3600 Vm
LS
LM Lm
3600 Lm
V—塔内气体摩尔流量 kmol/h
Vs—塔内气体体积流量 m 3 s
MVm 、 MLm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量
Vm 、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度 kg m3
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
5、热量衡算
总热量衡算 QV QW Q L QB QF QR
板间距 HT= 0.30~0.45m b4.最小回流比 Rmin b5.精馏塔理论塔板数 N
采用逐板计算法在计算机上求得。
b6.精馏塔实际塔板数 Ne 全塔效率采用 O'connell 关联式计算。
(c).总费用和适宜回流比 总费用 CT=CD+CS+CW 元/年 总费用最低所对应的回流比作为最佳回流比，然
4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设
计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和 经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结 果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来 历。
设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图 和计算机程序框图和原程序。
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，绘制带控制点工艺流程图， 塔板结构简图，编制设计说明书。
四. 设计内容 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。
分别画出精馏段和提馏段的负荷性能图。 (4) 有关具体机械结构和塔体附件的选定 ① 接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。 ② 全塔高度：
包括上、下封头，裙座高度。
3.附属设备设计和选用 (1) 加料泵选型，加料管规格选型
加料泵以每天工作 3 小时计（每班打 1 小时）。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2) 高位槽、贮槽容量和位置 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。 (3) 换热器选型 对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选 型。 (4) 塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝 器进行选型设计。
QC 、 QD —分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量
二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上 清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计 算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
1、板间距 H T 的初估
(ii)当塔顶为分凝器时, X 0 X d K
先求出分凝器内与 Xd 成相平衡的 X0,再由操 作线方程以 X0 计算得出 Y1，然后由相平衡方程 由 Y1 计算出 X1，如此交替地使用操作线方程和 相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板数和 加料位置。
（3）加料板位置的确定
由上式算出的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了必
须满足板间距与塔径的关系外，还须进行空塔气速校核。
C20 exp[4.531 1.6562Z 5.5496Z 2 6.4695Z 3 (0.474675
0.079Z 1.39Z 2 1.3212Z 3 ) ln Lv (0.07291 0.088307Z
是根据汽液相平衡方程
y
1
x
1
q 线方程 y q x xF q 1 q 1
联立求得交点
xq . yq ， 然 后 代 入 方 程
Rmin
xD yq
yq xq
其中利用 t～x～y 关系，并借助二次样条插入的方法，求得塔顶塔
底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全塔平均温度求取
全塔平均相对挥发度。
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。
表 1 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
2、塔径 D 的初估与圆整
根据流量公式计算塔径，即 D 4V S
u
式 中 Vs—塔 内 的 气 相 流 量 ，m 3 s
L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度, mpa s
ห้องสมุดไป่ตู้
对于多组分的液相粘度： L
xi Li
L i —液态组分 i 的粘度, mpa s
x i — 液相中组分 i 的摩尔分率
实际理论板数
N实
N理 ET
4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算
V R 1D
L RD
VS
VMVm
0.49123Z 2 0.43196Z 3 ) (ln Lv )2 ]
Z HT hL
Lv
L ( L V V
) 0.5
3、液流型式的选择
液体在板上的流动型式主要有，U 型流、单流型、双流型和阶梯流
型等，其中常选择的则为单流型和双流型。（图见附录 1）
塔径
表 2、选择液流形式参考表 流体 流 量 m3/h
长 lW 一般取为(0.6 ～0.8)D；双溢流型塔板，两侧堰长取为(0.5 ～
0.7)D，其中 D 为塔径
(2).堰上液层高度hOW ：
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压
（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。
(a). 生产经常费 包括再沸器水蒸汽费，塔顶冷凝器，产品冷却器冷
却水费。
a1. 水蒸汽费用 CS 采用饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 按 1 吨煤可获得 6 吨水蒸汽计。 1 吨煤单价 250 元。
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以xq 为分
界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq 且 xn1 xq 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定
板效率：利用奥康奈尔的经验公式
E T 0 .4 9 L 0 .2 4 5 其中：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
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 m3 s 表示。因 此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1、 全 塔 物 料 衡 算 ：
F DW
FxF DxD WxW
塔顶产品易挥发组分回收率 为：
u —空 塔 气 速 ， m/s u 0.6 ~ 0.8 umax
umax C
L V V
umax —最 大 空 塔 气 速 ， m/s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， k g m 3
负荷系数
C
C
20
20
0 .2
(C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 )
后四舍五入近似到小数点后一位，作为适宜回流比。
回流比的参考搜索范围：（1.1~2.0）Rmin。 在用计算机计算的同时，应有一组手算结果。
a. 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。
4000
11 以下 110 以下 110～230 230～350
5000
11 以下 110 以下 110～250 250～400
6000
11 以下
110～250 250～450
应用 用于较低 一般应用 高 液 气 比 极高 液 气 极
场合
液气比
和大型塔板 大型塔板
4、溢流堰（出口堰）的设计
(1).堰长lW : 依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰
DX D ( FX F )
式中:F、D、W 分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流量
(kmol/h), X F 、 X D 、 XW 分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组成
的摩尔分率
2、 确 定 最 小 回 流 比
一般是先求出最小回流比，然后根据
R 1.1 2 Rmin ,确定回流比
Rmin
xn1 yn (利用操作线方程)
yn xn (利用相平衡关系)
（2）塔顶冷凝器的类型
(i)当塔顶为全凝器时, y1 X d
则自第一块塔板下降的液相组成 X1 与 Y1 成相平衡，故可应用相平衡方程由 Y1 计算出 X1， 自第二块塔板上升蒸汽组成 Y2与 X1满足操作线 方程，由操作线方程以 X1 计算得出 Y2.
式中： R —回流
Rmin —最小回流比
—全塔平均相对挥发度
3.理 论 板 数 和 实 际 板 数 的 确 定
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
精馏段操作线方程： yn1
L L D xn
D LD
xD