课程设计:甲苯乙苯的精馏(浮阀塔)

JINGCHU UNIVERSITY OF TECHNOLOGY

《化工原理课程设计》说明书

设计题目： 甲苯乙苯的精馏（浮阀塔）

目 录

第一章 前言

精馏原理及其在化工生产上的应用........................................ 4 精馏塔对塔设备的要求..................................................................................................... 4 常用板式塔类型及本设计的选型.......................................... 4 本设计所选塔的特性.................................................... 5 化工原理课程设计任务书................................................ 5 第二章 精馏塔的工艺计算

物料衡算 ............................................................. 6

原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率...................................... 6 物料衡算............................................................................................................................. 6 回流比的确定..................................................................................................................... 7 平均相对挥发度的计算..................................................................................................... 7 板数的确定......................................................................................................................... 8 精馏塔的气液相负荷......................................................................................................... 8 精馏段与提馏段操作线方程............................................................................................. 9 全塔效率............................................................................................................................. 9 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算................................................................... 10 操作温度的计算............................................................................................................... 10 操作压强........................................................................................................................... 11 塔内各段气液两相的平均分子量................................................................................... 12 精馏塔各组分的密度....................................................................................................... 13 液体表面张力的计算....................................................................................................... 14 液体平均粘度的计算....................................................................................................... 15 气液负荷计算................................................................................................................... 15 精馏塔的塔体工艺尺寸计算........................................................................................... 16 塔径的计算....................................................................................................................... 16 精馏塔有效高度的计算................................................................................................... 17 溢流装置计算................................................................................................................... 17 塔板布置........................................................................................................................... 17 浮阀板的流体力学验算................................................................................................... 18 塔板压降........................................................................................................................... 18 液沫夹带........................................................................................................................... 18 塔板负荷性能图............................................................................................................... 19 过量液沫夹带线关系式................................................................................................... 20 液相下限线关系式........................................................................................................... 20 严重漏夜线关系式........................................................................................................... 21 液相上限线关系式........................................................................................................... 21 降液管液泛线关系式....................................................................................................... 22 浮阀塔计算结果汇总....................................................................................................... 22

第三章 塔结构

塔的设备结构图....................................................... 23 结束语............................................................... 24

第一章 前言

1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。

1.2精馏塔对塔设备的要求

精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常 流动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正液体的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

五：结构简单，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.3常用板式塔类型及本设计的选型

常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。

浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。

乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 1.4．本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是：

1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%,但是比筛板塔高 20%～30。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展,各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来,人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富,积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适

设计条件：

1、处理量： 100000 （吨/年）。

2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为40%。 3、进料状态： 泡点进料 4、料液初温 ： 泡点温度 5、冷却水的温度： 25℃

6、饱和蒸汽压强：5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 7、精馏塔塔顶压强:1atm 8、单板压降不大于 0.7 kPa

9、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于94%(质量分数),塔底的 甲苯含量不大于2%(质量分数)。 10、年开工时间： 300（天）

第二章 精馏塔的工艺计算

一、精馏塔的物料衡算

(一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol

0.4/92.13

0.4344 XF

0.4/92.130.6/106.16 xD xW

0.94/92.13

0.9475

0.94/92.130.06/106.16

0.02/92.13

0.02298 0.02/92.130.98/106.16

（二）、物料衡算

对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。

3

10000010（0.4/92.130.6/106.16）

138.799 kmol/h 进料流量F=

300*24

FDWDW138.799

  

FxDxWxDW0.9475D0.02298W60.294F 联立解得D=61.765 kmol/h , W=77.034 kmol/h 二、塔板数的确定 （一）、理论板层数NT的求取

表2 甲苯乙苯气液平衡

1、甲苯、乙苯的温度-组成

甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

B

根据lgp0A（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求

tC

oo

得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压PA、PB。

PPB0PAx

再根据泡点方程x0和露点方程得到各组t-x(y) y0

PAPBP

数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲

线（如图2）。

图 1

2、确定操作的回流比R

因q=1、xe=xf=0.4344在x～y图上查得ye=0.4996。故有： Rm

xD-ye0.94750.62

1.765 yexe0.620.4344

而一般情况下R=(1.1～2)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即：R=2Rm=3.53

图2

3、求操作线方程

精馏段操作线方程为：yn1

Rx

xnD0.779xn0.2092 R1R1

L=R×D=3.53*61.765=218.03 提馏段操作线方程为ym1

WxWLqF

xm-1.2093xm-0.006

LqF-WLqF-W

4、图解法求理论板层数

精馏段操作线为经过点a(0.9475，0.9475)，c(0,0.2092)，与q线交与点d,而提留段操作线为经过点d、b(0.02298,0.02298)。在x-y图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。 图解得总理论塔板数NT=13.5 （不含再沸器）。其中精馏段NT1=6.3块，提馏段NT2=8.2块，第9块为加料板位置。

三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）、操作压力计算

塔顶操作压力 ：PD＝101.3 kPa 每层塔板压降 ：取△P＝0.7 kPa

进料板压力 ：PF＝101.3＋0.7×15＝111.8 kPa 塔底操作压力 ：PW＝111.8＋0.7×16＝123 kPa

精馏段平均压力：Pm1＝（101.3＋111.8）/2＝106.55 kPa 提馏段平均压力：Pm2＝（111.8＋123）/2＝117.4 kPa （二）、操作温度计算

查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD＝111.5 ℃ 进料板温度 ：TF＝123.2 ℃ 塔底温度 ： TW＝136.983 ℃

