溢流堰长lw
取堰长为0.6D，则LW?0.6?1.2?0.72m 出口堰高hw
由hw?hl?how,选用平直堰,堰上液层高度how'?式中 how──堰上液流高度，m； ls──塔内平均液流量，m3/h； lw ──堰长，m；
E ──液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。
近似取E=1,则 精馏段：
2.84?Ls??E??? 1000?Lw?23how?2.84?3.6??E????0.0083m 1000?0.72?23提馏段：
how'?2.84?24.166??E????0.0266m 1000?0.72?235.3弓形降液管宽度Wd和截面Af
由
lw?0.6 查右图得： D?0.05、
AfATWd?0.1 D则有
Wd?0.1?1.2?0.12m Af?0.05?3.14?1.22?0.057m2 4计算液体在降液管中停留时间， 以检验降液管面积
t精?AfHTLs??0.057?0.45?25.65s?5s
0.001t提?AfHTLs'0.057?0.45?5.34s?5s
0.0048故符合要求。
取边缘区宽度 WC =0.035 m ，破沫区宽度 WS =0.065 m 。
?2?1x??开孔区面积按Aa?2?xR2?x2?Rsin?计算 180R??x?D1.2D1.2??Wd?WS????0.12?0.065??0.545、R??Wc??0.035?0.5652222
?0.545??2故Aa?2?0.545?0.5652?0.5452? ?0.5652?sin?1?0.83m?1800.565??5.4降液管底隙高度
ho?lslwu0'
式中u0 ──降液管底隙处液体流速，m/s 根据经验一般u0=0.07-0.25m/s
取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则
h（精）?oLR0.0010??0.0174m
lw?0.080.72?0.08Ls0.0048??0.0833m
lw?0.080.72?0.08h（提）?o5.5筛孔计算及其排列
采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm
一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作，实验结果表明此时阀孔动能因子Fo为8 ~11。所以，取阀孔动能因子 Fo = 10 ， 用式uo ? ρ
Fo?12V 求孔速
V为气相密度。
精馏段：uo ? 提馏段：
uo ? FoFo? ? 12102.7312 ? 6.05 m/s
V? ? 12102.9712 ? 5.80 m/s
VVh依式N =0.232×求塔板上的理论浮阀数，即
u0精馏段：
Vh3147.12N = 0.232×= 0.232×=121
u06.05 提馏段：
Vh3346.56 N = 0.232×= 0.232×=134
u05.80浮阀排列方式采用等腰三角形叉排（如图）。取同
一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t’， 精馏段：
t,? Aa0.83 ? ?0.097 m? 97 mm N?t121?0.075 Aa0.83 ? ?0.085 m? 85 mm N?t131?0.075 提馏段：
t, ? 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于此值，故取 精馏段：t’ = 90mm = 0.09 m 。 提馏段：t’ = 80mm = 0.08 m
按t=75 mm，t’= 90 mm 和t’= 80 mm以等腰三角形叉排方式作图，见附图,排得精馏段实际阀数 118 个、提馏段实际阀数133个
5.6精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度的计算：Z1错误！未找到引用源。 = 10
×0.45=4.5m错误！未找到引用源。
提馏段有效高度的计算：Z2 = 13×0.45=5.85m
人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm。 此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m人孔直径HT，为0.5m. 人孔数：S= (24/5)-1 = 3.8
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，塔顶空间高度通HD常取1.0-1.5m：此处取1.2m
塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。
此处塔底空间高度HB 取1.5m。
进料段高度HF取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比HT大，此处取0.5m 塔高：H =HD+(N-2-S) HT+SHT，+HF+HB =1.2+（24-2-3）×0.45+4×0.5+0.5+1.5 =13.75m
第6节 塔板流体力学验算
6.1气相通过浮阀塔板的压强降
气相通过塔板的压降hf包括：干板压降hd、液层助力hL以及克服液体表面张力的阻力项，最后一项一般很小，可以忽略。 所以可以根据hf=hd+hL计算压降。 ① 干板阻力hd：
对F1重型阀，质量为34g，阀孔直径39mm,阀片全开有，
5.34??v?u20hd??l?2?g
则， 精馏段：
5.34??v?u205.34?2.73?6.052hd???0.034 m液柱
?L?2?g792.6?2?9.81提馏段：
5.34??v?u205.34?2.97?5.82hd???0.034 m液柱
?L?2?g795.13?2?9.81② 板上充气液层阻力hL：
对浮阀塔：hL=εo×（hw+how）
本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 εo = 0.5。 精馏段：hL=εo×（hw+how）=0.5×（0.06+0.0083）=0.0342 m液柱 提馏段；hL=εo×（hw+how）=0.5×（0.06+0.0241）=0.0421 m液柱 则单板压降 △PP = hf ×ρL ×g
精馏段：△PP = hf×ρL×g=0.0682×792.6×9.81=529.7Pa 提馏段：△PP = hf×ρL×g=0.0761×795.1×9.81=593.0Pa 6.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ（HT + hW ） Hd 可用下式计算，即Hd = hw + how + hf+hof+Δ
式中：hw 为堰高，m。how为堰上液层高，m。hf为气相塔板压降，m液柱。 hof为液相在降液管内的阻力损失，m液柱。Δ为板上液面落差，一般很小，可以忽略。
① 气相通过浮阀塔板的压强降hf ： 精馏段：hf=0.0682 m液柱 提馏段：hf=0.0761 m液柱
?Ls?② 液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，故按式hof =0.153×?Lw?h?计
0??2算 精馏段
2?Ls?0.001?? hof = 0.153×?Lw?h?= 0.153×??= 0.0010 m液柱 0???0.72?0.0174?2提馏段
2?Ls??0.0048?hof = 0.153×?Lw?h?= 0.153×??= 0.0010 m液柱 0???0.72?0.0833?2