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精馏塔的结构、工作原理及分类汇总（附图）精馏塔的功能和分类：基本功能：形成气液两相充分接触的相界面，使质、热的传递快速有效地进行，接触混合与传质后的气、液两相能及时分开，互不夹带。
精馏塔分类：精馏塔的种类很多，按接触方式可分为连续接触式（填料塔）和逐级接触式（板式塔）两大类，在吸收和蒸馏操作中应用极广。
板式塔：在圆柱形壳体内按一定间距水平设置若干层塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流动液层；气体则在压强差的推动下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔顶排出。
气、液在塔内逐板接触进行质、热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。
2、板式塔板式塔通常是由一个圆柱型的壳体及沿塔高按一定的间距水平设置的若干层塔板（或塔盘）所组成。
在塔内沿塔高装有若干层塔板，液体靠重力的作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，有塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。
气液两相在塔内进行逐级接触，两相组成沿塔高呈梯级式变化。
板式塔的塔板塔板是板式塔的主要构件，决定塔的性能。
在几种主要类型错流塔板中，应用最早的是泡罩板，目前使用最广泛的筛板塔和浮阀塔板。
同时，各种新型高效塔板不断问世。
按照结构分，板式塔塔板可以分为泡罩塔、筛板塔、浮阀塔和舌形塔等。
按照流体的路径分，可以分为单溢流型和双溢流型。
3.按照两相流动的方式不同，可以分为错流式和逆流式两种。
（1）溢流塔板溢流塔板(错流式塔板)：塔板间有专供液体溢流的降液管(溢流管)，横向流过塔板的流体与由下而上穿过塔板的气体呈错流或并流流动。
板上液体的流径与液层的高度可通过适当安排降液管的位置及堰的高度给予控制，从而可获得较高的板效率，但降液管将占去塔板的传质有效面积，影响塔的生产能力。
溢流式塔板应用很广，按塔板的具体结构形式可分为：泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板、网孔塔板、舌形塔板等。
（2）逆流塔板逆流塔板（穿流式塔板）：塔板间没有降液管，气、液两相同时由塔板上的孔道或缝隙逆向穿流而过，板上液层高度靠气体速度维持。
精馏塔内部结构原来是这样⼦啊！精馏塔⼜称为蒸馏塔，是进⾏精馏的⼀种塔式汽液接触装置。
很多⼈只是听说过精馏塔，可是对于它的内部结构不了解。
今天，我们来看看真实的精馏塔内部结构。
1、我们要爬到⾼⾼的塔尖尖上，从上往下去探秘，这样会省⼒⼀些。
⼀会看看路况你就知道我说的有多正确了！2、我们进来了，抬头！看那就是精馏塔最上⽅的⽓相线⼝！3、看脚下！那个是精馏塔的进料管线的挡板！⽬的是防⽌进料⼝物料直接冲到壳体上，同时防⽌形成旋转的涡流！造成塔内组分波动，塔板被冲翻！进料挡板就是⼀个破开的半个圆筒？错错错！貌似是⼀个锥形，上⾯⼤，下⾯⼩！4、原地整理休整⼀下，检查⼀下装备！脚下就是精馏塔的⼀层塔板的结构，直径在1600mm，勉强够平躺⼀个个⼦矮的⼈。
12点⽅向是溢流堰和降液管。
没⼈告诉你降液管就⼀定是圆管哦3点⽅向是此次探秘所带的装备：⼿套、⼿电、⽔平仪，和相机。
7点⽅向是⼀个瓶⼦，是⼯⼈遗留下来的“尿液”！中间是通道板，是我们这次探秘的路线。
800mm*350mm，很狭⼩，这就是我们为什么要从上我下探秘了！在我们探秘检查完毕后，要封堵的！5、下图是降液管细节：淹塔了，就是把这个液体把这个地⽅都填满了！完全不让液层通过了！6、下图是溢流堰细节。
请⾃觉忽略那瓶黄⾊液体。
真的不是我！1点钟f⽅向是我们进来的⼈孔！知识点：溢流堰的⾼度决定了该层塔板的液层厚度。
太⾼就会造成液层⾼，塔的压⼒降增加！反之，塔的压⼒阻⼒降低！7、⽤⽔平仪检查塔板的⽔平度！⼀般预制件已经确定好了，除⾮装配⼯⼈⽔平太差，不然就不会偏差太⼤。
知识点：⽔平度差，就如同⽊桶原理，肯定会造成该层塔板的液层厚度降低！就要重新装配！知识点：另外，要确定导向浮阀的⽅向是否正确导向孔的开⼝⽅向与塔板上的液流⽅向⼀致，减少或消除液⾯梯度。
⽓相从孔出来，穿过液层完成⽓液相传质传热！8、往下看！下图是⼯⼈在检查各层塔板。
9、往上看！那是从上⼀层塔板！要检查浮阀的⽖⼦有没有破损。
化工原理课程设计––––浮阀式精馏塔的设计学校：班级：姓名：学号：指导教师：时间：课程设计任务书一、设计题目：分离苯—甲苯混合液的浮阀式精馏塔二、设计的原始数据及分离要求1、原料的规格及分离要求：（1）、生产能力：年处理苯—甲苯混合液6.0万吨（2）、年开工率：8000小时（3）、原料组成：苯含量45%（质量分率）（4）、进料热状况:饱和液体（5）、分离要求：塔顶苯含量不低于95%（质量分率）塔底苯含量不高于5%（质量分率）2、生产条件：（1）操作条件：常压（2）操作温度：原料和产品均为常温（25℃）（3）塔顶冷凝器：用循环水冷却（进口温度28℃）（4）塔底在沸器：用饱和水蒸气加热（5）回流比：取最小回流比的1.4倍三、设计要求：1、编制设计说明书（1）流程的确定及说明（2）精馏塔的设计计算（3）浮阀塔盘结构设计和计算（4）对设计结果讨论（5）参考文献2、绘制精馏系统工艺流程图四、指导教师：李英杰五、设计时间：2011年12月目录前言---------------------------------------------------------------------------------4 1.