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表1-13 浮阀塔板工艺设计计算结果 项目 塔径D /m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速u/（m/s）
堰长lW/m 堰高hW/m 板上液层高度hL/m 降液管底隙高度h0/m
浮阀数N/个 阀孔气速/m3/s 阀孔动能因数F0 临界阀孔气速/m3/s
孔心距t/m 排间距t/m 单板压降?Pp/Pa 液体在降液管内停留时间?/s 液降管内清液层高度Hd/m
泛点率/%
气相负荷上限(Vs)max m3/s 气相负荷下限(Vs)min m3/s
操作弹性
'精馏段 1.60 0.40 单溢流弓形 0.700 1.2 0.031 0.06 0.06 210 5.61 9.97 5.59 0.075 0.065 442.6 8.18 0.117 56.20
2.10 0.706 2.97
提馏段 1.60 0.40 单溢流弓形液
0.632 1.2 0.021 0.06 0.09 210 5.07 9.24 5.45 0.075 0.065 445.1 5.2 0.116 42.83 1.32 0.688 1.92
备注 分块式塔板
正三角形叉排
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2.3 精馏塔的工艺计算
2.3.1精馏塔物料衡算
由于β-甲基萘含量多且与萘含量接近故取萘为轻关键组分、β-甲基萘为重关键组分，该工艺要求提取含萘大于95%的产品，因此规定残液中轻关键组分含量为2%（摩尔分数）重关键在馏出液中含量为0.3%（摩尔分数）
表2-1 精馏塔原料组成
组分 四氢化萘 萘 硫杂茚 二甲酚 喹啉 β-甲基萘 二甲基萘 苊 合计
分子式 C10H12 C10H8 C8H6S C8H10O C9H7N C11H10 C12H12 C12H10 ―
沸点/℃ 207.2 218 221.5 225 237.5 241.1 269.2 278 ―
相对分子质量 132 128 134 122 129 142 156 154 ―
质量分数% 0.97 55.51 1.35 0.22 0.43 26.73 11.72 3.08 100
质量处理量kg/h 63.624 3634.432 88.44 14.152 28.251 1750.208 767.208 201.586 6547.701
摩尔处理量kmol/h 0.482 28.394 0.660 0.116 0.219 12.324 4.918 1.309 48.422
摩尔分数% 0.995 58.64 1.36 0.24 0.45 25.45 10.16 2.70 100
令萘原料组成相对挥发度分别为?4、?5……?11查相关资料知相对挥发度数据为：?4=1.24，?5=1，?6=0.93，?7=0.86，?8=0.59?90.56，?10=0.39，?11=0.27。 由于进料量为48.422kmol/h，从相对挥发度可以看出硫杂茚、二甲酚、喹啉为中间组分，初定流出液和釜液的分配比然后校正。则初定的分配比列于下表，并进行物料衡算。
表2-2 物料衡算表
组分 四氢化萘
萘 硫杂茚 二甲酚 喹啉 β-甲基萘 二甲基萘 苊 合计
进料
0.482 28.394 0.660 0.116 0.219 12.324 4.918 1.309
48.422
流出液di 0.482 28.394-0.02w
0.61* 0.100* 0.129* 0.003D ― ― D
釜液wi ― 0.02w 0.05* 0.016* 0.09* 12.324-0.003D
4.918 1.309 W
物料衡算式为：
0.482?28.394?0.02W?0.61?0.09?0.129?0.03D?D ①
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?0.003D?4.918?1.407?W ② 0.02W?0.05?0.016?0.09?12.324解得：D?29.421kmol/h，W?19.099 kmol/h 因此，d5=28.012kmol/h，w5?0.382kmol/h,
d9=0.003×29.421=0.088kmol/h错误！未找到引用源。， w9?12.324-0.003D=12.324-0.003×29.421=12.236kmol/h 根据芬斯克方程知：
log[( Nm?d5d)/(9)]w5w9log[?log(?5w5)28.0120.088/]0.38212.236?15.92
1.00log()0.56由Nm值求中间组分的馏出量和釜液量：
d9?)?(6)Nm0.660?(0.088)?(0.93)15.92w9?912.2360.56??0.63kmol/h 3 d6?d9?6Nm0.0880.9315.921?()?()1?()?()12.2360.56w9?9f6?( w6?0.660?0.633?0.027kmol/h
