=20.90mN m
进料板液相平均表面张力的计算 由tF=93.25℃
ςA=19.50mN m ςB=20.11mN m
ςLFm=0.431×19.50+ 1−0.431 ×20.11=19.85mN m
精馏段液相平均表面张力：
ςLm=
液体平均黏度
液体平均粘度按下式计算：
20.90+19.85
=20.37mN m
lgμLm= xilgμi
塔顶液相平均黏度的计算： 由tD=82.56℃，查手册得：
μA=0.301mpa∙s μB=0.305mpa∙s
lgμLDm=0.983× lg0.301 +(1−0.983)lg0.305
解得 μLDm=0.302mpa∙s 进料板液相平均黏度的计算： 由tF=93.25℃，查手册得
μA=0.277mpa∙s μB=0.284mpa∙s
lgμLFm=0.626×lg0.277+(1−0.626)lg0.284
解得 μLFm=0.281mpa∙s 精馏段液相平均黏度为：
μLm=
精馏塔的塔体工艺尺寸 精馏段塔径
精馏段的气、液相体积流速分别为：
Vs=
VMVm132.60×80.66
==1.00m3 s
Vm0.301+0.265
=0.283mpa∙s
LMLm91.2×82.39Ls===0.0026m3 s
Lm由umax=C
LVρV
C-------蒸汽负荷因子 ρL---------液相密度 ρV---------气相密度
LsρL0.0026806.3 =× =0.0428m sV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
1
2
1
由史密斯关联图查得C20=0.072
ςL0.220.370.2
C=c20 =0.073× =0.0723
umax=0.0723×
取安全系数为0.7，则空塔流速
u=0.7×umax=0.7×1.203=0.8323m s
所以精馏段塔径：
D=
取D=1.3m 塔截面积：
π2π
AT=D=×1.302=1.327m2
实际空塔流速：
u=
精馏塔有效高度 精馏塔有效高度为：
Z精== N精−1 HT= 15−1 ×0.4=5.6m
提馏段有效高度为：
Z提= N提−1 HT= 12−1 ×0.4=4.4m
在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为：
Z=Z精+Z提+0.8=5.6+4.4+0.8=10.8m
塔板主要工艺尺寸的设计 溢流装置的计算
为提高传热和传质的效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，液体在塔板上常采用不同的溢流方式。主要有单溢流，双溢流，阶梯双溢流，U型流等几种形式。确切的选择方式见下表：
1.00
=0.753m s 4VS4×1.00
= =1.237m 806.3−2.97
=1.189m s
因塔径 D = 1.3m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受溢盘。各项设计如下： （1）堰长lW
是维持板上液位，保证两相接触时间的装置，一般有平堰与齿形堰两种，多采用平堰。
取 lW=0.66D=0.66×1.3=0.858m （2）溢流堰高度hW
由 hW=hL−hOW
选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即
hOW=
近似取E = 1，则
hOW=
2.840.0026×3600
×1× =0.013m 2
22.84LW
E W
取板上清液层高度 hL=60mm 故 hW=0.06−0.013=0.047m （3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由
lWD
=0.66 查手册可得
AfAT
=0.0722
WdD
故 Af=0.0722AT=0.722×1.327=0.0958m2 Wd=0.124D=0.124×1.237=0.1534m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即
3600AfHT3600×0.0958×0.40
==14.74s>5s h 故降液管设计合理。若不能满足，则需通过加大板间距及塔径的方法来解决。
（4）降液管底隙高度h0
θ=
h
h0=3600l
L
wu0
取 u′0=0.08m s
则 h0=3600×0.858×0.08=0.037m hw−h0=0.047−0.037=0.010m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受溢盘，深度h′w=50mm。 塔板布置 （1）塔板的分块
因 D≧800 mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4 块。 分块式塔板即降液区以外的部分是由若干块钢板组装而成，装在焊与塔体壁的塔板支撑件上，塔身为焊制整体圆筒，不分塔节。
（2）边缘区宽度确定
取Ws=Ws′=0.065m Wc=0.035m （3）开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即
2πrx
Aa=2 x r2−x2+sin−1
0.0026×3600
其中x=
D
− Wd+Ws =
2
1.32
− 0.1534+0.065 =0.4316m
r=
D1.3−Wc=−0.035=0.615m 0.4316 +
π×0.6152
180
故 Aa=2×
sin−1
0.43160.615