精馏塔的物料衡算----------------------------------------------------------------5 1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率---------------------------------------5 1.2．原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量--------------------------------51.3．物料衡算-------------------------------------------------------------------52.塔板数的确定---------------------------------------------------------------------5 2.1．理论板层数NT的求取-----------------------------------------------------5 2.2最小回流比及操作回流比----------------------------------------------------5 2.3精馏塔的气、液相负荷-------------------------------------------------------6 2.4操作线方程-------------------------------------------------------------------62.5塔的有效高度-----------------------------------------------------------------63.精馏塔的塔体工艺尺寸计算------------------------------------------------------73.1精流段塔体工艺尺寸计算---------------------------------------------------73.2塔经的计算------------------------------------------------------------------73.3 溢流装置-----------------------------------------------------------------------------------84.塔板负荷性计算--------------------------------------------------------------------------------114.1. 雾沫夹带线----------------------------------------------------------------------------114.2漏液线------------------------------------------------------------------------------------124.3液相负荷上限线-------------------------------------------------------------------------124.4液相负荷下限线-------------------------------------------------------------------------12 参考目录----------------------------------------------------------------------------14前言在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。
目录精馏塔优化设计任务书 (1)正文前言 (2)1、乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计 (3)1.1 操作条件 (3)1.2精馏流程的确定32、乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计计算 (3)2.1 精馏塔全塔物料衡算 (3)2.2 物性参数计算 (4)2.2.1 温度的确定2.2.3 密度的计算2.2.4 混合液体表面张力的计算2.2.5 混合物的粘度2.2.6 相对挥发度2.3理论塔板数及实际塔板数的计算 (11)2.3.1 理论塔板数确定2.3.2 实际塔板数的确定2.4 热量衡算 (13)2.4.1 加热介质的选择2.4.2 冷却剂的选择2.4.3 比热容及汽化潜热的计算2.4.4 热量衡算2.5 塔径的初步设计 (16)2.5.1 汽液相体积流量的计算2.5.2 塔径的计算与选择2.6 溢流装置 (18)2.6.1 堰长2.6.2 弓形降液管的宽度和横截面2.6.3 移液管底隙高度2.7 