F1浮阀型精馏塔 化工原理课程设计.doc

1、辽宁科技大学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

2、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31设计方案的思考32.设计方案的特点43工艺流程的确定4二、设备工艺条件的计算41设计方案的确定及工艺流程的说明42全塔的物料衡算52.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率52.2 平均摩尔质量52.3 料液及塔

3、顶底产品的摩尔流率53塔板数的确定53.1相对挥发度的计算53.2平衡线方程求算63.3精馏塔的气、液相负荷63.4精馏段、提馏段操作线方程64精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算74.1 操作压力的计算74.2操作温度的计算84.3 平均摩尔质量的计算84.4 平均密度的计算94.5 平均粘度的计算94.6 平均表面张力的计算105精馏塔的塔体工艺尺寸计算105.1精馏段塔径的计算105.2提馏段塔径的计算115.3 精馏塔有效高度的计算126、塔板主要工艺尺寸的计算126.1 精馏段126.2提馏段157浮阀的流体力学验算167.1 精馏段167.2提馏段198、塔板负荷性能图218.

4、1精馏段负荷性能图218.2 提馏段负荷性能图22三、 计算结果总汇24四、 结束语25五、符号说明：26六、参考文献28设计基础数据表表一 正庚烷、正辛烷的密度温度（）20406080100120140正庚烷（Kg/)684.8 667.4 649.4 630.7 611.0 590.3 568.3 正辛烷（Kg/)703.7 705.6 689.4 672.7 655.4 637.4 618.7 表二 正庚烷、正辛烷的粘度温度（）20406080100120140正庚烷（mPas)0.417 0.342 0.286 0.242 0.208 0.181 0.143 正辛烷（mPas)0.54

5、5 0.436 0.358 0.400 0.255 0.219 0.190 表三 正庚烷、正辛烷的表面张力温度（）20406080100120140正庚烷（mNm)20.1818.216.2614.3612.5110.78.952正辛烷（mNm)21.5419.6417.7815.9514.1612.4110.71表四 正庚烷、正辛烷的饱和蒸汽压温度（）20406080100120140正庚烷（kPa)4.7412.3628.0757.08106.1183.2297正辛烷（kPa)1.3954.14710.4923.3446.8386.35148.5表五 正庚烷、正辛烷的摩尔定比热容温度（）2

6、0406080100120140正庚烷（kJ/(kgk)2.2272.3022.392.472.5712.672.781正辛烷（kJ/(kgk)2.2052.272.342.4272.5122.6012.691一、绪论1设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm、高度0.51.5m，每段塔节可设置12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

7、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

8、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

9、，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。2.2 平均摩尔质量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： ,全塔物料衡算： 釜液处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 3塔板数的确定3.1相对挥发度的计算T=98.5时，P A=103.649KPa ， PB=45.656KPa1= PA/ PB=103.649/45.656=2.270T=125.8时，PA=217

10、.34KPa ， PB=104.995KPa2= PA/ PB=217.34/104.995=2.070 则 =2.1683.2平衡线方程求算汽液相平衡方程：y=*x/1+(-1)x=2.168x/(1+1.168x)x=y/-(-1)x=y/(2.168-1.168y)最小回流比及其操作回流比的求解： x=xF=0.5673， y=0.7397Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.9806-0.7397)/(0.7397-0.5673)=1.3973取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.81.3973=2.51513.3精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.515148.2025=121.

11、2341kmol/hV=(R+1)D=3.515148.2025=169.4366kmol/hL=L+F=121.2341+84.7838=206.0179kmol/hV=V=169.4366kmol/h3.4精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/Vx+D/VxD=0.7155x+0.2844提馏段操作线：y=L/VxW/Vxw=1.2159x-0.0049两操作线交点的横坐标为 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=0.98060.9705 由计算可知第9板为加料板。以下交替使用提

12、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：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： 时，塔底： 时，全塔平均温度 =(+)/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：，全塔板效率ET=0.59理论板层数NT的求取 精馏段实际塔板数 N精=8/0.59=13.5614块 提馏段实际塔板数 N提=9/0.59=15.2516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

13、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0.41.1kPa）进料板压力： PF=101.3+140.7=111.1KPa精馏段平均压力：Pm=(101.3+111.1)/2=106.2KPa塔釜板压力： PW=101.3+300.7=122.3KPa提馏段平均压力：Pm=(122.3+111.1)/2=116.7KPa4.2操作温度的计算温度（）98.5100105110115120125.8总压98.198.198.198.198.198.198.1正庚烷（kPa)98.1106.1125.38114.65163.95183.2211.65正辛

