(9) 降液管不发生液泛的校核；
Hd=hw+how+△+hr+hp
式中：Hd——降液管内液层高度；hw——堰高；how——堰上液层高度；hr——液体通过降液管的压降；hp——液体通过一块板的压降。
hr=hr1+hr2
式中：h0——降液管底部与塔板之间的缝隙宽度（一般不宜小于20～25mm）；hr1——液体流经降液管底部缝隙的压降；hr2——液体流经进口堰的压降；A0——液体流经进口堰时的最窄截面。
2
上述计算中，取h0=0.035m、A0=lw×h0=1.3×0.035=0.04725m
hr=hr1+hr2=0.02396+0.01566=0.03962m
－8
Hd=0.06+0.00385+4.53×10+0.03962+0.219=0.361m
为防止液泛，降液管的总高度应大于管内泡沫层的高度，即：(HT+hw)≥（式10-33） θ为相对泡沫密度，一般情况下可取：θ=0.65 (下册P183)
∴Hd/θ－hw=0.316/0.65－0.06=0.426m＜HT=0.60m ∴不会发生液泛。 (10) 降液点气速的计算：
a) 板上清液层高度(用式10-41， P186)
hc=0.0061+0.725hw－0.006F+1.23(Ls/lw) 0.50.5
(式中F动能因子)F=Ua?g=0.775×2.728=1.753、b—平均液流宽度为0.5(lw+D)
－4
hc=0.0061+0.725×0.05－0.006×1.280+1.23×8.06×10/007875=0.0359m b) 漏液点气速的计算：
由hc查P186图10-49得：干板压降hd为：0.0176m水柱=0.02066 m液柱 用式12-21(P207)计算漏液点气速得：
式中：C0——孔流系数，已求得实际孔速为：U0=8.457m/s
筛板塔的稳定系数K为：K=U0/U0w=8.457/3.029=2.7927>(1.5～2.0)(依据P185，式10-40)，所以不会发生漏液。
(11) 塔高
104块塔板，安装4个人孔，孔径600mm，塔釜取2 m，裙座取2m，第一块板到塔顶取1m，板间距HT=0.60m，所以塔高H总=65.4m。
五、乙苯—苯乙烯塔附属设备计算 （1） 进料泵P—1：
3
Q=32.02t/h=32.02/ρ=32.02/0.8=40.025m/h
泵进料管线DN125，流速U=1.0m/s 当量长度=55m
Re=d uρ/μ=0.125×1×0.8×1000/0.00317=31545 为湍流
管线为无缝钢管ε=0.15
相对粗糙度ε/d=0.15/125=0.0012 查表：λ=0.03
22
管线阻力降=λ (L/d )u/2=0.03×55×1/0.125/2=6.6m 塔压185mmHg=2.5mH2O
总阻力降ΔP=管线阻力降+静压(含裙座高度)+塔压 =6.6+(35+5)+2.5=49.1m
根据Q=40.025m,ΔP=49.1m，选P-1泵为150Y-75B(流量95m/h，扬程52m)。 （2）塔顶回流及塔顶采出泵P-2：
333
Q=16.33/0.8=20.41m/h，R=12.145，L=10.8 m/h，D=0.97m/h；
泵进料管线DN100，流速U=0.9m/s 回流管线为DN65，当量长度=100m，
2
管线阻力降=λ (L/d) u/2=18. 7m 静压=70mH2O
总阻力降ΔP=88.7m
33
根据Q=20.41 m/h，ΔP=88.7m，选P-2泵为100Y-120B(流量53m/h，扬程99m)。 （3）塔底回流及塔底采出泵P-3：
3
Q=15.69/0.8=19.61m/h
泵出口管线DN125，流速U=0.7m/s。 当量长度=30m
2
管线阻力降=λL/d u/2=1.8m 静压=10mH2O(含裙座高度) 再沸器阻力降=40m 总阻力降ΔP=51.8m
33
根据Q=19.61 m/h，ΔP=51.8m，选P-3泵为150Y-75B(流量95m/h，扬程52m)。
（4）塔顶回流罐：
3
塔顶出料流量=16.33/0.8=20.41m/h
3
塔顶回流罐容积=20.41/0.5=40.82M
3
选容积为45M左右，P=185mmHg×1.5=277.5 mmHg的卧式罐作为回流罐 乙苯—苯乙烯塔操作条件： 进料温度℃：97.77 塔顶温度℃：87.27 塔底温度℃：108.98 塔高m：65.4
塔顶压力mmHg：185 塔底压力mmHg：261.44 塔板数：104
进料位置：第51块 最小回流比：9.34 回流比：12.145 A、进料泵P-1：
3
流量m/h：40.025 总阻力降ΔP m：49.1 泵型号：150Y-75B
B、塔顶回流及塔顶采出泵P-2：
3
流量m/h：20.41
总阻力降ΔP m：88.7 泵型号：100Y-120B
C、塔底回流及塔底采出泵P-3：
3
流量m/h： 19.61
3
总阻力降ΔP m：51.8 泵型号：150Y-75B D、塔顶回流罐：
3
容积M：45
压力mmHg：277.5
（5）塔顶冷凝器负荷计算 乙苯塔附属设备的计算 Ａ、塔顶冷凝器
P顶=185 mmHg △P=8mmHg ∴P=185-8=177 mmHg T=48℃=48+273=321K
用下列公式试差计算e、xi、yi
xi=zi/〔(1-Ki)e+Ki〕 ①
o
lnPi=A-B/(T+C) ② 化学工程手册上卷P1-109表5-3 y=Kixi ③
o
Ki=Pi/P ④
表31
组Vi(kmol/h) T=48℃ 设e=0.99
zi o
分 (R+1)D Pi(mmHg) Ki xi yi
B TB EB Sty Σ
22.624 56.44 524.477 1.452 604.933
0.0374 0.0933 0.867 0.0024 1.0000
249.810 83.979 31.718 21.797
