化工原理课程设计任务书
姓名：熊茂专业：生物工程班级：生物 2010
一、设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏浮阀塔设计
二、设计任务及操作条件
设计任务：
（1）原料液中含正辛烷46.5 %(质量)
（2）塔顶馏出液中含正辛烷不得高于2%(质量)
（3）年产纯度为97.8%的正辛烷3万吨
操作条件
（1）塔顶压力：4kPa（表压）
（2）进料热状态：泡点进料
（3）回流比：R=1.8Rmin
（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）
（5）单板压降：≤0.7kPa
（6）全塔效率：ET=59%
三、塔板类型
F1型浮阀塔
四、工作日
每年运行300天，每天工作24小时
五、公司厂址
厂址：重庆市长寿区新工业园区胜利路128号
六、具体设计内容
设计说明书的内容
（1）精馏塔的物料衡算
（2）塔板数的确定
（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（5）塔板主要工艺尺寸的计算
（6）塔板的流体力学验算
（7）塔板负荷性能图
设计图纸要求
（1）绘制生产工艺流程图
（2）精馏塔的工艺条件图（双溢流浮阀塔）
（3）设计基础数据表
目录
一、绪论 (4)
1．设计方案的思考 (4)
2.设计方案的特点 (4)
3．工艺流程的确定 (4)
二、设备工艺条件的计算 (5)
1．设计方案的确定及工艺流程的说明 (5)
2．全塔的物料衡算 (5)
2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (5)
2.2 平均摩尔质量 (5)
2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (5)
3．塔板数的确定 (6)
3.1相对挥发度的计算 (6)
3.2平衡线方程求算 (6)
3.3精馏塔的气、液相负荷 (6)
3.4精馏段、提馏段操作线方程 (6)
4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 (8)
4.1 操作压力的计算 (8)
4.2操作温度的计算 (8)
4.3 平均摩尔质量的计算 (8)
4.4 平均密度的计算 (9)
4.5 平均粘度的计算 (9)
4.6 平均表面张力的计算 (10)
5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)
5.1精馏段塔径的计算 (10)
5.2提馏段塔径的计算 (11)
5.3 精馏塔有效高度的计算 (12)
6、塔板主要工艺尺寸的计算 (12)
6.1 精馏段 (12)
6.2提馏段 (15)
7．浮阀的流体力学验算 (17)
7.1 精馏段 (17)
7.2提馏段 (19)
8、塔板负荷性能图 (21)
8.1精馏段负荷性能图 (21)
8.2 提馏段负荷性能图 (23)
三、计算结果总汇 (24)
四、结束语 (26)
五、符号说明： (26)
六、参考文献 (28)
设计基础数据表
表一正庚烷、正辛烷的密度
表二正庚烷、正辛烷的粘度
表三正庚烷、正辛烷的表面张力
表四正庚烷、正辛烷的饱和蒸汽压
一、绪论
1．设计方案的思考
通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。
2.设计方案的特点
浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。
3．工艺流程的确定
原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图
二、设备工艺条件的计算
1．设计方案的确定及工艺流程的说明
本设计任务为分正庚烷-正辛烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2．全塔的物料衡算
2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
正庚烷和正辛烷的相对摩尔质量分别为100.20 kg/kmol 和114.22kg/kmol 。
5673.022
.114/5.4620.100/5.5320
.100/5.53=+=
F x
9806.022
.114/2.220.100/8.9720
.100/8.97=+=D x
0227.022
.114/982.100/22
.100/2=+=W x
2.2 平均摩尔质量
kg/kmol 06.26531＝114.220.5673)－(1＋0.567300.21＝ M F ?? kmol kg M D /4713.100114.22×0.9806)－(10.9806×2.100=+=
()kg/kmol 9013.11322.1140227.010227.02.100=?-+?=W M
2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有： h kg /6667.416624h)300000000kg/(03W =?=,全塔物料衡算：
釜液处理量 h kmol W /5813.369013
.1136667
.4166==
总物料衡算 W D F +=
苯物料衡算 W D F 0227.09806.05673.0+= 联立解得 kmol/h 48.2025 D = kmol/h 84.7838 F =
3．塔板数的确定 3.1相对挥发度的计算