14、烷（kPa)45.65646.8356.7166.5976.4786.3598.1x10.865 0.603 0.456 0.247 0.121 0y10.936 0.770 0.766 0.413 0.227 0利用上表数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,加料板 ，塔底温度 ，精馏段平均温度 提镏段平均温度 4.3 平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.9806 ，x1=0.9589MVDm=0.9806100.20+(1-0.9806)114.22=100.47kg/molMLDm=0.9589100.20+(1-0.9589)114.22=100.78kg/mo

15、lb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.7202， x9=0.5429MVFm=0.7202100.20+(1-0.7202)114.22=104.12kg/molMLFm=0.5429100.20+(1-0.5429)114.22=106.61kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.0393 ，x1=0.0185MVWm=0.0393100.20+(1-0.0393)114.22=113.67kg/molMLWm=0.0185100.20+(1-0.0185)114.22=113.96kg/mold. 精馏段平均摩尔质量MVm=100.47+104.12)/2=102.30kg/

16、molMLm=(100.78+106.61)/2=103.70kg/mole. 提馏段平均摩尔质量MVm=(104.12+113.67)/2=108.90kg/molMLm=(106.61+113.96)/2=110.29kg/mol4.4 平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(106.2102.3)/8.314(273.15+102.17)=3.48kg/m3液相查tD=99.2时 A611.788kg/m3 B=635.980kg/m3tF=105.14时 A605.680kg/m3 B=630.471kg/m3塔顶液相的质量分率A=(

17、0.9806100.20)/( 0.9806100.20+0.0294114.22)=0.9670LDm=1/(0.9670/611.788+0.033/635.980)=612.557kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.5673100.20)/(0.5673100.20+0.4327114.22)=0.5349LFm=1/(0.5349/605.680+0.4651/630.471)=616.979kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(612.557+616.979)/2=614.768kg/m3b. 提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(116.71

18、08.90)/8.314(273.15+117.97)=3.91kg/m3 液相 查tw=130.8时,A578.4741kg/m3,B=627.302kg/m3A=(0.0227100.20)/(0.0227100.20+0.9773114.232)=0.0200Lwm=1/(0.0200/578.474+0.9800/627.302)=626.252 kg/m3提馏段平均密度Lm=(616.979+626.252)/2=621.616kg/m34.5 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算 由tD=99.2查表二得A=0.209mPa.s B=

19、0.261mPa.slgLDm=0.9806lg(0.209)+0.0194lg(0.261) =-0.678LDm=0.210mPa.sb进料板平均粘度的计算由tF=105.12查表二得A=0.201mPa.s B=0.246mPa.slgLFm=0.5673lg(0.201)+0.4327lg(0.246) =-0.659LFm=0.219mPa.s精馏段平均粘度Lm=(0.210+0.219)/2=0.215mPa.sc塔底液相平均粘度的计算 由tW=130.8查表二得A=0.160mPa.s B=0.203mPa.slgLWm=0.0227lg(0.160)+0.9773lg(0.20

20、3) =-0.695LWm=0.219mPa.s提馏段平均粘度Lm=(0.219+0.219)/2=0.219mPa.s4.6 平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=99.2查表三得A=12.73N/m B=14.23mN/mLDm=0.980612.73+0.019414.23=12.76mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=105.12查表三得A=12.05mN/m B=13.71mN/mLFM=0.567312.05+0.432713.71=12.77 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=130.

21、8查表三得A=9.76mN/m B=11.49mN/mLWm=0.02279.76+0.977311.49=11.45 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(12.76+12.77)/2=12.77 mN/m提馏段液相平均表面张力Lm=(12.77+11,4)/2=12.11 mN/m5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VS=VMVm/3600Vm=(169.437102.30)/(36003.48)=1.384m3/sLS=LMLm/3600Lm=(121.234103.7

22、)/(3600614.768)=0.00568m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv= (LS / VS)(l/v)0.5=0.0545取板间距，HT=0.6m,板上清液层高度取hL=0.07m，则HT-hL=0.53 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.078气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.0713Umax=0.0713=0.945取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.80.945=0.756m/s=1.527m按标准塔径圆整后为D=1.8m塔截面积为At=0.7851.81.8=2.54m2实际空塔气速为U