（4）筛孔计算及其排列
苯—甲苯物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为
t=3d0=3×5=15mm 筛孔数目 n为
n= 开孔率为
1.155Aa
t=
1.155×1.460.015=7495个
d020.0052
∅=0.907 =0.907× =10.1%
气体通过阀孔的气速为
Vs1.0u0===9.78m s
筛板的流体力学验算 踏板压降
（1）干板阻力hc计算
干板阻力hc由下式计算，即
u02ρV
hc=0.051× ×
0L
由δ0=3=1.67，查手册得，c0=0.772
故hc=0.051× 0.772 ×806.3=0.0243m液柱 (2)气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1由下式计算，即
h1=βhL VS1.0
ua===0.812m s
TfF0=ua =0.812× =1.39kg s∙m
查手册，得β=0.61。 故 h1=βhL=β(hW+hOW)
=0.61× 0.047+0.013 =0.0366m液柱 (3)液体表面张力的阻力hς计算
液体表面张力所产生的阻力hς按下式计算，即
hς=ρ
4ςL
Lgd0
11d5
9.78
2
2.97
=806.3×9.81×0.005=0.0021m液柱
4×20.37×10−3
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hp=hc+h1+hς=0.0243+0.0366+0.0021
= 0.0831 m 液柱
气体通过每层塔板的压降为
∆Pp=hpρLg=0.063×806.3×9.81
=498.3pa
液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本里的塔径和液流量均不大，故可忽略 液面落差的影响。 液膜夹带
液沫夹带量由下式计算，即
3.25.7×10−6ua
ev=∙
LTf
hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m
故 ev=20.37×10−3× 0.40−0.15
=0.012kg液 kg气
故在本设计中液沫夹带量在ev允许范围内。 漏液
对筛板塔，漏液点气速u0.min可由下式计算，即 u0.min=4.4C0 L0LV =4.4×0.772× (0.0056+0.13×0.06−0.0021)×806.32.97 =5.946 m/s 实际孔速 u0=8.78m s>u0.min 稳定系数为 K=
u00.min
=
9.78
=1.64>1.5 5.7×10−6
0.812
3.2
故在本设计中无明显漏液。 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下述关系，即
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+0.047 =0.2235m 而 Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，hd可由下式计算，即
hd=0.153 u′0 2=0.153× 0.08 2=0.001m液柱 所以 Hd=0.063+0.06+0.001=0.124m液柱 Hd
故在本设计中不会发生液泛现象。
塔板负荷性能图
为保证设计出的筛板塔具有可操作性，这就要求要有一定的可调节范围。即在保证不发生异常现象的前提下，要允许流量在一定的范围内波动。将允许的最高气量与最低气量的比值称操作弹性。显然，操作弹性越大，则塔的可调节范围越宽，可操作性越强。工程上规定，一设计合理的筛板塔，其操作弹性应介于3～4之间。 漏液线
由u0.min=4.4C0 LςLV
Vs.min
U0.min=0 hL=hW+hOW
hOW
2.84Lh=E W
2所以
Vs.min
=4.4C0A0 0.0056+0.13 hW+
2.84LhρL
E −h0 WV
2
3
整理得
Vs.min=8.238 0.00961+S
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8—1 。
由上表数据即可作出液沫夹带线1。
液沫夹带线
以ev=0.1kg液 kg气为限，求VS—LS关系如下： 由 ev=
5.7×10−6
ςL
ua
T−hf
H
3.2
VsVs
ua===0.812Vs
Tf hf=2.5hL=2.5 hW+hOW hW=0.047 hOW故
hf=2.5(0.047+s=0.1175+s 所以
HT−hf=0.4−(0.1175+s=0.283−s 5.7×10−60.812Vs
ev= 0.283−s整理得 Vs=2.19−14.29Ls
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表8—2。
由上表数据即可作出液沫夹带线2
2
23
23
222
2.843600Ls=×1× =s 2
3.2
=0.1
序言
化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过化工原理课程设计，要求我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计达到如下目的：
（1）．巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； （2）．培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力； （3）．熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；