T=98.5℃时，P oA =103.649KPa ， P °B =45.656KPa
α1= P A / P B =103.649/45.656=2.270
T=125.8℃时，P °A =217.34KPa ， P °B =104.995KPa
α2= P A / P B =217.34/104.995=2.070
则 α=21α×α= 2.070×270.2=2.168 3.2平衡线方程求算
汽液相平衡方程：y=α*x/[1+(α-1)x]=2.168x/(1+1.168x)
x=y/[α-(α-1)x]=y/(2.168-1.168y)
最小回流比及其操作回流比的求解： x δ=x F =0.5673， y δ=0.7397 Rmin=(x D -y δ)/(y δ-x δ)
=(0.9806-0.7397)/(0.7397-0.5673) =1.3973
取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×1.3973=2.5151
3.3精馏塔的气、液相负荷
L=R ×D=2.5151×48.2025=121.2341kmol/h V=(R+1)×D=3.5151×48.2025=169.4366kmol/h L ′=L+F=121.2341+84.7838=206.0179kmol/h V ′=V=169.4366kmol/h
3.4精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线：y=L/V ×x+D/V ×x D =0.7155x+0.2844
提馏段操作线：y ′=L ′/V ′×x ′－W/V ′×x w =1.2159x ′-0.0049 两操作线交点的横坐标为
5673.01
2.51510.5673
×)15151.2()1()1(=++=+-++=
q R x q x R x D F f
理论板数的计算：先交替使用相平衡方程：x= y/(2.168-1.168y)与精馏段操作线方
程：
y=0.7155x+0.2844计算如下： y ?=D x =0.98069589.01=??→?x 相平衡
=2y 0.97059381.02=??→?x 相平衡
9085.0.033=??→?=x y 相平衡
8680.09345.044=??→?=x y 相平衡
8154.09055.055=??→?=x y 相平衡 7518.08678.066=??→?=x y 相平衡 6810.08223.077=??→?=x y 相平衡
6091
.07716.088=??→?=x y 相平衡
)5673.0(＜x 5429.07202.0f 99=??→?=x y 相平衡 由计算可知第9板为加料板。
以下交替使用提馏段操作线方程：y ′=1.2159x ′-0.0049与相平衡方程：x=
y/(2.168-1.168y)计算如下：
4670.06552.01010=??→?=x y 相平衡 3727.05630.01111=??→?=x y 相平衡 2726.04483.01212=??→?=x y 相平衡
1828.03266.01313=??→?=x y 相平衡 1136.02174.01414=??→?=x y 相平衡
0662.01332.01515=??→?=x y 相平衡 0363.00756.01616=??→?=x y 相平衡
)0227.0(＜x 0185.00393.0W 1717=??→?=x y 相平衡由计算可得：
总理论塔板数为17（包括蒸馏釜）。
精馏段理论板数为8，第9板为进料板。 提馏段理论板数为9。
通过摩尔分数，正庚烷与正辛烷气液相平衡图可查出：9806.0=D x 时，2.99=D t ℃ 塔底： 0227.0=W x 时，8.130=W t ℃
全塔平均温度 m t =(t D +W t )/2=(99.2+130.8)/2=115℃
根据表二正庚烷与正辛烷的粘度数据利用差值法求得：s mPa A ?=192.0μ，
s mPa 233.0?=B μ
()()210.05673
.01233.05673.0192.01=-?+?=-+=F B F A m x x μμμ
59.021.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ
全塔板效率E T =0.59 理论板层数N T 的求取
精馏段实际塔板数 N 精=8/0.59=13.56≈14块 提馏段实际塔板数 N 提=9/0.59=15.25≈16块 4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 4.1 操作压力的计算
设每层塔压降： △P=0.7KPa （一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa ）
进料板压力： P F =101.3+14×0.7=111.1KPa 精馏段平均压力：Pm=(101.3+111.1)/2=106.2KPa 塔釜板压力： P W =101.3+30×0.7=122.3KPa
提馏段平均压力：Pm ′=(122.3+111.1)/2=116.7KPa 4.2操作温度的计算
利用上表数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度
1
936.05
.98865.011005.98--=--D t ,℃2.99=D t
加料板
77
.0766.0105456.0603.0110105--=--F t ，℃14.105=F t