23、实际=1.384/2.54=0.544m/sU实际/ Umax=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：VS=VMVm/3600Vm=(169.437108.90)/(36003.91)=1.311m3/sLS=LMLm/3600Lm=(206.017110.29)/(3600621.616)=0.0102m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=(LS / VS)(l/v)0.5=0.0981取板间

24、距，HT=0.60m，板上清液层高度取hL=0.09m，则HT-hL=0.51 m由史密斯关联图，得知 C20=0.076气体负荷因子 C= C20(/20)0.2=0.0687Umax=0.0687=0.863m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.80.863=0.604m/s=1.66m按标准塔径圆整后为D=1.8m塔截面积为At=0.7851.81.8=2.54m2实际空塔气速为U实际=1.311/2.54=0.516 m/s U实际/ Umax=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

25、为 Z精=8.14m提馏段有效高度为 Z提=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=18.09m6、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=1.26m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow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ho

26、w由下列公式计算，即有 how=2.84E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hL=0.07m故 hw =0.0518m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图可求得Af/AT=0.09 Wd/D=0.15 Af=0.092.54=0.229 m2Wd=0.151.8=0.27 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即= AfHT/Ls=0.2290.60/ 0.00568=24.15s5s 其中HT即为板间距0.60m，Ls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hoho= Ls/（lw

27、uo）取uo=0.1m/s(一般取u0=0.070.25m/s。)则ho=0.00568/(1.260.1) =0.0451m0.02m hw-ho=0.0518-0.0451=0.00670.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D800mm，所以选择采用分块式。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 90mm , Wc=60mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2x（r2x2）0.5+r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)=0.54r= D/2Wc=0.84 由上面推出 Aa=1.64m2

28、d. 浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子F0= 10；由F0=可求阀孔气速5.36m/sF-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距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，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速阀孔动能因数为F0= 精馏段浮阀塔板得开孔率此开孔率在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

29、如下：1) 堰长lw可取lw=0.70D=1.26m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84E(Lh/lw)(2/3) 并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则how=0.0269m取板上清液层高度hL=0.09 m故 hw=0.09-0.0269=0.0631 m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图可求得Af/AT=0.09 Wd/D=0.15Af=0.092.54=0.229 mWd=0.151.8=0.27 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即= AfHT/Ls= 0.2290

30、.60/ 0.0102=13.47s5s 其中HT即为板间距0.60m，Lh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hoho= Ls/（lwuo）取 uo=0.2m 则ho=0.0102/(1.260.2) =0.0405 m0.02mHw-hO=0.0631 -0.0405=0.0226m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。 b 塔板布置1) 塔板的分块因为D800mm，所以选择采用分块式。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 90mm , Wc=60mmc 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2x（r2x

31、2）0.5+r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)= 0.54r= D/2Wc=0.84由上面推出Aa=1.64m2d. 浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子F0= 10；由F0=可求阀孔气速5.057m/s浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心则排间距考虑到塔径比较大，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，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数实际孔速 阀孔动能因数为F0= 提馏段浮阀塔板得开孔率此开孔率在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

32、1) 塔板的压降每层塔板静压头降可按式 a.计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速，即首先将g=9.81m/s2代入式中可以解，则需要根据公式b.板上液层阻力可以由公式计算出板上液层阻。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， 其中为板得液层高度由上面知=0.07m，则可以算出c.计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，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为换成单板压降(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可以由式a.计算气相通

33、过一层塔板的静压头降 前已计算b.计算溢流堰（外堰）高度 前已计算c.液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式其中为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,=0.1m/s,则可以算的=0.00153md. 上液流高度前已求出这样 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(HThw)正庚烷和正辛烷属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.60+0.0518）=0.3259m则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛5) 雾沫夹带量的验算 a 雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：塔板

34、面积由前面可得：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,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为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的要求。b严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，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 a. 计算干板静压头降首先将g=9.81m/s2代入式中可以解，则需要根据公式b. 板上液层阻力可以由公式计算出板上液层阻。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

35、数， 其中为板得液层高度由上面知=0.09m，则可以算出c. 计算液体表面张力所造成的静压头降由于采用浮阀塔板，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为换成单板压降(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可以由式a.计算气相通过一层塔板的静压头降 前已计算b.计算溢流堰（外堰）高度 前已计算c.液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式其中为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,=0.2m/s,则可以算的=0.00612md. 上液流高度前已求出这样 4)