精馏段平均温度 ：Tm1＝（111.5＋123.2）/2 = 117.35 ℃ 提馏段平均温度 ：Tm2＝（123.2＋136.983）/2 = 130.0915 ℃ （三）、平均摩尔质量计算 精馏段摩尔质量:

由拉格朗日插入法得： 气相组成：x1161:

1190.59690.7303117.35116

x0.7303

, x10.6862

1液相组成：y1191161:

0.75300.8490117.35116

y, y10.8173

10.8490

MVDm0.686292.13(10.6862)106.1695.5326 kg/kmol

MLDm0.817392.13(10.8173)106.1694.6933 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 : 气相组成：x2:

1311280.15710.2548130.0915128

x, x20.186687

20.2548液相组成：y131128130.0915128

2:

0.27160.4074y, y20.312725

20.4074

MVm20.186687*92.13(1-0.186687)*106.16103.54078 kg/kmol

MLm20.312725

*92.13(10.312725)*106.16101.7725 kg/kmol （四）、平均密度计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3）， 液相平均密度用

1

aA





aB

m

A

计算（ 式中a表示质量分数）。

B

气相平均密度用T0PM

V

22.4TP计算

表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度

Tm1 = 117.35 ℃，

120110117.35110

， 甲苯773.098755 kg/m3

770780.3 780.3120110117.35110

，乙苯779.08816 kg/m3

776.2758.8 758.8

`

同理：Tm2 = 130.0915 ℃，甲苯 kg/m3 ， 759.402095

`

kg/m3 乙苯766.509415

精馏段液相平均密度: 气相平均密度计算V液相平均密度计算

1

273.15*95.53263

2.7949 kg/m

22.4*(273.15116.9915)

L1



0.8173*92.13/[0.8173*92.13106.16(10.8173)]10.795176



773.098755779.08816

3`

L.318 kg/m 1774

提馏段液相平均密度: 气相平均密度计算V液相平均密度计算

1

273.15*103.540783

3.1311 kg/m

22.4*(273.15130.0915)

L2



0.312725*92.13/[0.312725*92.13106.16(10.312725)]10.283096



759.402095766.509415

3`

L.4839 kg/m 2764

(五) 、相对挥发度

精馏段：由xA0.6862,yA0.8173，得xB0.3138，yB0.1827 所以

yAxB0.8173*0.3138

2.0457 yBxA0.1827*0.6862

提馏段：由xA0.186687,yA0.312725得xB0.813313，yB0.687275 所以

yAxB0.312725*0.813313

1.9823 yBxA0.687275*0.186687

（六）、液体平均表面张力计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.1053T＋30.095

乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 而液相平均表面张力用Lmxii计算

i1n

1、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD＝111.5℃ 得：

σDA=-0.1053×111.5＋30.095=18.4296 mN/m σDB=-0.1016×111.5＋31.046=19.7904 mN/m

σDm=0.9945×18.4296＋(1-0.9945)×19.7904=18.4237mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF＝123.2℃ 得：

σFA=-0.1053×123.2＋30.095=17.122 mN/m σFB=-0.1016×123.2＋31.046=18.5289 mN/m

σFm=0.4344×17.122＋（1－0.4344）×18.5289=17.9177 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算

由 TW＝136.983℃ 得：

σWA=-0.1053×136.983＋30.095=15.6707 mN/m σWB=-0.1016×136.983＋31.046=17.1285 mN/m

σWm=0.02298×15.6707＋(1-0.02298)×17.1285=17.092 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力

σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4237＋17.9177)/2=18.1707mN/m 5、提馏段液相平均表面张力

σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.9177＋17.092)/2=17.5049 mN/m （七）、液体平均粘度计算

Tm1 = 117.35 ℃，

120110117.35110

,A0.2331 mPa·s 

0.2280.245A0.245

120110117.35110

,B0.2647 mPa·s 

0.2590.278B0.278

同理;Tm2 = 130.0915 ℃时，A0.21288 mPa·s，B0.24185 mPa·s 精馏段液相平均粘度 ：

*0.81730.2647*0.18270.238873 mPa·s 1Ay1B(1y1)0.2331提馏段液相平均粘度：

2Ay2B(1y2)0.21288*0.3127250.24185*0.6872750.23279mPa·s

实际塔板数Np的求取

（八）、塔板效率：ET0.49(L)0.245

0.245

精馏段：ET10.49(11)0.2450.49(2.04*，50.7238)8730.5839

Np1=6.3/0.583968=10.8，取Np1=11块；

.245

提留段：ET20.49(22)0.2450.49(1.98*，20.2332)0790.5921

NP2=7.2/0.592108=12.16；取Np2=13块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=24块。 四、精馏塔的气、液相负荷计算

（一）、精馏段气、液相负荷计算 L=R×D=3.53×61.765=239.7123 V=(R+1)D=4.53×61.765=299.1123

质量流量：L1ML1L94.6933*239.71236.3053kg/s

V1MV1V95.5326*299.11237.93749kg/s

体积流量: LS1

L1



6.3053

L1

774.318

0.008143

m3/s V

V1

7.93749

S1

V1

2.7949

2.8391 m3/s

（二）、提馏段气、液相负荷计算

L=L+Qf=239.7123+138.799=378.5113 V=V+(q-1)F=299.1123

质量流量：L2ML2L101.7725*378.79910.7087kg/s

V2MV2V103.54078*299.11238.603kg/s

体积流量: L2

7087

S2

L

10.0.014 m3L2

764.4839

/s

VV2

8.603

S2



V2

3.1311

2.7476 m3/s 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

史密斯图

1、 精馏段塔径的计算

取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 hL＝0.07m。 1

1液气动能参数 ：PF2

2

1

Ls1Lm1V0.008143774.3182.7949

s1Vm10.04774 2.8391查Smith通用关联图得C

200.08100

0.2

负荷因子：CLm1

0.2

1C2020

0.08118.1707

20



0.079461 m/s

最大允空塔气速： Lm1-Vm1F1C1

 774.318-2.7949

1.3202 m/s

Vm12.7949

10.7F10.92415 m/s 估算塔径 ：D'1

Vs10.7852.8391

0.7850.92415

1.978 m，

圆整取D2.2m，上下塔径一致

塔截面积： AT1=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2 空塔气速：12.8391/3.79940.747 m/s 2、 提馏段塔径的计算

