HT=0.40m(参考《化工原理》下册129页，图11-8史密斯关联图查出C20=0.07，C=C20（?/20）0.2=0.07×（7.3146/20）0.2=0.0572 。
则 umax=0.0572?550.11?9.986?0.4207m/s
9.986C20为史密斯关联图在液体表面张力?=20mN/m的物系绘制。
3.2.2 计算空塔气速
适宜的空塔气速是umax乘以安全系数，安全系数取0.6～0.8之间。本设计取安全系数为0.7，所以u=0.7×0.4207=0.2945m/s。
3.2.3 初算塔径D?
4VS??u4?0.223?0.98m 。
3.14?0.2945 D??3.3 选取塔径及实际空塔气速
3.3.1 选取塔径
根据浮阀塔直径系列标准圆整为1m。
3.3.2 实际空塔气速的求取
4VS4?0.223??0.284m/s 。 ?D23.14?12 u?3.4 计算塔截面积AT
AT=D2π/4=3.14×12/4=0.7854m2
3.5 计算塔的有效高度Z
Z=N×HT=58×0.6=34.8 m。
3.6 塔板设计
3.6.1 确定塔板溢流形式
21
根据《传热过程及设备》中介绍，目前，凡直径2.2m以下的浮阀塔，一般都采用单溢流塔板操作。
3.6.2 确定降液管的结构形式 3.6.2.1 降液管的结构形式
采用弓形降液管。
3.6.2.2 计算降液管的底隙高度
对于单溢流取堰长LW=0.7D=0.7×1=0.7m
?=0.2m/s。 取液体通过降液管底隙时的流速uo ho?LS0.003975??0.024m8。 ?LWuo0.7?0.2?取值根据经验一般可取0.07～0.25之间。 uoho确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液
封。
3.6.2.3 求降液管的宽度及截面积
LW/D=1.76/2.2=0.8，由《化工原理》下册137页，图11-16查得Wd/D=0.142，所以Wd=0.142D=0.142m。
Af/AT=0.09，所以Af=0.09AT=0.09×0.7854=0.0707m2
3.6.2.4 求液体在降液管内的停留时间τ
τ=AfHT/LS=0.0707×0.4/0.003975=7.114s，求得τ大于5秒，能够满足要求。
3.9.3 塔板四区尺寸的确定
3.9.3.1 边缘区宽度WC取0.07m。 3.9.3.2 破沫区宽度WS取0.10m。 3.9.3.3 溢流区宽度Wd=0.44m。 3.9.3.4 鼓泡区面积Aa：
22
?2?1X??22Rsin根据公式 Aa=2?XR?X? ?180R??式中X=
D1?(Wd?WS)??(0.142?0.07)?0.288m 22 R=（D/2）-WC=1/2-0.05=0.45m。
?3.14?0.288???0.452?sin?1? Aa=2??0.288?0.452?0.2882??? 1800.45???? =0.4804 m2
3.6.4 初算浮阀个数
浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好，此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小，且操作弹性较大，根据工业生产装置的数据对F1型重浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时,F0动能因数常在9～12之间。本设计取F0=10，因为F0=u0?V，所以u0?F0?V,
设u0为气体通过阀孔时的速度，F0为气体通过阀孔时的动能因数，?V为 气体密度，则u0?F0?V=
109.986=3.164m/s。
那么浮阀个数Nf=
VS?4， d0为浮阀孔直径d0=0.039m。
d20u0=59
Nf=
0.2233.14?0.0392?3.16443.6.5 确定浮阀排列方式及实际浮阀个数
因为D=2.2m＞0.9m所以采用分块式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，
同一横排的阀孔中心距
t??t为0.075m,而相邻两排孔心距
Aa0.4804?=0.1086m。因塔直径较大，故采用分块式安装。 Nft59?0.0753.6.6 核算阀孔动能因数及孔速
因u0=VS/（0.785d20Nf）=0.223/（0.785×0.0392×59）=3.1656m/s
23
F0=u0?V?3.1656?9.986?10
阀孔动能因数变化不大仍在9～12范围之内，所以选取合理。
3.6.7 计算塔板开孔率
开孔率=u/u0=0.284/3.1656=8.97%
3.7 塔板的水力学计算
塔板的流体力学验算，目的在于核算上述各项工艺尺寸已经确定的塔板，在设计任务规定的气液负荷下能否正常操作。其内容包括对塔板压强、液泛、雾沫夹带、泄漏等项的验算。
3.7.1 气体通过浮阀塔板的压强降 3.7.1.1 干板阻力hC
临界孔速uoc?1.82573.1?v?1.82573.1=2.977 m/s 9.986?vu029.986?3.16562?5.34??0.0588m uo＞uoc故应用下式计算，hc?5.342g?l2?550.11?9.813.7.1.2 板上充气液层阻hR
因为分离的混合物为碳氢化合物的混合物，故取板上充气程度因数ε
0
=0.45，取板上液层高度hL=0.06m。
根据公式hR=ε0hL=0.45×0.06=0.027m。
3.7.1.3 液体表面张力造成的阻力hσ
2?2?7.3146?10?3h????6.83?10?5m
?lgd0550.11?9.981?0.039
所以气体通过浮阀板的压降为hP=hC+hR+h?=0.0676+0.0315+0.0000683=0.08587m液柱，单板压降ΔPP=hp?lg =0.08587×550.11×9.81=471.482Pa
3.7.2 液泛验算
该塔板不设进口堰，故液体通过降液管的压降
24
2?LS?2??hd=0.153? ???0.153uO?Lh??Wo??0.003975?hd=0.153????0.00802m
?0.7?0.0248?2降液管中当量清液层高度Hd=hd+hP+hL=0.00802+0.08587+0.06=0.1539m，实际降液管中液体和泡沫的总高度大于这个值，为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的总高度不超过上层塔板的出口堰，所以在设计中令Hd≤φ（HT+hW），φ是参数考虑到降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。一般物系取φ=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即φ=0.5，hW=0.05m，HT=0.4m。 则Hd＜0.5×（0.05+0.40）=0.225m，符合要求不会液泛。
3.7.3 雾沫夹带
VS泛点率=
?V?L??V?1.36LSZL?100%
KCFAbVS 或泛点率=
?V?L0.78KCFAT?100%
式中：VS、LS分别为气、液负荷m3/s；?V、?L分别为塔内气、液密度kg/m3；ZL为板上液体流经长度m，对单溢流塔板ZL=D-2WS=2.2-2×0.07=0.86m；Ab为板上液体流经面积m2，对单溢流塔板Ab=AT-2Af=0.7854-2×0.0707=0.644m2 ，Ab、AT（塔截面积）、Af（降液管截面积）。；CF为泛点负荷系数，可根据气相密度?V及板距HT查得（根据《传质过程及设备》图5-1-29）。知?V=60.92、HT=0.6，《化查得泛点负荷系数Cf=0.117。K=1.0（普通物系，无泡沫）
0.223?9.986?1.36?0.003975?0.86550.11?9.986?100%
1.0?0.117?0.7854泛点率=
=46.3041%
25