36、 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(HThw)正庚烷和正辛烷属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.6+0.0631）=0.3316m则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛 5) 雾沫夹带量的验算 a, 雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用式：塔板面积由前面可得：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中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为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

37、低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。b严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。8、塔板负荷性能图8.1精馏段负荷性能图a.雾沫夹带线按泛点率其中为板上液体流程长度，m;对于单溢流程塔型=D2Wd=1.820.27=1.26m; ;整理得整理可得：b.液泛线综合可以得：(HT+hw)= 由此式确定液泛线。液泛线方程为其中， 整理可得：c.液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，液体在降液管内停留时间=（AfHT）/LS1，以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则d.漏液线对于F1型重阀，依据下限要求计算=2.680

38、 又知式中d0，N，v1均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准。则e.液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件计算出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖直线，其中E取值为1。则可以解出=0.005678m3/s以上五条线在坐标中如下，精馏段的塔板设计图：8.2 提馏段负荷性能图a.雾沫夹带线按泛点率其中为板上液体流程长度，m;对于单溢流程塔型=D2Wd=1.820.27=1.26m; ;整理得整理可得：b.液泛线综合可以得：(HT+hw)= 由此式确定液泛线。液泛线方程

39、为其中，整理可得：c.液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，液体在降液管内停留时间=（AfHT）/LS1，以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则d.漏液线对于F1型重阀，依据下限要求计算 又知式中d0，N，v1均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准。则e.液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件计算出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖直线，其中E取值为1。则可以解出=0.01020m3/s以上五条线在坐标中如下，提馏段的塔板设计图：三

40、、 计算结果总汇序号精馏段项目数值序号提馏段项目数值1平均温度tm/102.171平均温度tm/117.972平均压力pm/kPa106.22平均压力pm/kPa116.73气相流量Vs/(m3/s)1.3843气相流量Vs/(m3/s)1.3114液相流量Ls/(m3/s)0.005684液相流量Ls/(m3/s)0.01025汽相平均密度（kg/m3）3.485汽相平均密度（kg/m3）3.916实际总塔板数146实际塔板数167塔径/m1.87塔径/m1.88板间距/m0.68板间距/m0.69溢流形式双溢流9溢流形式双溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰长/m1.2611堰长

41、/m1.2612堰高/m0.051812堰高/m0.063113板上液层高度/m0.0713板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.018214堰上液层高度/m0.026915降液管底隙高度/m0.045115降液管底隙高度/m0.040516安定区宽度/m0.0916安定区宽度/m0.0917边缘区宽度/m0.0617边缘区宽度/m0.0618开孔区面积/m21.6418开孔区面积/m21.6419阀孔直径/m0.03919阀孔直径/m0.03920阀孔数目27320阀孔数目27321孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.07522开孔率/%12.8222开孔率/%12.8223

42、空塔气速/(m/s)0.54423空塔气速/(m/s)0.51624阀孔气速/(m/s)4.24424阀孔气速/(m/s)4.0226单板压降/KPa0.726单板压降/KPa0.727负荷上限雾沫夹带控制27负荷上限雾沫夹带控制28负荷下限漏液控制28负荷下限漏液控制29泛点率（%）37.1229泛点率（%）37.0830气相负荷上限/(m3/s)0.0343530气相负荷上限/(m3/s)0.0343531气相负荷下限/(m3/s)0.00567831气相负荷下限/(m3/s)0.0102四、 结束语对于设计过程我们通过查阅各种文献得到数据，公式最后汇总，通过给出的设计任务书进行计算，使我

43、们的自学能力，汇总能力都得到了提高。在这之中，我觉得难处主要有三点：一是查找资料。找资料其实不难，关键是如何去辨别找到的资料是否有用，有时会找到两套不同的数据，然后就得自己去辨别了。比如查找苯和氯苯的安托因常数，就找到了两组不同的数据，只能自己将数据代入计算看哪一个合理，所以很是麻烦。二是计算。计算是个很磨练人耐心的事情，稍一不小心就会算错，而且有可能当时还不知道，到头来发现不对就得改好多东西，所以说这确实要有耐心。不能太粗心，做错了也得认真的改过来，不发脾气争取不再出错。三是画图。因为以前没有学习过CAD制图，所以在制作塔设备图大家都去学习CAD的基本作图知识，在大家的一起交流合作下才成功把图做好。 课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要