取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 hL＝0.07m。

1/2

1/2

液气动能参数 ：PFL

2s2

VLm20.014764.4839s2

Vm2

2.74763.1311

0.0796

查Smith通用关联图得C

200.073

0.2

0.2

负荷因子：CLm2

2C2020

0.07317.5049

20



0.07108 m/s

最大允空塔气速： Lm2-Vm2F2C2

764.4839-3.1311

3.1311

1.108 m/s

Vm2取适宜空塔气速：μ2=0.7μF=0.77587 m/s 估算塔径 ：D'Vs2

2.7476

2

0.785



0.7850.77587

2.124 m，为加工方便，圆整取

D2.2m.

塔截面积： AT2=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2

空塔气速： 22.7476/3.79940.723 m/s

六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算

因塔径D＝2.2 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰。

各项计算如下：

①、堰长lW1： 取lW10.65D0.652.21.43 m

②、溢流堰高度hw1

根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度 hOW1可由Francis经验公式计算得： 精馏段：hOW

2.84LS1

E11000lW1

2/3

*36000.0081430.002841.031

1.43

2/3

2.1273 mm

hWhLhOW4.873mm 提留段：hOW

2.84LS2

E11000lW1

2/3

0.014*36000.002841.031

1.43

2/3

3.0529 mm

hWhLhOW3.947mm

③、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由lW1/D0.65查弓形降液管的参数图得：

Wd1

0.124Wd12.20.1240.2728 m D

Af1

0.0721Af13.79940.07210.2739 m2

AT1

验算液体在降液管中停留时间： 精馏段：1

Af1HT0.27390.45

15.136 s 5 s Ls10.008143Af1HT0.27390.45

8.804 s 5 s Ls20.014

提留段：2

故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度 精馏段： 取00.13 m/s则ho

Ls1lW10Ls2lW20



0.008143

0.0438 m

1.430.13

0.014

0.0753 m

1.430.13

0.13提留段： 取0 m/s则ho



（ho不宜小于0.02～0.025 m，满足要求）

故降液管底隙高度设计合理。 （二）、塔板布置及浮阀数目与排列 （1） 塔板分布

本设计塔径2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板。 （2） 浮阀数目与排列

精馏段：取阀孔动能因子F012,则孔速u01

F0

V1



12

7.1779m/s

2.7949

每层塔板上浮阀数目：N

VS12.8391

332 块 2

0.785d0u010.785*0.0392*7.1779

取边缘区宽度WC0.06m,破沫区宽度WS0.10m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：Aa2[xR2x2其中 R



180

R2arcsin

x

] R

D

WC1.10.061.04m 2D

x(WdWS)1.1(0.27280.10)0.7272m

2

2x

Rarcsin]2.6290m2 所以Aa2[xR2x2180R

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm

则排间距： t1

Aa2.6290106mm Nt3320.075

因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t190mm，按t=75mm, t190mm，以等腰三

角形叉排方式作图

，得排阀数390

个。

按N=390重新计算：01

2.8391

6.0968 m/s 2

0.7850.039390

F06.09682.794910.193 塔板开孔率：

u10.74712.25% u016.0968

提留段：取阀孔动能因子F012,则孔速u02

F0

V2



12

6.78m/s

.1311

每层塔板上浮阀数目：N

VS22.7476

340 块 22

0.785d0u020.785*0.039*6.78

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距： t1

Aa2.6290103mm Nt3400.075

因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t190mm，按t=75mm, t190mm，以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数390个。

2.7476

5.90 m/s 按N=390重新计算：022

0.7850.039390 F05.90.131110.44 塔板开孔率：

u20.72310.66% u026.78

七、塔板的流体力学计算

（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据hphch1h计算 精馏段：干板阻力：uoc11.73.1

v1

1.825

73.1

5.98m/s

2.7949

2v1u012.79496.09682

因u01uoc1，故hc15.345.340.036554m

2L1g2774.3189.8

板上充气液层阻力：

取00.5，hL10hL0.50.070.035m

液面表面张力及所造成的阻力：

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

m hP10.0365540.0350.071554

PP1hp1L1g0.071554774.3189.8542.974 Pa 提留段：干板阻力：uoc21.73.1

1.825

73.1

v2

3.1311

5.61966m/s

342

2

因uv2u023.13116.7802uoc2，故hc25.25.340.0513m

L2g2764.48399.8

板上充气液层阻力：

取00.5，hL10hL0.50.070.035m

液面表面张力及所造成的阻力：

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： hP20.05130.0350.0863m

PP2hp2L2g0.0863764.48399.8646.52 Pa （二）、淹塔

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度。 Hd(HThW),即HdhphLhd （1）精馏段：

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hP10.071554m 液体通过液体降液管的压头损失： hS1d10.153(