（4）．学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； （5）．训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；
（6）．通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； （7）．学会编写设计说明书。
它的分离原理如下：
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泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，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。
设计方案简介
具体计算与分析
精馏塔的物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯摩尔质量: MA=78.11kg∙mol−1 甲苯摩尔质量 :MB=92.13kg∙mol−1 原料苯的质量分数：40% 塔顶笨的质量分数：98% 塔釜甲苯的质量分数：97% 0.4 78.11
xF==0.440
xD=xW
xF---------料液流率
xD，xW------------分别为塔顶，塔底产品的摩尔分数 物料衡算
0.98 78.11
=0.983
0.03 78.11
==0.035
F=D+W FxF=DxD+Wxw
6×107
F==8333.33kg∙h−1
8333.33×0.48333.33×0.6F=+=96.946kmol∙h−1
F(XF−XW)96.946×(0.440−0.035)
D===41.417kmol∙h−1
DWW=
F(XD−XF)96.946×(0.983−0.440)
==55.529mol∙h−1
DW
L= R+1 D=3.202×41.417=132.60kmol h
V=L+D=132.60+41.417=174.10kmol h
式中 F------原料液流率
D------塔顶产品（馏出液）流率 W------塔底产品（釜液）流率
塔板数的确定
理论塔板数NT的求取
苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 (1)求R =2.475 2.475xy=
由于是泡点进料，则q=1 xF=0.440 xe=XF=0.440 ye=0.660 最小回流比 Rmin=R=1.5Rmin=2.202
（2）精馏段操作线方程
RxD2.202x0.983y=x+=x+=0.6877x+0.3070
xD−yeye−xe
=0.660−0.440=1.468
0.983−0.660
xd=xF=0.440 yd=0.6877×0.440+0.3037=0.6096 （3）提馏段操作线方程
由b(0.035，0.035)，d(0.440，0.6096)两点得提馏段方程： y=1.4187x-0.0146 精馏段的理论板数：
y1=xD=0.983 x1=0.959 y2=0.966 x2=0.920 y3=0.940 x3=0.863
y7=0.714 x7=0.503
y8=0.653 x8=0.431
y9=0.598 x9=0.375 y10=0.518 x10=0.302 y11=0.414 x11=0.222 .
.
.
y15=0.054 x15=0.023
80.1+110.6
2
...
...
...
=95.15℃
粘度 μ苯=0.245mpa∙s μ甲苯=0.284mpa∙s μav= xiμi=0.44×0.275+0.56×0.284=0.267
E=0.49(∂∙μav)−0.245=0.49×(2.475×0.267)−0.245=0.5423
实际塔板数： N精= N提
精馏塔的工艺条件及有关物性数据 操作压力
操作塔顶压力 PD=100.3+4=105.3kpa 每层塔板压降 ∆P=0.7kpa
进料板压力 PF=105.3+0.7×15=115.8kpa 精馏段平均压力 Pm= 操作温度
塔顶温度 tD=82.56℃ 进料板温度 tF=93.25℃ 精馏段平均温度 tm=
平均摩尔质量衡算
塔顶 y1=xD=0.983 x1=0.959
MVDm=0.983×78.11+ 1−0.983 ×92.13=78.35kg kmol MLDm=0.959×78.11+ 1−0.959 ×92.13=78.68kg kmol 进料板 x8=0.431 y8=0.653
MVFm=0.658×78.11+(1−0.653)×92.13=83.36kg kmol MLFm=0.431×78.11+ 1−0.431 ×92.13=86.09kg kmol 精馏段平均摩尔质量
MVm=MLm
平均密度 (1)气相平均密度
ρVm
PmMVm110.55×80.66===2.97kg m3
Tm78.35+83.36
=80.86kg kmol
78.68+86.09==82.39kg kmol
82.56+93.25
2105.3+115.8
2
M8==15 M6===12 =110.55kpa
=87.91℃
(2)液相平均密度 ρ
1
Lm
=
αiPi
由 tD=82.56℃
ρA=812.40kg∙m−3 tF=93.25℃