塔底温度
227
.00120
0121.08.125120--=--W t ，℃8.130=W t
精馏段平均温度 ()17.1022/14.1052.99=+=m T ℃ 提镏段平均温度 ()℃97.1172/14.1058.130'
=+=m T
4.3 平均摩尔质量的计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算
由x D =y 1=0.9806 ，x 1=0.9589
M VDm=0.9806×100.20+(1-0.9806)×114.22=100.47kg/mol
M LDm=0.9589×100.20+(1-0.9589)×114.22=100.78kg/mol
b. 进料板平均摩尔质量计算
由y F=0.7202， x9=0.5429
M VFm=0.7202×100.20+(1-0.7202)×114.22=104.12kg/mol
M LFm=0.5429×100.20+(1-0.5429)×114.22=106.61kg/mol
c. 塔釜平均摩尔质量计算
由y′1=0.0393 ，x′1=0.0185
M′VWm=0.0393×100.20+(1-0.0393)×114.22=113.67kg/mol
M′LWm=0.0185×100.20+(1-0.0185)×114.22=113.96kg/mol
d. 精馏段平均摩尔质量
M Vm=100.47+104.12)/2=102.30kg/mol
M Lm=(100.78+106.61)/2=103.70kg/mol
e. 提馏段平均摩尔质量
M′Vm=(104.12+113.67)/2=108.90kg/mol
M′Lm=(106.61+113.96)/2=110.29kg/mol
4.4 平均密度的计算
a. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ气相由理想气体状态方程得
ρVm=P m M vw/RT m=(106.2×102.3)/[8.314×(273.15+102.17)]=3.48kg/m3
Ⅱ液相查t D=99.2℃时ρA＝611.788kg/m3ρB=635.980kg/m3
t F=105.14℃时ρA＝605.680kg/m3ρB=630.471kg/m3塔顶液相的质量分率
αA=(0.9806×100.20)/( 0.9806×100.20+0.0294×114.22)=0.9670
ρLDm=1/(0.9670/611.788+0.033/635.980)=612.557kg/m3
进料板液相的质量分率
αA=(0.5673×100.20)/(0.5673×100.20+0.4327×114.22)=0.5349
ρLFm=1/(0.5349/605.680+0.4651/630.471)=616.979kg/m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=(612.557+616.979)/2=614.768kg/m3
b. 提馏段平均密度的计算
Ⅰ气相由理想气体状态方程得
ρ′Vm=P m M vw/RT m=(116.7×108.90)/[8.314×(273.15+117.97)]=3.91kg/m3
Ⅱ液相查t w=130.8℃时,ρA＝578.4741kg/m3,ρB=627.302kg/m3αA=(0.0227×100.20)/(0.0227×100.20+0.9773×114.232)=0.0200
ρ′Lwm=1/(0.0200/578.474+0.9800/627.302)=626.252 kg/m3
提馏段平均密度
ρ′Lm=(616.979+626.252)/2=621.616kg/m3
4.5 平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算即
lgμLm=∑xilgμi
a．塔顶液相平均粘度的计算由t D=99.2℃查表二得
μA=0.209mPa.s μB=0.261mPa.s
lgμLDm=0.9806lg(0.209)+0.0194lg(0.261) =-0.678
μLDm=0.210mPa.s
b．进料板平均粘度的计算由t F=105.12℃查表二得μA=0.201mPa.s μB=0.246mPa.s
lgμLFm=0.5673lg(0.201)+0.4327lg(0.246) =-0.659
μLFm=0.219mPa.s
精馏段平均粘度
μLm=(0.210+0.219)/2=0.215mPa.s
c．塔底液相平均粘度的计算由t W=130.8℃查表二得μA=0.160mPa.s μB=0.203mPa.s
lgμLWm=0.0227lg(0.160)+0.9773lg(0.203) =-0.695
μLWm=0.219mPa.s
提馏段平均粘度
μL’m=(0.219+0.219)/2=0.219mPa.s
4.6 平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算即
ζLm=∑xiζi
a. 塔顶液相平均表面张力的计算由t D=99.2℃查表三得
ζA=12.73N/m ζB=14.23mN/m
ζLDm=0.9806×12.73+0.0194×14.23=12.76mN/m
b. 进料板液相平均表面张力的计算由t F=105.12℃查表三得
ζA=12.05mN/m ζB=13.71mN/m