Ll)20.153(0.008143)2

0.0124m Wh011.430.02

板上液层高度：hL0.07m，则Hd10.0715540.01240.070.154m 取0.5，已选定HT0.45m,hw10.42162m 则(HThw)10.5(0.450.42162)0.4358m 可见Hd1(HThw)1，所以符合要求。 (2)提留段：

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hP20.0863

m 液体通过液体降液管的压头损失： h2d20.153(

LSl)20.153(0.014)2

0.005866m Wh021.430.05

板上液层高度：hL0.07m，则Hd20.08630.0058660.070.1622m

取0.5，已选定HT0.45m,hw20.38524m 则(HThw)20.5(0.450.38524)0.41762m 可见Hd1(HThw)1，所以符合要求。 （三）、物沫夹带

VS1

（1）

精馏段：泛点率

V1

1.36LS1ZL

L1V1

KCFAb

100%

VS1

泛点率

V1L1V1

0.78KCFAT

100%

板上液体流经长度：ZLD2Wd2.220.27281.6544m 板上液流面积： AbAT2Af3.799420.27393.2516m2 查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得CF0.127

VS1

泛点率

V12.79491.36LS1ZL2.1.360.0081431.6544

L1V1774.3182.7949

100%100%45.82%

KCFAb0.1273.2516

VS1

泛点率

V1

L1V1

2.100%

0.78KCFAT

2.7949

774.3182.7949100%45.40%

0.780.1273.7994

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足ev0.1（kg液/kg气）的要求。 （2）提留段：

查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得CF0.128

VS2

泛点率

V23.13111.36LS2ZL2.1.360.0141.6544L2V2764.48393.1311100%100%49.856%

KCFAb0.1283.2516

VS2

泛点率

V2

L2V2

2.100%

0.78KCFAT

3.1311

764.48393.1311100%46.45% 0.780.1283.7994

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足ev0.1（kg液/kg气）的要求。 八、塔板负荷性能图 （一）、物沫夹带线

VVS

36LSZL

泛点率

1.LV

KC

FAb

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：

V2.7949

S

精馏段：0.8

774.3182.79491.36LS1.6544

0.1273.2516

整理得：VS5.488837.3829LS

由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出VS

V3.1311

S

1提留段：0.8

764.48393.1311.36LS1.6544

0.1283.2516

整理得：VS5.20335.156LS

表6物沫夹带线上的气液体积流量 精馏段

LS/(m3/s)VS/(m3/s)

0.002 0.01 5.414 5.1150 提留段

LS/(m3/s)

0.002 0.01 VS/(m3/s)

5.1327

4.8514

（二） 、液泛线

(HThw)hphLhdhehlhhLhd 由此确定液泛线，忽略式中h

(H2vu0L2.843600LS2/3

Thw)5.3420.153(S)2(10)[hwE()]Lglwh01000lw

uVS

0

4

d2

0N

精馏段：0.4358

14.9248V2

S12774.3189.81(0.7850.0392390)

2

39.0L2048732.843600LS2/3S1.5[0.1000(1.43)] 整理得：V2/3

S180.04978607.37L2173.991L2S1S1

提留段：2

0.41762

16.72VS22764.48399.81(0.7850.0392390)2

13.1956L2

S

1.5[0.03952.843600LS2/31000(1.43)]整理得：V2.7399L2/3

S269.716982566S2153.34624L2S2

在操作范围内任取若干个LS值，算出的VS值。 表7 液泛值

精馏段

0.001 0.003 0.004 0.007

VS1/(m3/s)8.848796 8.738025 8.690666 8.559268

0.001 0.003 0.004 0.007

VS1/(m3/s)8.257176 8.15008 8.112449 7.998738

LS1/(m3/s)

提留段

LS1/(m3/s)

（三）、液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s。 液体降液管内停留时间

AfHTLS

3~5s

以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则： (LS)max（四）、漏液线

2

对于F1型重阀，依F05作为规定气体最小负荷的标准，则VS0.785d0Nu0

AfHT

5



0.27390.45

0.02465m3/s

5

精馏段：(VS1)min0.7850.0392390

5

1.392677m3/s

2.7949

5

1.315785m3/s

.1311

提留段：(VS2)min0.7850.0392390（五）、液相负荷下限

取堰上液层高度how0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

(LS)min2/32.843600

E[]0.006 1000lw

取E=1.0，则(LS)min(

0.00610003/2lw

)0.00122m3/s

2.8413600

由以上(1)~(5)作出塔板负荷性能图

精馏段：

所以精馏段的操作弹性为5.2/1.4=3.71

提留段：

所以提留段的操作弹性为5.1/1.3=3.92

九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表

第四章 精馏过程流程图

结束语

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

这次化工原理的课程设计，从最开始的草稿，到后来的电子稿，我经过了一遍又一遍的修改，每次修改都伴随着我很大的努力，当然也伴随着我很大的进步，更使我明白理论离实践的距离真的很远。最开始是由于自己的粗心大意导致了理论板的却定出现了错误，从而是的后面出现了一系列的错误，好在及时发现，从新进行了计算。虽然浪费了时间但是也让我知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在这次化工原理课程设计中我也收获到了很多，学会了一些word中自己以前不会的的东西，加深学了Auto CAD 绘图软件，同时也让我深深地感受到了同学们之间的友谊，感谢同学们对我的帮助和鼓励，使我能够顺利的完成我的课程设计，同时也感谢几位同学在CAD绘图过程中对我的指导。在此，衷心的谢谢你们对我的帮助。设计中一定有很多疏漏和错误之处，恳请老师批评指正，并感谢学校给予我这次机会！