ρA=800.40kg∙m−3 ρB=800.00kg∙m−3 进料板液相的质量分率：
0.431×78.11
αA==0.392
ρLFm=
1
=800.15kg∙m−3
812.40+800.15
=806.30kg∙m−3
精馏段液相平均密度：
ρLm=
液体平均表面张力 液体平均表面张力计算：
ςLm= xiςi
塔顶液相平均表面张力： 由tD=82.56℃，查手册，得
ςA=20.89mN m ςB=21.42mN m ςLFm=0.983×20.89+0.017×21.42=20.90mN m
进料板液相平均表面张力的计算 由tF=93.25℃
ςA=19.50mN m ςB=20.11mN m
ςLFm=0.431×19.50+ 1−0.431 ×20.11=19.85mN m
精馏段液相平均表面张力：
ςLm=
液体平均黏度
液体平均粘度按下式计算：
20.90+19.85
=20.37mN m
lgμLm= xilgμi
塔顶液相平均黏度的计算： 由tD=82.56℃，查手册得：
μA=0.301mpa∙s μB=0.305mpa∙s
lgμLDm=0.983× lg0.301 +(1−0.983)lg0.305
解得 μLDm=0.302mpa∙s 进料板液相平均黏度的计算： 由tF=93.25℃，查手册得
μA=0.277mpa∙s μB=0.284mpa∙s
lgμLFm=0.626×lg0.277+(1−0.626)lg0.284
解得 μLFm=0.281mpa∙s 精馏段液相平均黏度为：
μLm=
精馏塔的塔体工艺尺寸 精馏段塔径
精馏段的气、液相体积流速分别为：
Vs=
VMVm132.60×80.66
==1.00m3 s
Vm0.301+0.265
=0.283mpa∙s
LMLm91.2×82.39Ls===0.0026m3 s
Lm由umax=C
LVρV
C-------蒸汽负荷因子 ρL---------液相密度 ρV---------气相密度
LsρL0.0026806.3 =× =0.0428m sV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
1
2
1
由史密斯关联图查得C20=0.072
ςL0.220.370.2
C=c20 =0.073× =0.0723
umax=0.0723×
取安全系数为0.7，则空塔流速
u=0.7×umax=0.7×1.203=0.8323m s
所以精馏段塔径：
D=
取D=1.3m 塔截面积：
π2π
AT=D=×1.302=1.327m2
实际空塔流速：
u=
精馏塔有效高度 精馏塔有效高度为：
Z精== N精−1 HT= 15−1 ×0.4=5.6m
提馏段有效高度为：
Z提= N提−1 HT= 12−1 ×0.4=4.4m
在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为：
Z=Z精+Z提+0.8=5.6+4.4+0.8=10.8m
塔板主要工艺尺寸的设计 溢流装置的计算
为提高传热和传质的效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，液体在塔板上常采用不同的溢流方式。主要有单溢流，双溢流，阶梯双溢流，U型流等几种形式。确切的选择方式见下表：
1.00
=0.753m s 4VS4×1.00
= =1.237m 806.3−2.97
=1.189m s
因塔径 D = 1.3m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受溢盘。各项设计如下： （1）堰长lW
是维持板上液位，保证两相接触时间的装置，一般有平堰与齿形堰两种，多采用平堰。
取 lW=0.66D=0.66×1.3=0.858m （2）溢流堰高度hW
由 hW=hL−hOW
选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即
hOW=
近似取E = 1，则
hOW=
2.840.0026×3600
×1× =0.013m 2
22.84LW
E W
取板上清液层高度 hL=60mm 故 hW=0.06−0.013=0.047m （3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由
lWD
=0.66 查手册可得
AfAT
=0.0722
WdD
故 Af=0.0722AT=0.722×1.327=0.0958m2 Wd=0.124D=0.124×1.237=0.1534m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即
3600AfHT3600×0.0958×0.40
==14.74s>5s h 故降液管设计合理。若不能满足，则需通过加大板间距及塔径的方法来解决。
（4）降液管底隙高度h0
θ=
h
h0=3600l
L
wu0
取 u′0=0.08m s
则 h0=3600×0.858×0.08=0.037m hw−h0=0.047−0.037=0.010m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受溢盘，深度h′w=50mm。 塔板布置 （1）塔板的分块
因 D≧800 mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4 块。 分块式塔板即降液区以外的部分是由若干块钢板组装而成，装在焊与塔体壁的塔板支撑件上，塔身为焊制整体圆筒，不分塔节。
（2）边缘区宽度确定