ζLFM=0.5673×12.05+0.4327×13.71=12.77 mN/m
c. 塔底液相平均表面张力的计算由t W=130.8℃查表三得
ζA=9.76mN/m ζB=11.49mN/m
ζLWm=0.0227×9.76+0.9773×11.49=11.45 mN/m
精馏段液相平均表面张力
ζLm=(12.76+12.77)/2=12.77 mN/m
提馏段液相平均表面张力
ζ′Lm=(12.77+11,4)/2=12.11 mN/m
5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1精馏段塔径的计算
由上面可知精馏段 L=121.234kmol/h ，V=169.437kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为
V S=VM Vm/3600ρVm=(169.437×102.30)/(3600×3.48)=1.384m3/s
L S=LM Lm/3600ρLm=(121.234×103.7)/(3600×614.768)=0.00568m3/s
max u =2.020)02
.0(
σC C =由史密斯关联图⑶查得C 20再求 图的横坐标为 F lv = (L S / V S )×(ρl /ρv )0.5
=0.0545
取板间距，H T =0.6m,板上清液层高度取h L =0.07m ，则H T -h L =0.53 m
史密斯关联图如下
由上面史密斯关联图，得知 C 20=0.078
气体负荷因子 C= C 20×(ζ/20)0.2
=0.0713 U max =V V L C
ρρρ-=0.0713×48
.348
.3768.614-=0.945 取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8U max =0.8×0.945=0.756m/s
u
Vs D 785.0/=
=
0.756
×785.0384
.1=1.527m
按标准塔径圆整后为D=1.8m
塔截面积为At=0.785×1.8×1.8=2.54m 2
实际空塔气速为U 实际=1.384/2.54=0.544m/s
U 实际/ U max =0.544/0.945=0.576(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)
5.2 提馏段塔径的计算
由上面可知提馏段 L ′=206.017kmol/h ，V ′=169.437kmol/h
提馏段的气、液相体积流率为：
V ′S =V ′M Vm /3600ρ′Vm =(169.437×108.90)/(3600×3.91)=1.311m 3
/s
L ′S =L ′M Lm /3600ρ′Lm =(206.017×110.29)/(3600×621.616)=0.0102m 3
/s
max u =式中，负荷因子2
.020)02
.0(
σC C =由史密斯关联图⑶查得C 20再求 图的横坐标为 F lv =(L ′S / V ′S )×(ρ′l /ρ′v )0.5
=0.0981
取板间距，H T =0.60m ，板上清液层高度取h L =0.09m ，则H T -h L =0.51 m 由史密斯关联图，得知 C 20=0.076
气体负荷因子 C= C 20×(ζ/20)0.2
=0.0687 U max =V V L C
ρρρ-=0.0687×91
.391
.3616.621-=0.863m/s 取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8U max =0.8×0.863=0.604m/s
u
Vs D 785.0/=
=1.66m
按标准塔径圆整后为D=1.8m
塔截面积为At=0.785×1.8×1.8=2.54m 2
实际空塔气速为U 实际=1.311/2.54=0.516 m/s
U 实际/ U max =0.516/0.863=0.598(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)
5.3 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z 精=
T T
T
H E N =8.14m 提馏段有效高度为 Z 提=
T T
T
H E N =9.15m 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔有效高度为Z=Z 精+Z 提+0.8=8.14+9.15+0.8=18.09m 6、塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 精馏段
a ．溢流装置计算 因塔径 D=1.8m ，
所以可选取双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较短，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m 的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 1) 堰长lw
可取lw=0.70D=1.26m
2) 溢流堰高度hw
由hw=h L－how
选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有
how=2.84E
?
?
?
?
?
??
?
?
?