1.4114 0.4745 0.1792 0.1231
0.0372 0.0525 0.0938 0.0445 0.8742 0.1567 0.0024 0.0003 1.0076 0.2535
∴假设成立e=0.99 1）物料冷凝放热
物料冷却平均温度T=（87.267+48）/2+273=340.63K 物料冷凝温度 t=48℃
23
计算出各组分的Cpi(g)值： Cpi=A+BT+CT+DT
在查出各组分的△H值，然后根据公式Cp=ΣCpizi △H=Σ△Hixi 计算结果列表
表32
△Hi
组成 zi xi Cp（K） Cpizi ikcal/kmol．
（kcal/kmol．K） B TB EB Sty
0.0374 0.0933 0.867 0.0024
0.0372 0.938 0.8742 0.0024
21.706 27.402 33.544 31.739
0.8118 2.5566 29.0826 0.0762
7781.897 8445.878 9825.745 10075.159
△Hixi 289.487 788.000 8589.666 24.18
Σ 1.0000 1.0076 32.5272 9691.333
冷凝液量B=V．e=604.933×0.99=598.884kmol/h 未凝气量=V-B=604.933-598.884=6.049 kmol/h ∴Q放=VCp△T+B△H
=604.933×32.527×(87.267-48)+598.884×9691.333
=6576627.511kcal/h 2）冷却水用量
CpH2O(l)=1kcal/kg．K
GH2O(l)= Q放/[ CpH2O(l)(t出-t入)]=6576627.511/（40-25）
=438441.83kg/h
3）换热面积
△tm=[(87.267-25)-(48-40)]/ln[(87.267-25)/(48-40)]=26.45℃
2
K取400kcal/mh℃ （《化学工程手册》P6-117 表9-2）
2
A=Q放/K△tm=6576627.511/（400×26.45）=621.61 m
4）选型
根据工艺要求选择浮头式冷凝器 ①冷凝器热量衡算
Q冷=（R+1）V（HVD-HLD）
由《化工设计手册》P16-30及P16-206查得：以0℃为计算基准查得0～100℃下的各组分的平均热容Cpi 及0℃的汽化热列表如下：
表33
0～100℃的平均热容Cpi 0℃的汽化热?
组分
气体（a）kcal/kmolK 液体（b）kcal/kmolK Kcal/kg Kcal/kmol
B TB EB Sty
21.23 26.92 33.22 31.47
34.476 39.836 44.438 43.992 表34
Hvi(kcal/kmol) a(t顶-0)+c 10198.678 11733.228 13181.010 13042.292
HLi=b(t顶-0) HLD=ΣHLixDi
计算结果列表：
表35 HLi(kcal/kmol) b(t顶-0) 3008.617 3476.368
HLD(kcal/kmol) HLi ．xDi 112.522 324.345 107 102 97 99
8346 9384 10282 10296
(a)已知t顶=87.267℃ 求HVD
HVD(kcal/kmol)
Hviyi
381.431 1094.71 11427.936 31.302 12935.379
组分 B TB EB Sty Σ (b)求HLD
yi 0.0374 0.0933 0.867 0.0024 1.0000
组分 B TB
xDi 0.0374 0.0933
EB 0.867 3877.971 Sty 0.0024 3839.050
Σ 1.0000
∴Q冷=（R+1）V(HVD-HLD)
=(12.145+1)×46.02×(12935.379-3808.281) =5521281.862kcal/h
②进料液带入的热量QF
已知：tf=97.77℃ Hf=Σhfixfi Hfi=(tf-0)b QF=FHf
计算结果列表：
表36
Hfi（kcal/kmol）
组分 xfi
(tf-0)b
TB EB Sty Σ
0.0092 0.9881 0.0027 1.00000
3894.766 4344.703 4301.098
3362.2 9.214 3808.281
Hfi ．xfi （kcal/kmol）
35.832 4293 9.301 4338.133
∴QF=FHf=94.522×4338.133=410049.007kcal/h ③塔釜液带出的热量Qw t釜=108.98℃ QW=WHLW
HLWi=( t釜-0)b HLw=ΣHLWixWi 计算结果列表：
表37
HLwi（kcal/kmol）
组分 xWi
( t釜-0)b EB Sty Tar Σ
0.0027 0.9969 0.00035 1.000
4842.853 4794.248 4794.248
HLw（kcal/kmol）
HLWixWi
13.076 4779.386 1.678 4794.14
∴QW=W HLw=44.0453×4794.14=211159.335kcal/h ④再沸器的热量Q再 假设热损失率为4%
Q再`=QW+Q冷-QF+DHLD
=211159.335+5521281.862-410049.007+46.02×3808.281 =5497649.282kcal/h
Q再=1.04 Q再`=5717555.253kcal/h B、再沸器的计算 1）加热蒸汽消耗量
2
在3kg/cm和132.9℃下△HH2O=517.1kcal/kg
GH2O=Q再/△HH2O=5717555.253/517.1=11056.962kg/h 2）换热面积
2
取K=400kcal/mh℃