课程设计成绩评定表

JINGCHU UNIVERSITY OF TECHNOLOGY

《化工原理课程设计》说明书

设计题目： 甲苯乙苯的精馏（浮阀塔）

目 录

第一章 前言

精馏原理及其在化工生产上的应用........................................ 4 精馏塔对塔设备的要求..................................................................................................... 4 常用板式塔类型及本设计的选型.......................................... 4 本设计所选塔的特性.................................................... 5 化工原理课程设计任务书................................................ 5 第二章 精馏塔的工艺计算

物料衡算 ............................................................. 6

原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率...................................... 6 物料衡算............................................................................................................................. 6 回流比的确定..................................................................................................................... 7 平均相对挥发度的计算..................................................................................................... 7 板数的确定......................................................................................................................... 8 精馏塔的气液相负荷......................................................................................................... 8 精馏段与提馏段操作线方程............................................................................................. 9 全塔效率............................................................................................................................. 9 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算................................................................... 10 操作温度的计算............................................................................................................... 10 操作压强........................................................................................................................... 11 塔内各段气液两相的平均分子量................................................................................... 12 精馏塔各组分的密度....................................................................................................... 13 液体表面张力的计算....................................................................................................... 14 液体平均粘度的计算....................................................................................................... 15 气液负荷计算................................................................................................................... 15 精馏塔的塔体工艺尺寸计算........................................................................................... 16 塔径的计算....................................................................................................................... 16 精馏塔有效高度的计算................................................................................................... 17 溢流装置计算................................................................................................................... 17 塔板布置........................................................................................................................... 17 浮阀板的流体力学验算................................................................................................... 18 塔板压降........................................................................................................................... 18 液沫夹带........................................................................................................................... 18 塔板负荷性能图............................................................................................................... 19 过量液沫夹带线关系式................................................................................................... 20 液相下限线关系式........................................................................................................... 20 严重漏夜线关系式........................................................................................................... 21 液相上限线关系式........................................................................................................... 21 降液管液泛线关系式....................................................................................................... 22 浮阀塔计算结果汇总....................................................................................................... 22

第三章 塔结构

塔的设备结构图....................................................... 23 结束语............................................................... 24

第一章 前言

1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。

1.2精馏塔对塔设备的要求

精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常 流动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正液体的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

五：结构简单，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.3常用板式塔类型及本设计的选型

常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。

浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。

乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 1.4．本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是：

1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%,但是比筛板塔高 20%～30。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展,各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来,人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富,积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适

设计条件：

1、处理量： 100000 （吨/年）。

2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为40%。 3、进料状态： 泡点进料 4、料液初温 ： 泡点温度 5、冷却水的温度： 25℃

6、饱和蒸汽压强：5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 7、精馏塔塔顶压强:1atm 8、单板压降不大于 0.7 kPa

9、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于94%(质量分数),塔底的 甲苯含量不大于2%(质量分数)。 10、年开工时间： 300（天）

第二章 精馏塔的工艺计算

一、精馏塔的物料衡算

(一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol

0.4/92.13

0.4344 XF

0.4/92.130.6/106.16 xD xW

0.94/92.13

0.9475

0.94/92.130.06/106.16

0.02/92.13

0.02298 0.02/92.130.98/106.16

（二）、物料衡算

对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。

3

10000010（0.4/92.130.6/106.16）

138.799 kmol/h 进料流量F=

300*24

FDWDW138.799

  

FxDxWxDW0.9475D0.02298W60.294F 联立解得D=61.765 kmol/h , W=77.034 kmol/h 二、塔板数的确定 （一）、理论板层数NT的求取

表2 甲苯乙苯气液平衡

1、甲苯、乙苯的温度-组成

甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

B

根据lgp0A（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求

tC

oo

得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压PA、PB。

PPB0PAx

再根据泡点方程x0和露点方程得到各组t-x(y) y0

PAPBP

数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲

线（如图2）。

图 1

2、确定操作的回流比R

因q=1、xe=xf=0.4344在x～y图上查得ye=0.4996。故有： Rm

xD-ye0.94750.62

1.765 yexe0.620.4344

而一般情况下R=(1.1～2)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即：R=2Rm=3.53

图2

3、求操作线方程

精馏段操作线方程为：yn1

Rx

xnD0.779xn0.2092 R1R1

L=R×D=3.53*61.765=218.03 提馏段操作线方程为ym1

WxWLqF

xm-1.2093xm-0.006

LqF-WLqF-W

4、图解法求理论板层数

精馏段操作线为经过点a(0.9475，0.9475)，c(0,0.2092)，与q线交与点d,而提留段操作线为经过点d、b(0.02298,0.02298)。在x-y图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。 图解得总理论塔板数NT=13.5 （不含再沸器）。其中精馏段NT1=6.3块，提馏段NT2=8.2块，第9块为加料板位置。

三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）、操作压力计算

塔顶操作压力 ：PD＝101.3 kPa 每层塔板压降 ：取△P＝0.7 kPa

进料板压力 ：PF＝101.3＋0.7×15＝111.8 kPa 塔底操作压力 ：PW＝111.8＋0.7×16＝123 kPa

精馏段平均压力：Pm1＝（101.3＋111.8）/2＝106.55 kPa 提馏段平均压力：Pm2＝（111.8＋123）/2＝117.4 kPa （二）、操作温度计算

查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD＝111.5 ℃ 进料板温度 ：TF＝123.2 ℃ 塔底温度 ： TW＝136.983 ℃

