单位
m
精馏段
0.195
提馏段
0.195
管底与受业盘距离ho
板上清液层高度hL 孔径do 浮阀数n
m
m m 个
0.02
0.06 0.039 140
0.03
0.06 0.039 140
开孔面积Aa
孔速μo 塔板压降hp 液体在降液管中停留时间θ 降液管内清液层高度Hd 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷Vs,max 气相最小负荷Vs,min 操作弹性Vs.max/Vs,min
，
精馏段
0.2
=
C20 uf
V L V
0.1 0.09 0.07 0.06 0.05 0.04 0.03 0.02
HT=0.6 ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ.45 0.3
0.15
0.01 0.01
0.02 0.03 0.04
0.07 0.1
qVLs qVVs
0.2
0.3 0.4
0.7 1.0
FLV
l v
1. 确定回流比R
2. 图解法求理论板数及加料板位置
a.图解法求理论板数
总塔理论板数为15（不含再沸器）精馏段为7块，提馏段8 块
3.实际板数及加料板位置的确定
全塔效率由O’connell关联式计算：
x
L fi Li
ET 0.49 m L


0.245
0.49 5.32 0.258
塔顶馏出液平均摩尔质量： MD=0.99*78.11+0.01*92.13=78.3 kg/kmol 塔底釜残液平均摩尔质量：
MW=0.02*78.11+0.98*92.13=91.8 kg/kmol
进料量：F==65.7 kmol/h 由F=D+W与FxF=WxW+DxD 可得：D=35.2 kmol/h W=30.5 kmol/h
精馏方案选定 相平衡关系 工艺计算 塔板流体力学验算 精馏塔工艺条件尺寸图 塔板结构设计结果汇总
一. 设计题目： 苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计 二.设计任务及操作条件
生产能力（进料量）： 4万 吨／年 操作周期：300×24 = 7200小时／年 进料组成： 50% （质量分率，下同）
塔径 D，m 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4 >2.4 ≥0.6
塔板间距 0.2-0.3 HT，m
0.3-0.35 0.35-0.45 0.45-0.6 0.5-0.8
说明：工业塔中，板间距范围200~900 mm
两相流动参数FLV=
查史密斯关联图得C20=0.07，由于
此次化工设计需要用到Word、Excel、CAD等，梯级图解法求塔板 数对我们作图提出了要求，不懈的摸索让我们学到了新技能并更 加熟悉这些软件。
最后，我们的设计可能还存在一些问题，恳请老师同学指正。
全塔物料衡算 表1 物料衡算表
项目 进料流量F，kmol/h
数值
塔顶产品流量D，kmol/h
塔釜残液流量W，kmol/h 进料组成，xF(摩尔分数） 塔顶产品组成，xD(摩尔分数） 塔釜残液组成，xW(摩尔分数）
67.5 35.2 30.5 0.54 0.99 0.02
(2)实际板数及进料位置的确定
m2
m/s kPa s M
0.16
5.76 0.500 19.7 0.127 雾沫夹带控制 漏液控制
0.16
5.46 0.496 10.2 0.129 雾沫夹带控制 漏液控制 2.0 0.468 2.78
m3/s m3/s
1.40 0.501 2.4
八. 结束语
近两周的化工原理课程设计终于告一段落，我们团队有种水滴 石穿的感觉，整个化工设计的圆满完成得益每位成员的努力，于我 们队伍中的每位成员而言，这两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结 如下： 在整个过程中，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合 时再调整数据重新进行验算。很多地方我们都不得不重复的算上 几遍，而且大量繁琐的计算要求我们必须克服毛躁的毛病，计算 必须准确到位才能更快的完成设计任务。 平时就是单纯的学习课本知识，在这次设计中，通过查阅资料以 及对筛板塔的每一个数据的计算，对化工设计有了比较深刻的认 识， 能够更熟练的掌握并运用理论知识。
104.75 87 0.964 0.00243 13 0.40 4.4 1.2 0.85 单流型
提馏段
114.55 100 0.913 0.00470 15 0.40 5.2 1.3 0.69 单流型
溢流管型式
堰长lw 堰高hw m m
弓形
0.91 0.047