塔板分布、浮阀数目与排列 (19)2.7.1 塔板分布2.7.2 浮阀数目与排列2.8 塔板的流体力学计算 (21)2.8.1 汽相通过浮阀塔板的压降2.9 淹塔 (22)2.10 雾沫夹带 (23)3、塔板负荷性能图 (24)3.1 雾沫夹带线 (24)3.2 液泛线 (24)3.3 液相负荷上限线 (25)3.4 漏液线 (25)3.5 液相负荷下限 (25)4、塔总体高度利用下式计算 (27)4.1 塔顶封头 (27)4.2 塔顶空间 (28)4.3 塔底空间 (28)4.4人孔 (28)4.5 进料板处板间距 (28)4.6 裙座 (28)5、塔的接管 (29)5.1 进料管 (29)5.2 回流管 (29)5.3 塔底出料管 (29)5.4 塔顶蒸汽出料管 (29)5.5 塔底蒸汽进气管 (29)6、塔的附属设计 (30)6.1 冷凝器的选择 (30)6.2 再沸器的选择 (30)7、参考文献 (31)8、课设心得 (31)9、附图 (32)精馏塔优化任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计二、设计任务及操作条件1．设计任务处理量：55300吨/年料液浓度：30（wt%）产品浓度：95（wt%）易挥发组分回收率：99%2. 操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；3. 设备型式: 精馏塔4. 工作日:每年300天,每天24小时连续进行三、设计内容a) 流程的确定与说明；b) 塔板和塔径计算；c) 塔盘结构设计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。
浮阀塔的设计例示板式塔化工设计程序装置的有关条件：操作条件、物料平衡、热量平衡、分离要求、榙板数。
给定塔板设计条件气液流量的范围、物性常数、允许压力降。
准备事项确认物料的起泡性能、选定塔盘型式。
确定塔径假定塔板间距、气液接触区面积、溢流区面积及塔径的确定。
溢流区的设计1溢流堰长度及宽度、堰高、降液管空间。
气液接触区的设计2浮阍数及排列（浮阀塔盘）、泡罩的设计及排列（泡罩塔盘）、孔径、开孔面积及排列（筛板塔盘）。
各项校核计算3塔板上液层高度、压力降、降液管内液体高度。
45有下述情况时，须对以上步骤中的1~5项，作重复计算。
溢流区设计算得的出口堰长度，使气体通道的面积不够或不在限定的范围内。
孔的排列间距及开孔面积不在限定的范围内。
雾沫夹带量超过限度或发生液泛。
允许压力降及漏液量超出限度。
降液管内的液体高度超出限度。
题目拟建一浮阀塔用以分离某种液体混合物，决定采用F1型浮阀（重阀，33g），试按所给条件进行浮阀塔的设计计算。
塔设备主要结构尺寸的确定塔高板式塔的高度（如图）系由主体高度H z、顶部空间高度H a、底部空间高度H b、以及裙座高度H s构成。
塔的顶部、底部空间及裙座高度塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是批塔顶第一导塔盘到塔顶封头切线的距离，为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2~1.5m。
有时为了提高产品质量，必须更多地除去气体中夹带的雾沫，则可在塔顶设置除沫器。
如有金属除沫网，则网底到塔盘的距离一般不小于塔板间距。
塔的底部空间高度塔的底部空间高度是批塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线处的距离。
当进料系统有15min的缓冲容量时，釜液的停留时间可取3~5min，否则须取15min。
但对釜液量流量大的塔，停留时间一般也取3~5min；对于易结焦的物料，在塔底的停留时间应缩短，一般取1~1.5min。
据此，就可从釜液流量求出底部空间，再由已知的塔径求出底部空间的高度。
加料板的空间高度加料板的空间高度取决于加料板的结构型式及进料状态。
AIII操作平台位置线A-A 不按比例B-B C-C I II 项目签字日期设计校核审核审定2002过控专业申晓丽丙烯精馏塔吊柱部件图比例沈 阳 化 工 学 院设计项目设计阶段第七张共七张件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号吊 柱组合件件号名 称材料单总重量（kg)备注垫 板槽 钢套 筒防 雨 罩套 筒导 向 板固 定 销手 柄吊 柱 管 螺 母 M20垫 片挡 板吊 钩不按比例不按比例不按比例不按比例BS-T07垫 板54-154-254-354-454-554-654-754-854-954-1054-1154-1254-1354-145858-158-258-358-458-558-658-758-858-958-1058-1158-1258-1358-14Q235-A.F111111121141111:10BS-T07BS-T011:10BB A球状支撑祥图不按比例X45°Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07BS-T07数量CC不按比例项目签字日期设计校核审核审定2002过控专业申晓丽丙烯精馏塔塔板零件图比例沈 阳 化 工 学 