精馏段平均温度 ：Tm1＝（111.5＋123.2）/2 = 117.35 ℃ 提馏段平均温度 ：Tm2＝（123.2＋136.983）/2 = 130.0915 ℃ （三）、平均摩尔质量计算 精馏段摩尔质量:

由拉格朗日插入法得： 气相组成：x1161:

1190.59690.7303117.35116

x0.7303

, x10.6862

1液相组成：y1191161:

0.75300.8490117.35116

y, y10.8173

10.8490

MVDm0.686292.13(10.6862)106.1695.5326 kg/kmol

MLDm0.817392.13(10.8173)106.1694.6933 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 : 气相组成：x2:

1311280.15710.2548130.0915128

x, x20.186687

20.2548液相组成：y131128130.0915128

2:

0.27160.4074y, y20.312725

20.4074

MVm20.186687*92.13(1-0.186687)*106.16103.54078 kg/kmol

MLm20.312725

*92.13(10.312725)*106.16101.7725 kg/kmol （四）、平均密度计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3）， 液相平均密度用

1

aA





aB

m

A

计算（ 式中a表示质量分数）。

B

气相平均密度用T0PM

V

22.4TP计算

表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度

Tm1 = 117.35 ℃，

120110117.35110

， 甲苯773.098755 kg/m3

770780.3 780.3120110117.35110

，乙苯779.08816 kg/m3

776.2758.8 758.8

`

同理：Tm2 = 130.0915 ℃，甲苯 kg/m3 ， 759.402095

`

kg/m3 乙苯766.509415

精馏段液相平均密度: 气相平均密度计算V液相平均密度计算

1

273.15*95.53263

2.7949 kg/m

22.4*(273.15116.9915)

L1



0.8173*92.13/[0.8173*92.13106.16(10.8173)]10.795176



773.098755779.08816

3`

L.318 kg/m 1774

提馏段液相平均密度: 气相平均密度计算V液相平均密度计算

1

273.15*103.540783

3.1311 kg/m

22.4*(273.15130.0915)

L2



0.312725*92.13/[0.312725*92.13106.16(10.312725)]10.283096



759.402095766.509415

3`

L.4839 kg/m 2764

(五) 、相对挥发度

精馏段：由xA0.6862,yA0.8173，得xB0.3138，yB0.1827 所以

yAxB0.8173*0.3138

2.0457 yBxA0.1827*0.6862

提馏段：由xA0.186687,yA0.312725得xB0.813313，yB0.687275 所以

yAxB0.312725*0.813313

1.9823 yBxA0.687275*0.186687

（六）、液体平均表面张力计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.1053T＋30.095

乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 而液相平均表面张力用Lmxii计算

i1n

1、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD＝111.5℃ 得：

σDA=-0.1053×111.5＋30.095=18.4296 mN/m σDB=-0.1016×111.5＋31.046=19.7904 mN/m

σDm=0.9945×18.4296＋(1-0.9945)×19.7904=18.4237mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF＝123.2℃ 得：

σFA=-0.1053×123.2＋30.095=17.122 mN/m σFB=-0.1016×123.2＋31.046=18.5289 mN/m

σFm=0.4344×17.122＋（1－0.4344）×18.5289=17.9177 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算

由 TW＝136.983℃ 得：

σWA=-0.1053×136.983＋30.095=15.6707 mN/m σWB=-0.1016×136.983＋31.046=17.1285 mN/m

σWm=0.02298×15.6707＋(1-0.02298)×17.1285=17.092 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力

σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4237＋17.9177)/2=18.1707mN/m 5、提馏段液相平均表面张力

σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.9177＋17.092)/2=17.5049 mN/m （七）、液体平均粘度计算

Tm1 = 117.35 ℃，

120110117.35110

,A0.2331 mPa·s 

0.2280.245A0.245

120110117.35110

,B0.2647 mPa·s 

0.2590.278B0.278

同理;Tm2 = 130.0915 ℃时，A0.21288 mPa·s，B0.24185 mPa·s 精馏段液相平均粘度 ：

*0.81730.2647*0.18270.238873 mPa·s 1Ay1B(1y1)0.2331提馏段液相平均粘度：

2Ay2B(1y2)0.21288*0.3127250.24185*0.6872750.23279mPa·s

实际塔板数Np的求取

（八）、塔板效率：ET0.49(L)0.245

0.245

精馏段：ET10.49(11)0.2450.49(2.04*，50.7238)8730.5839

Np1=6.3/0.583968=10.8，取Np1=11块；

.245

提留段：ET20.49(22)0.2450.49(1.98*，20.2332)0790.5921

NP2=7.2/0.592108=12.16；取Np2=13块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=24块。 四、精馏塔的气、液相负荷计算

（一）、精馏段气、液相负荷计算 L=R×D=3.53×61.765=239.7123 V=(R+1)D=4.53×61.765=299.1123

质量流量：L1ML1L94.6933*239.71236.3053kg/s

V1MV1V95.5326*299.11237.93749kg/s

体积流量: LS1

L1



6.3053

L1

774.318

0.008143

m3/s V

V1

7.93749

S1

V1

2.7949

2.8391 m3/s

（二）、提馏段气、液相负荷计算

L=L+Qf=239.7123+138.799=378.5113 V=V+(q-1)F=299.1123

质量流量：L2ML2L101.7725*378.79910.7087kg/s

V2MV2V103.54078*299.11238.603kg/s

体积流量: L2

7087

S2

L

10.0.014 m3L2

764.4839

/s

VV2

8.603

S2



V2

3.1311

2.7476 m3/s 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

史密斯图

1、 精馏段塔径的计算

取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 hL＝0.07m。 1

1液气动能参数 ：PF2

2

1

Ls1Lm1V0.008143774.3182.7949

s1Vm10.04774 2.8391查Smith通用关联图得C

200.08100

0.2

负荷因子：CLm1

0.2

1C2020

0.08118.1707

20



0.079461 m/s

最大允空塔气速： Lm1-Vm1F1C1

 774.318-2.7949

1.3202 m/s

Vm12.7949

10.7F10.92415 m/s 估算塔径 ：D'1

Vs10.7852.8391

0.7850.92415

1.978 m，

圆整取D2.2m，上下塔径一致

塔截面积： AT1=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2 空塔气速：12.8391/3.79940.747 m/s 2、 提馏段塔径的计算