取Ws=Ws′=0.065m Wc=0.035m （3）开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即
2πrx
Aa=2 x r2−x2+sin−1
0.0026×3600
其中x=
D
− Wd+Ws =
2
1.32
− 0.1534+0.065 =0.4316m
r=
D1.3−Wc=−0.035=0.615m 0.4316 +
π×0.6152
180
故 Aa=2×
sin−1
0.43160.615
（4）筛孔计算及其排列
苯—甲苯物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为
t=3d0=3×5=15mm 筛孔数目 n为
n= 开孔率为
1.155Aa
t=
1.155×1.460.015=7495个
d020.0052
∅=0.907 =0.907× =10.1%
气体通过阀孔的气速为
Vs1.0u0===9.78m s
筛板的流体力学验算 踏板压降
（1）干板阻力hc计算
干板阻力hc由下式计算，即
u02ρV
hc=0.051× ×
0L
由δ0=3=1.67，查手册得，c0=0.772
故hc=0.051× 0.772 ×806.3=0.0243m液柱 (2)气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1由下式计算，即
h1=βhL VS1.0
ua===0.812m s
TfF0=ua =0.812× =1.39kg s∙m
查手册，得β=0.61。 故 h1=βhL=β(hW+hOW)
=0.61× 0.047+0.013 =0.0366m液柱 (3)液体表面张力的阻力hς计算
液体表面张力所产生的阻力hς按下式计算，即
hς=ρ
4ςL
Lgd0
11d5
9.78
2
2.97
=806.3×9.81×0.005=0.0021m液柱
4×20.37×10−3
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hp=hc+h1+hς=0.0243+0.0366+0.0021
= 0.0831 m 液柱
气体通过每层塔板的压降为
∆Pp=hpρLg=0.063×806.3×9.81
=498.3pa
液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本里的塔径和液流量均不大，故可忽略 液面落差的影响。 液膜夹带
液沫夹带量由下式计算，即
3.25.7×10−6ua
ev=∙
LTf
hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15m
故 ev=20.37×10−3× 0.40−0.15
=0.012kg液 kg气
故在本设计中液沫夹带量在ev允许范围内。 漏液
对筛板塔，漏液点气速u0.min可由下式计算，即 u0.min=4.4C0 L0LV =4.4×0.772× (0.0056+0.13×0.06−0.0021)×806.32.97 =5.946 m/s 实际孔速 u0=8.78m s>u0.min 稳定系数为 K=
u00.min
=
9.78
=1.64>1.5 5.7×10−6
0.812
3.2
故在本设计中无明显漏液。 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下述关系，即
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+0.047 =0.2235m 而 Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，hd可由下式计算，即
hd=0.153 u′0 2=0.153× 0.08 2=0.001m液柱 所以 Hd=0.063+0.06+0.001=0.124m液柱 Hd
故在本设计中不会发生液泛现象。
塔板负荷性能图
为保证设计出的筛板塔具有可操作性，这就要求要有一定的可调节范围。即在保证不发生异常现象的前提下，要允许流量在一定的范围内波动。将允许的最高气量与最低气量的比值称操作弹性。显然，操作弹性越大，则塔的可调节范围越宽，可操作性越强。工程上规定，一设计合理的筛板塔，其操作弹性应介于3～4之间。 漏液线
由u0.min=4.4C0 LςLV
Vs.min
U0.min=0 hL=hW+hOW
hOW
2.84Lh=E W
2所以
Vs.min
=4.4C0A0 0.0056+0.13 hW+
2.84LhρL
E −h0 WV
2
3
整理得
Vs.min=8.238 0.00961+S
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表8—1 。
由上表数据即可作出液沫夹带线1。
液沫夹带线
以ev=0.1kg液 kg气为限，求VS—LS关系如下： 由 ev=
5.7×10−6
ςL
ua
T−hf
H
3.2
VsVs
ua===0.812Vs
Tf hf=2.5hL=2.5 hW+hOW hW=0.047 hOW故
hf=2.5(0.047+s=0.1175+s 所以
HT−hf=0.4−(0.1175+s=0.283−s 5.7×10−60.812Vs
ev= 0.283−s整理得 Vs=2.19−14.29Ls
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表8—2。
由上表数据即可作出液沫夹带线2
2
23
23
222
2.843600Ls=×1× =s 2
3.2
=0.1