每层塔板压力=0.4～0.7KPa（取最大值） 求出进料板、塔底压降、精馏段、提馏段平均压降。
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2、操作温度 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度， 苯、甲苯的饱和蒸气压由Antonie方程计算。 依次求出塔顶温度、进料板温度、塔底温度及精馏段、 提馏段平均温度 3、平均摩尔质量 塔顶气、液混合物平均摩尔质量 进料板气、液混合物平均摩尔质量 塔底气、液混合物平均摩尔质量 精馏段、提馏段气液混合物平均摩尔质量
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提馏段
V 'M m ' Vs ' (m3 / s) V ' V (1 q) F 3600 v '
（五）精馏塔的塔体工艺计算 1、塔径的计算 （1）最大空塔气速和空塔气速
L V u max C L
u (0.6 0.8)umax
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1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
求出：x f 、xD、xW
2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
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3、物料衡算
F D W
Fx f DxD WxW
列表：进相平衡关系
Antoine 方程：
B lg p A C t
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1、溢流装置设计 （1）溢流堰 ①堰长lW 单溢流：
lW (0.6 0.8) D lW (0.5 0.7) D
双溢流：
②堰高hW
hL hW hOW
堰上液层高度要适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则 塔板压强增大，雾沫夹带严重。设计时hOW大于0.006m, 低于此值须选用齿形堰，但不宜超过0.07m。(通常取 0.06m)
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年生产 进料组 量/吨 成 （ 质 40% 44% 48% 52% 56% 60% 量%） 30000 1 12 21 28 33 36 32000 34000 36000 38000 40000 11 20 27 32 35 2 10 19 26 31 12 3 9 18 25 22 14 4 8 17 29 23 15 5 7 34 30 24 16 6
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塔顶液相平均黏度：塔顶温度查教材附录4： 同理求得：进料板、塔底液相平均黏度 求得：精馏段、提馏段液相平均黏度（列表） 7、气液相体积流量 精馏段
V Mm Vs (m3 / s) V ( R 1) D 3600 v
PM m v RT M m : 上升气体的平均分子量 。
同理求得：进料板、塔底液相平均密度 求得：精馏段、提馏段液相平均密度（列表） 5、液相平均表面张力
Lm xi i
塔顶液相平均表面张力：塔顶温度查教材附录4： 同理求得：进料板、塔底液相平均表面张力 求得：精馏段、提馏段液相平均表面张力（列表） 6、液相平均黏度
lg m xi lg i
Ws 60 75mm
Ws 80 110mm
Ws 50 100mm
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V V (q 1) F ( R 1) D (q 1) F
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②求精馏段、提馏段的操作线方程
R xD y x R 1 R 1
WxW L qF y x L qF W L qF W
③作图求出理论板数 ④逐板计算求理论板数 （四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1、操作压力 塔顶操作压力=大气压+表压
（2）气体负荷系数C
C C20 (

0.02
) 0.2
C20由smith关联图求得
qV , L L 1/ 2 横坐标： ( ) qV ,V V
（3）塔径
D
4qV ,V
u
精馏段、提馏段分别计算
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由上式计算的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径 除了满足板间距和塔径的关系外，还须进行空塔气速校核 塔截面积： 实际空塔气速：
高位槽或泵,高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容 积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 （8）工艺流程
3、苯与甲苯的性质、用途等(放在综述中）
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二．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数和实 际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算 塔设备的生产能力一般以千克 /小时或吨/年表示，但在理论板 计算时均须转换成 kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体积 流量 m3/s 表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 （一）全塔物料衡算
蒸馏装置包括：精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝 器、塔釜冷却器和产品冷却器等设备，操作方式
（1）操作压力的选择
（2）进料状态的选择
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（3）加料方式的选择（预加热） （4）回流比的选择 （5）加热器的选择 （6）冷凝器的选择 塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器）,确定冷却剂 及其进出、口温度. （7）加料方式的选择 确定加热剂和加热方式
表 板间距与塔径关系
塔径D, m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.0
塔板间距HT mm 200～300
250～350
350～450
450～600
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精馏段实际板数： 提馏段实际板数： 精馏段有效高度：
NT NP ET NT NP ET
Z精 ( N精 1 ）HT
一. 设计题目：分离苯——甲苯（乙苯、氯苯）混合液的浮阀 精馏塔设计 二. 原始数据
年产量、料液浓度见下页表。 料液初温：30℃ 塔顶产品含苯不低于98.0%（苯质量分率）
塔底釜液含苯量不高于 2.0%(苯质量分率)
每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 塔顶压强：40mmHg(表压) 单板压降不大于0.7kPa 设备型式：浮阀塔（F1型重阀） 公用工程：冷却水进口温度 20℃出口35-40 ℃ 饱和蒸汽压力 4kgf/cm2（表压）

3600Af HT qV , L
( 5S )
注意：精馏段与提馏段不同
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②降液管底隙高度h0
ho
,L qV 3600 lW uo
为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为
2、塔板布置和浮阀数目与排列 ①孔速
uo
Fo
V
N
Fo 9 12
qV ,V d o uo
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4、平均密度 （1）气相平均密度
Vm
Pm M Vm RTm
注意：精馏段、提馏段分别计算 （2）液相平均密度
1
m
W
i
i
例：塔顶液相平均密度：tD= 查手册得ρA、 ρB （卢焕章 石油化工基础数据手册）
LDm
1 0.99 / A 0.01/ B
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A、B、C教材附录1查得
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用Antonie方程求出附录2表2.2不同温度下的苯、甲苯 饱和蒸汽压及相对挥发度
PA PB
（三）塔板数的确定 1、作出x-y相图

2、最小回流比及操作回流比 3、理论板数及加料位置
①求精馏塔的汽、液相负荷
R 1.5Rmin
L L qF RD qF
2
每一层塔板上的浮阀数：

4
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②边缘宽度wc 在塔壁边缘留出宽度为WC的区域，以固定塔板。
WC 50 70mm
③安定区ws 在液体入塔处，有一宽度为ws的狭长带不开孔区，其 作用是防止气体进入降液管或因降液管流出的液流的 冲击而漏液。
塔径小于1.5m的塔
塔径大于1.5m的塔
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三. 设计任务 完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计 和选用，绘制生产工艺流程图，精馏塔工艺条件图及塔板结构简 图，编制设计说明书。 四. 设计内容
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1. 工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件 a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使 用计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理 论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔 板数，确定加料板位置。
AT

4
D2
u
qV ,V AT
2、精馏塔有效高度的计算 （1）塔板效率ET
“奥康奈尔的精馏塔关联图“
ET 0.49(L )
0.245
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（2）板间距HT
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔可 允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小； 反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作 弹性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增 加金属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。 初选板间距时可参考下表所列的推荐值。
包括上、下封头，裙座高度。
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第二部分：板式精馏塔设计方法
一.
二.
流程和方案的确定
工艺计算
三.
四.
设备计算
辅助设备计算
五.
六.
塔体结构
带控制点工艺流程图
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