取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 hL＝0.07m。

1/2

1/2

液气动能参数 ：PFL

2s2

VLm20.014764.4839s2

Vm2

2.74763.1311

0.0796

查Smith通用关联图得C

200.073

0.2

0.2

负荷因子：CLm2

2C2020

0.07317.5049

20



0.07108 m/s

最大允空塔气速： Lm2-Vm2F2C2

764.4839-3.1311

3.1311

1.108 m/s

Vm2取适宜空塔气速：μ2=0.7μF=0.77587 m/s 估算塔径 ：D'Vs2

2.7476

2

0.785



0.7850.77587

2.124 m，为加工方便，圆整取

D2.2m.

塔截面积： AT2=0.785D2=0.785×2.22=3.7994 m2

空塔气速： 22.7476/3.79940.723 m/s

六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算

因塔径D＝2.2 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰。

各项计算如下：

①、堰长lW1： 取lW10.65D0.652.21.43 m

②、溢流堰高度hw1

根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度 hOW1可由Francis经验公式计算得： 精馏段：hOW

2.84LS1

E11000lW1

2/3

*36000.0081430.002841.031

1.43

2/3

2.1273 mm

hWhLhOW4.873mm 提留段：hOW

2.84LS2

E11000lW1

2/3

0.014*36000.002841.031

1.43

2/3

3.0529 mm

hWhLhOW3.947mm

③、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由lW1/D0.65查弓形降液管的参数图得：

Wd1

0.124Wd12.20.1240.2728 m D

Af1

0.0721Af13.79940.07210.2739 m2

AT1

验算液体在降液管中停留时间： 精馏段：1

Af1HT0.27390.45

15.136 s 5 s Ls10.008143Af1HT0.27390.45

8.804 s 5 s Ls20.014

提留段：2

故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度 精馏段： 取00.13 m/s则ho

Ls1lW10Ls2lW20



0.008143

0.0438 m

1.430.13

0.014

0.0753 m

1.430.13

0.13提留段： 取0 m/s则ho



（ho不宜小于0.02～0.025 m，满足要求）

故降液管底隙高度设计合理。 （二）、塔板布置及浮阀数目与排列 （1） 塔板分布

本设计塔径2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板。 （2） 浮阀数目与排列

精馏段：取阀孔动能因子F012,则孔速u01

F0

V1



12

7.1779m/s

2.7949

每层塔板上浮阀数目：N

VS12.8391

332 块 2

0.785d0u010.785*0.0392*7.1779

取边缘区宽度WC0.06m,破沫区宽度WS0.10m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：Aa2[xR2x2其中 R



180

R2arcsin

x

] R

D

WC1.10.061.04m 2D

x(WdWS)1.1(0.27280.10)0.7272m

2

2x

Rarcsin]2.6290m2 所以Aa2[xR2x2180R

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm

则排间距： t1

Aa2.6290106mm Nt3320.075

因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t190mm，按t=75mm, t190mm，以等腰三

角形叉排方式作图

，得排阀数390

个。

按N=390重新计算：01

2.8391

6.0968 m/s 2

0.7850.039390

F06.09682.794910.193 塔板开孔率：

u10.74712.25% u016.0968

提留段：取阀孔动能因子F012,则孔速u02

F0

V2



12

6.78m/s

.1311

每层塔板上浮阀数目：N

VS22.7476

340 块 22

0.785d0u020.785*0.039*6.78

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距： t1

Aa2.6290103mm Nt3400.075

因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t190mm，按t=75mm, t190mm，以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数390个。

2.7476

5.90 m/s 按N=390重新计算：022

0.7850.039390 F05.90.131110.44 塔板开孔率：

u20.72310.66% u026.78

七、塔板的流体力学计算

（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据hphch1h计算 精馏段：干板阻力：uoc11.73.1

v1

1.825

73.1

5.98m/s

2.7949

2v1u012.79496.09682

因u01uoc1，故hc15.345.340.036554m

2L1g2774.3189.8

板上充气液层阻力：

取00.5，hL10hL0.50.070.035m

液面表面张力及所造成的阻力：

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

m hP10.0365540.0350.071554

PP1hp1L1g0.071554774.3189.8542.974 Pa 提留段：干板阻力：uoc21.73.1

1.825

73.1

v2

3.1311

5.61966m/s

342

2

因uv2u023.13116.7802uoc2，故hc25.25.340.0513m

L2g2764.48399.8

板上充气液层阻力：

取00.5，hL10hL0.50.070.035m

液面表面张力及所造成的阻力：

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： hP20.05130.0350.0863m

PP2hp2L2g0.0863764.48399.8646.52 Pa （二）、淹塔

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度。 Hd(HThW),即HdhphLhd （1）精馏段：

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hP10.071554m 液体通过液体降液管的压头损失： hS1d10.153(