d9?)?(7)Nm0.116?(0.088)?(0.86)15.92w9?912.2360.56??0.10kmol/h 1 d7?d9?7Nm0.0880.8615.921?()?()1?()?()12.2360.56w9?9f7?( w7?0.116错误！未找到引用源。， ?0.10?10.01kmol/h5d9?)?(8)Nm0.116?(0.088)?(0.59)15.92w9?912.2360.56??0.00kmol/h 4 d8?d9?8Nm0.0880.5915.921?()?()1?()?()12.2360.56w9?9f8?( w8?0.219?0.004?0.215kmol/h，
由于与初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算，见表2-3
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表2-3 物料衡算表
组分 四氢化萘 萘 硫杂茚 二甲酚 喹啉 β-甲基萘 二甲基萘 苊 合计
进料 0.482 28.394 0.660 0.116 0.219 12.324 4.918 1.309 48.422
流出液di 0.482 28.394-0.02w
0.633 0.101 0.004 0.003D ― ― D
釜液wi ― 0.02w 0.028 0.014 0.231 12.324-0.003D
4.918 1.309 W
物料衡算式为：
0.482?28.394?0.02W?0.633?0.101?0.004?0.03D?D ①
?0.003D?4.918?1.309?W ② 0.02W?0.027?0.014?0.231?12.324解得：错误！未找到引用源。D?29.320kmol/h，W?19.098kmol/h 因此，d5=28.012 kmol/h，w5?0.382kmol/h,
d9=0.003×29.320=0.088kmol/h错误！未找到引用源。， w9?12.324-0.003D=12.324-0.003×29.320=12.236kmol/h， 根据芬斯克方程知：
log[( Nm?d5d)/(9)]w5w9log[?log(?5w5)28.0120.088/]0.38212.236?15.92
1.00log()0.56由Nm值求中间组分的馏出量和釜液量：
d9?)?(6)Nm0.660?(0.088)?(0.93)15.92w9?912.2360.56??0.63kmol/h 3 d6?d9?6Nm0.0880.9315.921?()?()1?()?()12.2360.56w9?9f6?( w6?0.660?0.633?0.027
d9?)?(7)Nm0.116?(0.088)?(0.86)15.92w9?912.2360.56??0.10kmol/h 1 d7?d9?7Nm0.0880.8615.921?()?()1?()?()12.2360.56w9?9f7?(
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w7?0.116?0.10?10.01kmol/h 5d9?)?(8)Nm0.116?(0.088)?(0.59)15.92w9?912.2360.56??0.00kmol/h 4 d8?d9?8Nm0.0880.5915.921?()?()1?()?()12.2360.56w9?9f8?( w8?0.219?0.004?0.215kmol/h
偏差较小故最终物料衡算得到的物料平衡列于下表。
表2-4 精馏塔的物料平衡
原料
组分 四氢化萘
萘 硫杂茚 二甲酚 喹啉 β-甲基萘 二甲基萘 苊 合计
数量kmol/h 0.482 28.394 0.660 0.116 0.219 12.234 4.918 1.309 48.422
摩尔分数% 0.995 58.64 1.36 0.24 0.45 25.45 10.16 2.70 100
馏出物 数量kmol/h 0.482 28.012 0.633 0.101 0.004 0.088 ― ― 29.32
摩尔分数% 1.64 95.54 2.16 0.34 0.01 0.30 ― ― 100.00
数量kmol/h ― 0.382 0.027 0.015 0.215 12.236 4.918 1.309 19.102
残液
摩尔分数% ― 2.00 0.14 0.08 1.13 64.06 25.75 6.85 100
2.3.2 精馏塔的工艺计算
1 塔操作条件的确定 (1) 操作压力的确定
由于初馏塔为近常压操作。因此设塔顶压力为105kPa。塔底气相压为150kPa（绝压）。
(2) 操作温度的确定
① 塔顶温度：塔顶温度的确定采用泡点法。
对于这几种组分设塔顶蒸汽组成，四氢化萘⑷―萘⑸―硫杂茚⑹―二甲酚⑺―喹啉⑻―β-甲基萘⑼―二甲基萘⑽―苊⑾，分别为y4，y5……y11与y4，
y5……y11成平衡的液相组成为x4，x5……x11各组分在塔顶下物质的饱和蒸气压为
000P4，P5……P11，塔顶操作总压力P。
根据拉乌尔定律列出相平衡关系式为：
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