弓形
0.91 0.04
项目
溢流堰宽度Wd
3 塔板结构设计
溢流装置
① 溢流型式的选择，采用单溢流弓形降液管，不设进口堰
D-塔径 hw-堰高
how-堰上液层高度
HT-板间距 ho-降液管底隙高度
Hd-降液管内清液层高度
hL-板上液层高度 hL=hw+how 溢流装置（10×20cm）
精馏段
提馏段
4 塔盘布置
WC
1. 受液区和降液区 一般两区面积相等。 2. 入口安定区和出口 安定区。
0.245
0.547
根据： NP = NT /ET 得：实际板数=27.4 精馏段=12.8取整13块 提馏段=14.6取整15块 所以实际板数取整28块
加料板位置的确定
Nm = NR /ET+1=14
式中 Nm —— 实际加料板位置
NR —— 精馏段理论板数 所以，理论加料板的位置是第 14 块塔板（从上往 下数）。但由于在计算中引用了诸多简化假定， Nm与实际情况有一定偏差。所以在设计时可在Nm 的上下各多设一个加料口，待开车调试时再确定 最佳实际加料板位置。
4.3雾沫夹带
4.4 塔板负荷性能图
在确定了塔板的工艺尺寸，又按前述各款进 行了流体力学验算之后，便可确认所设计的塔 板能在任务规定的气液负荷下正常操作。此时， 有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出 维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷波动 范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的形式 表示。
表2 塔板计算结果
回流比 理论板数
2.44 15
板效率
实际板数 理论加料位置 实际加料位置
54.7%
28 8 14（自上而下）
(3). 塔板结构设计
1.物性数据计算
2 初估塔径
精馏段 取板间距HT = 400 mm，板上液层厚度hL= 0.06 m， 则HT -hL= 0.34m。 塔板间距和塔径的经验关系
操作弹性=Vmax / Vmin
（1）精馏段
五. 精馏塔工艺条件图 5.1 塔体总高
H=(n-np-1)HT+nPHp+HD+HB =（28-1-3）*0.4+3*0.8+1.5+2.5=16m n——实际塔板数 nP——人孔数 Hp——人孔处的板间距，取0.8m HD——塔顶空间，m（不包括头盖部分） HB——塔底空间，m（不包括底盖部分） HT——板间距，m
化工原理课程设计
——筛板(浮 阀)式精馏塔设计
13应化 2016年6月
化工原理课程设计不同于平时的 作业，在设计过程中需要我们自己做 出决策，即自己确定方案，选择流程， 查取资料以及设备计算等。并要对自 己的选择做出论证和核算，经过反复 分析比较，择优选择最合理的设计方 案。所以课程设计是理论联系实际的 桥梁，能够提高我们综合运用理论知 识的能力，分析问题能力，思考问题 能力和计算能力。
塔顶产品组成 ：>99% （苯质量分数）
塔底产品组成 ：<2% 进料热状态: 泡点进料 （苯质量分数） 操作压力:常压（表压）
三.工艺计算
(1)物料衡算
苯的摩尔质量MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量MB=92.13 kg/kmol 进料组成：xF=0.54 塔顶馏出液组成：xD=0.99 塔底釜残液组成：xW=0.02 进料平均摩尔质量：MF=0.54*78.11+0.46*92.13=84.6 kg/kmol
WS
r lW x
一般取安定区宽度
WS =（50-100）mm
一般取边缘区宽度 WC =（30-50）mm
WD
塔盘布置图（10×20cm）
精馏段（F0=10）
d0
t
提馏段（F0=10）
四.塔板流体力学校核
4.1气相通过浮阀塔的压力降
4.2液泛
为了防止液泛现象的发生，要求降液管中清液高度。
塔板泛点关联图
说明：计算得到的塔径需圆整，系列化标准： 300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900, 1000, 1100, 1200m 等
提馏段
注意： 1）必须用圆整后的D重新计算确定实际的气体流通截 面积、实际气速及泛点率。 2）校核HT与D的范围。
5.2总压降
六.精馏塔工艺尺寸图
七. 塔板结构设计结果汇总
塔板结构计算结果汇总
项目
各段平均压强Pm 各段平均温度tm 平均气相流量Vs 平均液相流量Ls 实际塔板数N 板间距HT 塔的有效高度Z 塔径D 空塔气速μ 塔版液流形式
单位
kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s
精馏段