院设计项目设计阶段第五张共七张件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号中间降液板件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号受液盘件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号中间受液槽件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号侧降液板BS-T051:10Q235-A.F 23-1476.8BS-T05BS-T03Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F BS-T05BS-T05BS-T05BS-T02BS-T0222-1122-12BS-T0323-111:628.71:1056.5按筒直径放样1:772.525其余25其余25其余25其余项目签字日期设计校核审核审定2002过控专业申晓丽丙烯精馏塔塔板零件图比例沈 阳 化 工 学 院设计项目设计阶段第六张共七张件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号筋 板件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号连 接 板件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号支 承 座件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号支 持 圈 A 件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号支 持 圈 B 件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号龙 门 铁件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号卡 板件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号楔 子BS-T0623-9Q235-A.F 1:2BS-T06BS-T021.523-121:41:51:6BS-T06BS-T06BS-T06BS-T02Q235-A.F 6.14此面与塔壁焊接弯曲部分分左右22-9BS-T03Q235-A.F 5.123-10Q235-A.F BS-T024.01:1022-14BS-T06BS-T03Q235-A.F 9.723-523-723-6Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F 2:12:12:1BS-T06BS-T06BS-T06BS-T02BS-T02BS-T0225其余25其余25其余25其余25其余25其余25其余20X45°0.040.070.06点焊项目签字日期设计校核审核审定2002过控专业申晓丽丙烯精馏塔零部件图比例沈 阳 化 工 学 院设计项目设计阶段第二张共七张件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号件号名 称材料单总重量（kg)备注半弓形板矩 形 板通 道 板 浮 阀龙 门 铁楔 子卡 板筋 板筋 板支持圈A 受 液 盘连 接 板中间降液板中间支持板筋 板1:1不按比例BS-T0223中间降液塔盘23-123-223-323-423-523-623-723-823-923-1023-1123-1223-1323-1423-1523-123-223-323-423-523-623-723-823-923-1023-1123-1223-1323-1423-15442332841001622424223Q235-A.F技术要求1.本塔盘按JB1205-80《塔盘技术条件》制造、验收；2.焊接采用电弧焊，焊条型号E5015；3.焊接接头型式及尺寸除图中注明外，均按GB205484-98中规定，角焊逢腰按较薄板厚度；4.塔盘的支撑验收后塔板的支撑面应保持同一水平面允许偏差4mm.1:11:11:11:1组合件3391:10BS-T02BS-T011:10Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F BS-T04BS-T04BS-T04BS-T02BS-T06BS-T06BS-T06BS-T06BS-T06BS-T05BS-T06BS-T05BS-T04有左右之分有左右之分不按比例项目签字日期设计校核审核审定2002过控专业申晓丽丙烯精馏塔塔板零件图比例沈 阳 化 工 学 院设计项目设计阶段第五张共七张件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号中间降液板件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号受液盘件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号中间受液槽件号名 称材 料重量比例所在图号装配图号侧降液板BS-T051:10Q235-A.F 23-1476.8BS-T05BS-T03Q235-A.F Q235-A.F Q235-A.F BS-T05BS-T05BS-T05BS-T02BS-T0222-1122-12BS-T0323-111:628.71:1056.5按筒直径放样1:772.525其余25其余25其余25其余。