Ll)20.153(0.008143)2

0.0124m Wh011.430.02

板上液层高度：hL0.07m，则Hd10.0715540.01240.070.154m 取0.5，已选定HT0.45m,hw10.42162m 则(HThw)10.5(0.450.42162)0.4358m 可见Hd1(HThw)1，所以符合要求。 (2)提留段：

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hP20.0863

m 液体通过液体降液管的压头损失： h2d20.153(

LSl)20.153(0.014)2

0.005866m Wh021.430.05

板上液层高度：hL0.07m，则Hd20.08630.0058660.070.1622m

取0.5，已选定HT0.45m,hw20.38524m 则(HThw)20.5(0.450.38524)0.41762m 可见Hd1(HThw)1，所以符合要求。 （三）、物沫夹带

VS1

（1）

精馏段：泛点率

V1

1.36LS1ZL

L1V1

KCFAb

100%

VS1

泛点率

V1L1V1

0.78KCFAT

100%

板上液体流经长度：ZLD2Wd2.220.27281.6544m 板上液流面积： AbAT2Af3.799420.27393.2516m2 查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得CF0.127

VS1

泛点率

V12.79491.36LS1ZL2.1.360.0081431.6544

L1V1774.3182.7949

100%100%45.82%

KCFAb0.1273.2516

VS1

泛点率

V1

L1V1

2.100%

0.78KCFAT

2.7949

774.3182.7949100%45.40%

0.780.1273.7994

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足ev0.1（kg液/kg气）的要求。 （2）提留段：

查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得CF0.128

VS2

泛点率

V23.13111.36LS2ZL2.1.360.0141.6544L2V2764.48393.1311100%100%49.856%

KCFAb0.1283.2516

VS2

泛点率

V2

L2V2

2.100%

0.78KCFAT

3.1311

764.48393.1311100%46.45% 0.780.1283.7994

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能满足ev0.1（kg液/kg气）的要求。 八、塔板负荷性能图 （一）、物沫夹带线

VVS

36LSZL

泛点率

1.LV

KC

FAb

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：

V2.7949

S

精馏段：0.8

774.3182.79491.36LS1.6544

0.1273.2516

整理得：VS5.488837.3829LS

由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出VS

V3.1311

S

1提留段：0.8

764.48393.1311.36LS1.6544

0.1283.2516

整理得：VS5.20335.156LS

表6物沫夹带线上的气液体积流量 精馏段

LS/(m3/s)VS/(m3/s)

0.002 0.01 5.414 5.1150 提留段

LS/(m3/s)

0.002 0.01 VS/(m3/s)

5.1327

4.8514

（二） 、液泛线

(HThw)hphLhdhehlhhLhd 由此确定液泛线，忽略式中h

(H2vu0L2.843600LS2/3

Thw)5.3420.153(S)2(10)[hwE()]Lglwh01000lw

uVS

0

4

d2

0N

精馏段：0.4358

14.9248V2

S12774.3189.81(0.7850.0392390)

2

39.0L2048732.843600LS2/3S1.5[0.1000(1.43)] 整理得：V2/3

S180.04978607.37L2173.991L2S1S1

提留段：2

0.41762

16.72VS22764.48399.81(0.7850.0392390)2

13.1956L2

S

1.5[0.03952.843600LS2/31000(1.43)]整理得：V2.7399L2/3

S269.716982566S2153.34624L2S2

在操作范围内任取若干个LS值，算出的VS值。 表7 液泛值

精馏段

0.001 0.003 0.004 0.007

VS1/(m3/s)8.848796 8.738025 8.690666 8.559268

0.001 0.003 0.004 0.007

VS1/(m3/s)8.257176 8.15008 8.112449 7.998738

LS1/(m3/s)

提留段

LS1/(m3/s)

（三）、液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s。 液体降液管内停留时间

AfHTLS

3~5s

以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则： (LS)max（四）、漏液线

2

对于F1型重阀，依F05作为规定气体最小负荷的标准，则VS0.785d0Nu0

AfHT

5



0.27390.45

0.02465m3/s

5

精馏段：(VS1)min0.7850.0392390

5

1.392677m3/s

2.7949

5

1.315785m3/s

.1311

提留段：(VS2)min0.7850.0392390（五）、液相负荷下限

取堰上液层高度how0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

(LS)min2/32.843600

E[]0.006 1000lw

取E=1.0，则(LS)min(

0.00610003/2lw

)0.00122m3/s

2.8413600

由以上(1)~(5)作出塔板负荷性能图

精馏段：

所以精馏段的操作弹性为5.2/1.4=3.71

提留段：

所以提留段的操作弹性为5.1/1.3=3.92

九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表

第四章 精馏过程流程图

结束语

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

这次化工原理的课程设计，从最开始的草稿，到后来的电子稿，我经过了一遍又一遍的修改，每次修改都伴随着我很大的努力，当然也伴随着我很大的进步，更使我明白理论离实践的距离真的很远。最开始是由于自己的粗心大意导致了理论板的却定出现了错误，从而是的后面出现了一系列的错误，好在及时发现，从新进行了计算。虽然浪费了时间但是也让我知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在这次化工原理课程设计中我也收获到了很多，学会了一些word中自己以前不会的的东西，加深学了Auto CAD 绘图软件，同时也让我深深地感受到了同学们之间的友谊，感谢同学们对我的帮助和鼓励，使我能够顺利的完成我的课程设计，同时也感谢几位同学在CAD绘图过程中对我的指导。在此，衷心的谢谢你们对我的帮助。设计中一定有很多疏漏和错误之处，恳请老师批评指正，并感谢学校给予我这次机会！

课程设计成绩评定表