?3
2
W
l
L
×3
10-
并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.0182m
取板上清液层高度h L =0.07m 故 h w =0.0518m
3) 弓形降液管的宽度Wd 和截面积Af 由lw/D=0.7 查图可求得 A f /A T =0.09 Wd/D=0.15
A f =0.09×2.54=0.229 m 2
Wd=0.15×1.8=0.27 m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即 θ= A f ×H T /L s =0.229×0.60/ 0.00568=24.15s ＞5s 其中H T 即为板间距0.60m ，L s 即为每秒的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度h o h o = L s /（lw×uo'）
取u o '=0.1m/s(一般取u0′=0.07～0.25m/s 。) 则h o =0.00568/(1.26×0.1)
=0.0451m ＞0.02m
h w -h o =0.0518-0.0451=0.0067＞0.006 m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h ′w=55mm 。 b ．塔板布置
1) 塔板的分块
因为D ＞800mm ，所以选择采用分块式。 2) 边缘区宽度确定
取Ws=W’s= 90mm , Wc=60mm c ．开孔区面积计算
开孔区面积Aa 按下面式子计算，则有
Aa=2[x （r 2－x 2）0.5+πr 2/180×sin -1
（x/r ）] 其中 x=D/2－(Wd ＋Ws)=0.54
r= D/2－Wc=0.84
由上面推出 Aa=1.64m 2
d. 浮阀数与开孔率
预先选取阀孔临界动能因子F 0= 10；由F 0=10
vm u ρ可求阀孔气速=0u 5.36m/s
F-1型浮阀的孔径为39mm ，故每层塔板上浮阀个数为
21636
.5)039.0(4
384
.14
20
2
01≈?=
=
π
π
u d V N s
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心mm t 75= 则排间距=?=?=
216
075.064
.1'N t A t a 0.101m
考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用100mm,而应小一点，故取mm t 80'=，按mm t 75=，mm t 80'=以等腰三角叉排方式作图得阀孔数273=N
实际孔速s m u /244.4273
)039.0(4
384
.120=??=
π
阀孔动能因数为F 0=10
91.748.3244.40<=?=v u ρ
精馏段浮阀塔板得开孔率1282.0)8.1/039.0(273)/(220=?==D d N ? 此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。 6.2提馏段
a ．溢流装置计算
因塔径D=1.8m ，
所以可选取双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：
1) 堰长lw
可取lw=0.70D=1.26m
2) 溢流堰高度hw
由hw=h L －h ow 可选取平直堰，堰上层液高度h ow 由下列公式计算，即有
h ow =2.84×3
10-×E×(Lh/lw)
(2/3)
并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则 h ow =0.0269m
取板上清液层高度h L =0.09 m 故 hw=0.09-0.0269=0.0631 m 3) 弓形降液管的宽度Wd 和截面积Af
由lw/D=0.7 查图⑷可求得 Af/A T =0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09×2.54=0.229 m Wd=0.15×1.8=0.27 m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即 θ= A f×H T /L s = 0.229×0.60/ 0.0102=13.47s ＞5s 其中H T 即为板间距0.60m ，L h 即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度h o
h o = L s /（lw×u o '） 取 u o '=0.2m
则h o =0.0102/(1.26×0.2) =0.0405 m ＞0.02m
H w -h O =0.0631 -0.0405=0.0226m ＞0.006 m 故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h’w =55mm 。 b 塔板布置 1) 塔板的分块
因为D ＞800mm ，所以选择采用分块式。
2) 边缘区宽度确定
取Ws =W’s= 90mm , Wc=60mm
c 开孔区面积计算
开孔区面积Aa 按式子5-12计算，则有
Aa=2[x （r 2－x 2）0.5+πr 2/180×sin -1
（x/r ）] 其中 x=D/2－(Wd ＋Ws)= 0.54
r= D/2－Wc=0.84
由上面推出Aa=1.64m 2
d. 浮阀数与开孔率
预先选取阀孔临界动能因子F 0= 10；由F 0=10
vm u ρ可求阀孔气速=0u 5.057m/s
217057
.5)039.0(4
311
.14
2
2
01≈?=
=
π
π
u d V N s
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心mm t 75=
则排间距m N t A t a 100.0217
075.064
.1'=?=?=
考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用100mm,而应小一点，故取mm t 80'=，按mm t 75=，mm t 80'=以等腰三角叉排方式作图得阀孔数273=N
实际孔速 s m u /020.4273
)039.0(4
311
.120=??=
π
阀孔动能因数为F 0=10
95.791.3020.40<=?=v u ρ
提馏段浮阀塔板得开孔率1282.0)8.1/039.0(273)/(220=?==D d N ?