板式塔中的浮阀塔课程说明前言精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。
前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。
将单级分离加以组合变成多级分离。
若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。
同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。
因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。
不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。
总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。
实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计内容为板式塔中的浮阀塔。
1流程的选择乙醇——水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。
在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。
操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。
2工艺计算2.1物料衡算：查文献1可知：M 乙醇=46 g/mol ；M 水=18 g/molF F F F /0.27/460.13/(1)/0.27/46(10.27)/18W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水D D D D /0.93/460.84/1)/0.93/46(10.93)/18W M x W MW M ===+-+-乙醇水乙醇（W W W /0.005/460.002/1)/0.005/46(10.005)/18W W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水（混合液分子量：F F 46(1)180.13460.871821.64g/mol M x x =⨯+-⨯=⨯+⨯=混36600010==10166.36kmol/21.64300F ⨯⨯天F D W10166.361552.86kmol/0.1310166.360.840.0028613.5kmol/F W D D W D Fx Dx Wx D W W =+=+=⎧⎧⎧⇒⇒⎨⎨⎨=+⨯=+=⎩⎩⎩天天 由于R=2.7，查文献5得精馏段操作线方程：1 2.710.8411 2.71 2.710.730.227D R y x x y x R R y x =+⇒=+⨯++++⇒=+ 进料热状况：查文献1得乙醇与水的有关物性为：汽化热：m r r M =⨯混加料液的平均汽化热：m 1930.951836.751930.95(2724.99)]21.641892.0721.6440944.39kJ/kmol29.8624.99r -=[+-⨯⨯=⨯=-由文献5查出组成F 0.13x =的乙醇-水溶液泡点为85°C ，平均温度854062.52t -+==℃ 查文献1得：()p 4.45 4.294.452724.61 4.41kJ/(kg K)33.3024.61C -=-⨯-=-P m m 4.41(8540)21.6440944.391.1040944.39C t r q r ∆+⨯-⨯+=== ∴1.10111 1.101q q ==-- ∴q 线方程为：F11111 1.3q y x x q q y x =---⇒=-提留段操作线方程为： 2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天W4192.72 1.1010116.368613.50.0024192.72 1.1010116.368613.54192.72 1.1010116.368613.52.280.003L qF Wy x x L qF W L qF Wy x y x +=-+-+-+⨯⇒=-⨯+⨯-+⨯-⇒=-2.2塔板数确定由图解法求得T 18N =（包括再沸器），第16块为进料板位置图2.1 常压下乙醇-水溶液的x-y 图塔顶温度由D 0.84x =查文献7得 D 78.2t =℃ 塔底温度由W 0.002x =查文献7得W 99.3t =℃'78.299.388.72t +==℃ 查文献5得0.32mPa sμ=水 查文献3得0.38mPa sμ=乙醇查文献7得A 0.0641x = B 0.9359x =根据公式Lm i i x μμ=∑ 得Lm 0.320.93590.410.06410.3258mPa s μ=⨯+⨯= 因为塔顶采用全凝器，所以1D 0.84y x == 查文献7可知120.8280.730.8280.2270.8314x y =⇒=⨯+=所以A B1A B1.094y x x y α== 同理得：表 2.1每层塔板上的相对挥发度123.229NNNαααα+++==∑由奥康奈尔关联式：T L 0.2450.2450.49()0.49(3.2290.3258)48%E αμ--==⨯⨯= 求解实际塔板数T T 1181360.48N N E --==≈精馏段塔板数D 16330.48N == 提馏段塔板数W 36333N =-=2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天(1)(2.71)1552.865745.58kmol/V R D =+=+⨯=天'4192.72 1.1010166.3615320.72kmol/L L qF =+=+⨯=天 '(1)5745.58(1.101)10166.366762.22kmol/V V q F =+-=+-⨯=天（1）操作压力：塔顶操作压力：D 101.33kPa P = 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=进料板压力：F 101.330.734125.13kPa P =+⨯=塔底操作压力：W 101.330.736126.53kPa P =+⨯=精馏段平均压力：D F 101.33125.13113.23kPa 22P P P ++=== 提馏段平均压力：F W '125.13126.53125.83kPa 22P P P ++===（2）操作温度： 塔顶采用全凝器塔 顶 温度：由 D 0.84x = ，查得：D 78.3t =℃ 进料板温度：由 F-10.35x = ，查得：F-181.2t =℃由F 0.13x = ，查得：F 85.1t =℃塔 底 温度：由 W 0.002x = ，查得：W 99.3t =℃ 精馏段平均温度：D F-178.381.279.722t t t ++===℃ 提馏段平均温度：F D'85.399.392.322t t t ++===℃（3）平均摩尔质量的计算：塔 顶：1D 0.84y x ==查文献7得10.83x =VDm 0.8446(10.84)1841.52kg/kmol M =⨯+-⨯=LDm 0.8346(10.83)1841.24kg/kmol M =⨯+-⨯= 进料板上一块：F-10.35x =查得F-10.6y =VF-1m 0.646(10.6)1834.8kg/kmol M =⨯+-⨯=LF-1m 0.3546(10.35)1827.8kg/kmol M =⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量：VDm VF-1mvm 41.5234.838.16kg/kmol 22M M M ++=== LDm LF-1mLm 41.2427.834.52kg/kmol 22M M M ++=== 提馏段：F 0.13x =查得F 0.6y =VFm'0.4146(10.41)1829.48kg/kmol M =⨯+-⨯='LFm 0.1346(10.13)1821.64kg/kmol M =⨯+-⨯=塔底：W 0.002x =查得W 0.0248y =Vwm '0.024846(10.0248)1818.69kg/kmol M =⨯+-⨯=Lwm 0.00246(10.002)1818.06kg/kmol M =⨯+-⨯=提馏段平均摩尔质量：VWmVFm '''Vm 29.4818.6924.09kg/kmol 22M M M ++===LFm Lwm'''Lm21.6418.0619.85kg/kmol 22M M M ++===（4）平均密度的计算： ①汽相平均密度计算：由理想气体方程得：Vm PMRT ρ=精馏段气相平均密度：VmVm 3113.2338.161.473kg/m 8.314(273.1579.73)P M RTρ⨯⨯===⨯+提馏段汽相平均密度：'Vm''3Vm125.8324.090.998kg/m 8.314(273.1592.26)P M Rt ρ⨯⨯'===⨯+② 液相平均密度计算：i Lmi1αρρ=∑塔顶：由D 78.25t =℃查文献5得3972.85kg/m ρ=水查文献3得3763.2kg/m ρ=乙醇∴LDm 311774.89kg/m 0.930.07763.2972.85ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板上一块：F-181.2t =℃查得3758.1kg/m ρ=乙醇，3971.02kg/m ρ=水, ∴LF-1m 311884.11kg/m 0.351-0.35758.1971.02ρααρρ===++水乙醇乙醇水精馏段液相平均密度：3774.89884.11829.5kg/m 2Lm ρ+==塔底由W 99.3t =℃查得3745.6kg/m ρ=乙醇，3958.9kg/m ρ=水，∴Lwm '311957.53kg/m 0.0051-0.005745.6958.9ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板由F 85.1t =℃查3755.4kg/m ρ=乙醇，3968.5kg/m ρ=水∴LFm '311899.95kg/m 