此开孔率在5%~15%
范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。
7．浮阀的流体力学验算 7.1 精馏段 1) 塔板的压降
每层塔板静压头降可按式σ
h h h h l c f ++=
a.计算干板静压头降c h
由式825
.11
.73v
c U ρ=可计算临界阀孔气速oc U ，即
首先将g=9.81m/s 2
代入式中可以解48
.31
.73825
.10=c u s m u s m u c /244.4/364.800=>=，则需要根据公式m u h Lm c
c 0434.09
.191
175.00==ρ
b.板上液层阻力l h 可以由公式L l
h h 0ε=计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为碳氢化
合物，可取充气系数45.00=ε， 其中L h 为板得液层高度由上面知L h =0.07m ，则可以算出m h l 0315.007.045.0=?=
c.计算液体表面张力所造成的静压头降σh
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降f h 为
m h h h h l c f 0749.00315.00434.0=+=++=σ
换成单板压降Kpa Pa g h P Lm f f 7.071.45181.938.6090709.01≤=??==?ρ(设计合理) 2) 液面落差
对于浮阀塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。 3) 降液管中液清层的高度d H
可以由式ow
d w f d h h h h h H +?+++=
a.计算气相通过一层塔板的静压头降f h 前已计算m h 0749.0f =
b.计算溢流堰（外堰）高度w h 前已计算0.0518m =w h
c.液体通过降液管的静压头降d h
因不设进口堰，所以可用式2
,0153.0u h d =其中,
0u 为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,,
0u =0.1m/s,则可以算的d h =0.00153m d. 上液流高度ow h
前已求出0.0182m =ow h
这样 m h h h h h H ow d w f d 1464.00182.000153.00518.00749.0=+++=+?+++= 4) 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd 应服从式子 Hd ≤ψ(H T ＋h w )
正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ= 0.5，则 ψ(H T ＋h w )=0.5（0.60+0.0518）=0.3259m 则有： Hd ≤ψ(H T ＋h w )
于是可知本设计不会发生液泛 5) 雾沫夹带量的验算
a ． 雾沫夹带量V e
判断雾沫夹带量V e 是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率1F 来完成的。泛点率的计算时间可用式：
%10078.01
11
m 1
1?-=
T
F vm Lm v s A Kc V F ρρρ
塔板面积由前面可得：2
54.2m
A T =
正庚烷和正辛烷混合液可按无冒泡物系处理，取物性系数K 值，K=1,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数142.0=F C ,将以上数值分别代入上式，得泛点率F 1为
%12.37%10054
.2142.0178.048
.3768.61448
.3384.11=????-?
=F
为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足干气）（液）/kg(1.0kg e V <的要求。 b ．严重漏液校核
当阀孔的动能因数0F 低于5时将会发生严重漏液，前面已计算591.70>=F ，可见不会发生严重漏液。 7.2提馏段
1) 塔板的压降
每层塔板静压头降可按式σ
h h h h l c f ++=
a. 计算干板静压头降c h
首先将g=9.81m/s 2
代入式中可以解 1.825×91
.31
.731
.73825
.11
0=
=vm c u ρ s
m u s m u c /020.4/89.700=>=，则
需
要
根
据
公
式
m u h Lm c
c 04595.09
.191
175.00==ρ
b. 板上液层阻力l h 可以由公式L l
h h 0ε=计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为
碳氢化合物，可取充气系数45.00=ε， 其中L h 为板得液层高度由上面知L h =0.09m ，则可以算出m h l 0405.009.045.0=?= c. 计算液体表面张力所造成的静压头降σh
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降f h 为
m h h h h l c f 08645.00405.004595.0=+=++=σ
换成单板压降Kpa Pa g h P Lm f f 7.018.52781.9616.62108645.01≤=??==?ρ(设计合理)
2) 液面落差
对于浮阀塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。 3) 降液管中液清层的高度d H
可以由式ow
d w f d h h h h h H +?+++=
a.计算气相通过一层塔板的静压头降f h 前已计算m h 08645.0f =
b.计算溢流堰（外堰）高度w h 前已计算m h w 0631.0=
c.液体通过降液管的静压头降d h
因不设进口堰，所以可用式2
,0153.0u h d =其中,
0u 为液体通过降液管底隙时
流速按照经验式,,
0u =0.2m/s,则可以算的d h =0.00612m
d. 上液流高度ow h
前已求出m h ow 0269.0=
这样 m h h h h h H ow d w f d 1826.00269.000612.00631.008645.0=+++=+?+++=
4) 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd 应服从式子 Hd ≤ψ(H T ＋h w )
正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ= 0.5，则 ψ(H T ＋h w )=0.5（0.6+0.0631）=0.3316m 则有： Hd ≤ψ(H T ＋h w )
于是可知本设计不会发生液泛
5) 雾沫夹带量的验算
a, 雾沫夹带量V e
判断雾沫夹带量V e 是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率1F 来完成
的。泛点率的计算时间可用式：
%10078.01
11
m 1
1?-=
T
F vm Lm v s A Kc V F ρρρ
塔板面积由前面可得：2
54.2m A T =
正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系处理，取物性系数K 值，K=1,在从泛点负荷因数图