0.271-0.27755.4968.5ρααρρ===++水乙醇乙醇水提馏段液相平均密度：'3Lm 957.53899.95928.74kg/m 2ρ+==② 液相平均表面张力12Lm 121221121x x x x σσσσσσσ==++由D 78.3t =℃查文献3得17.3mN/mσ=乙醇查文献562.9mN/mσ=水DmL 119.57mN/m0.841-0.8417.362.9σ==+进料板上一块板F-181.2t =℃查得62.37mN/mσ=水，17.2mN/mσ=乙醇F-1mL132.5mN/m 0.351-0.3517.262.37σ==+∴精馏段液相平均表面张力：m L 19.5732.526.04mN/m 2σ+==由W 99.3t =℃查得58.94mN/m σ=水，15.5mN/m σ=乙醇WmL 158.61mN/m 0.0021-0.00215.558.94σ==+由F 85.1t =℃查得61.64mN/m σ=水，16.7mN/m σ=乙醇Fm L 145.66mN/m 0.131-0.1316.761.64σ==+ ∴提馏段液相平均表面张力：Lm '58.6145.6652.14mN/m 2σ+== 2.4塔径的计算（1）精馏段 气相体积流量3Vm s Vm5745.5838.1624 1.72m /s 36003600 1.473VM V ρ⨯===⨯ 液相体积流量33Lm s Lm 4192.7234.5224 2.0210m /s 36003600829.5LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T 0.45m H =，板上液层高度 L 0.05m h =11322s Lm s Vm 2.0210829.50.02791.72 1.473L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L 0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得200.081C =0.20.2Lm 2026.040.0810.08542020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0854 2.02m/s u === 取安全系数为0.8，则max 0.80.8 2.02 1.62m/s u u ==⨯=∴精馏段塔径 1.16m D == 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0221.72 1.52m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max 1.520.752.02u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 （2）提馏段 气相体积流量Vm s Vm '''3'6762.2224.0924 1.889m /s 360036000.998V M V ρ⨯===⨯液相体积流量Lm s Lm '''33'15320.7219.8524 3.7910m /s 36003600928.74LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T '0.45m H =，板上液层高度L '0.05m h =s Lm s Vm 11''232'' 3.7910928.740.0611.889 1.889L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L ''0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得20'0.075C =Lm 200.2'0.2''52.140.0750.0912020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max '0.091 2.77m/s u C === 取安全系数为0.7，则max ''0.70.7 2.77 1.94m/s u u ==⨯=∴提馏段塔径' 1.11m D === 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0'''221.889 1.67m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max '' 1.670.602.77u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 查文献5塔高的计算：T T T 18110.4516.43m 0.48N Z H E ⎛⎫⎛⎫=-=-⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭2.5热量衡算及冷凝器选择塔顶：由1D 0.84y x ==所以其质量分数为0.93查文献1可知：()0.844610.841841.52g/mol M =⨯+-⨯=VD 1213.441.5250380.37kJ/kmol H =⨯=由D 0.84x =，得D 0.85y =()'0.854610.851841.8g/mol M =⨯+-⨯=LD 265.4241.811094.56kJ/kmol H =⨯=∴塔顶冷凝器：()()()6c VD LD 1552.861 3.750380.3711094.569.410kJ/h 24Q R D H H =+-=⨯⨯-=⨯ 设=20t 进℃，=30t 出℃，则水的平均温度m =25t ℃查得20℃时3998.2kg/m ρ=水()P 4.183kJ/kg K C =()()65c c P 9.410 2.2510kg/h 4.1833020Q W C t t ⨯===⨯-⨯-出进 又D 78.25t =℃()()m 78.252078.253053.0978.2520ln 78.2530t ---∆==--℃K 预设为500W/（m 2•℃）则62c m 9.41098.37m 50053.09Q A K t ⨯===∆⨯ 查文献5可知：选取列管换热器公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245管长：6m碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：113.5m 2639.41010433.33600113.553.09⨯⨯==⨯⨯管子正三角形排列 符合350~1160之间 2.6塔底再沸器W 0.002x =查得W 0.0249y =，W 99.3t =℃()'W 0.02494610.02491818.697g/mol M =⨯+-⨯=()W 0.0024610.0021818.056g/mol M =⨯+-⨯=VD '2666.618.05648132.13kJ/kmol Z =⨯=LD '446.5418.6978348.96kJ/kmol Z =⨯=∴()()'''b VM LM 6762.221.05 1.0548148.138348.963270.69kJ/s 243600Q V Z Z =-=⨯⨯-=⨯ 选用绝压200kPa P =的蒸汽，其沸点为120.2℃，气化潜热为2205 kJ/kg ∴加热蒸汽消耗量b h 3270.69 1.48kg/s 2205Q W r === m W 120.299.2720.93t T t ∆=-=-=℃K 预设为3000 W/（m 2•℃）则32b 0m 3270.691052.09m 300020.93Q A K t ⨯===∆⨯ 公称压强：2.5×103kPa公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245中心排管数：17碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：55.8m 2()323270.69102800.5W/m 55.820.93K ⨯==⨯实℃符合要求3流体力学验算与负荷性能图3.1溢流装置由文献5可知：由于塔径为1.2m，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.2m以下的塔中。
催化车间浮阀塔盘原理及结构、介质流向浮阀塔盘原理：在盘上开有许多孔，每个孔上都装有一个阀，当没有上升汽相时，浮阀闭合于塔板上，当有汽相上升时，浮阀受汽流冲击而向上启开，开度随汽相的量增加而增加，上升汽相穿过阀孔，在浮阀片的作用下向水平方向分散，通过液体层鼓泡而出，使汽液两相充分接触，达到理想的传热效果。
浮阀塔盘结构：之浮阀塔盘的结构特点II筛孔的孔间距要考虑塔板上气液两相接触的要求。
孔间距过小，会加剧穿过相邻筛孔的气泡相互撞击和聚并，增加板压降和雾沫夹带。
孔间距过大，会使鼓泡不均匀，孔间液层出现死区，影响气液接触传质，降低传质效率。
一般孔间距为孔径的2.5~4倍。
根据开孔率的要求，有时孔间距也可扩大到孔径的2~5倍。
筛孔的排列方式可以是正三角形、等腰三角形或矩形，设计中采用正三角形法最多，因为这种排列最为均匀。
在设计时，为了调整开孔率，有时也采用等腰三角形排列。
(3)降液管和溢流方式降液管是上下塔板间的液体通道。
由于越过溢流堰进人降液管的是气含量较高的泡沫液，降液管要肩负气液分离的任务。
因此，降液管必须具有足够的截面积和容积。
降液管可为弓形、圆形，也可为矩形。
根据液量和塔的直径大小，可以设置一根、两根或多根降液管。
因为降液管的设置不同，液体在塔板上的溢流模式也就随之不同。
如设置一根弓形降液管，则称为单溢流，即液体穿过整个塔截面，从一侧流向另一侧，返混少，塔板效率较高，结构也最简单。
但单溢流不能承受大液量，也不适用于大塔径。
液体在塔板上是靠液面落差的重力流动，当流量大或流程长时，会造成液面梯度大，气体鼓泡不均匀。
因此液量大或塔径大，应选用双溢流或多溢流。
浮阀塔盘接至流向：常见的板式精馏塔中，通常是气相自下而上走阀孔，液相流过塔盘表面，在塔盘上完成汽、液传质过程后，液相通过降液管流到下层塔盘。
但，如图所示的塔中，液相走阀孔，自上层塔盘直接落至下层塔盘，气相从升气通道上升，这个升气通道类似于常规塔的降液管。
化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期：目录第一部分：设计任务书 (2)第二部分：工艺流程图 (3)第三部分:设计方案的确定与说明 (4)第四部分：设计计算与论证 (4)一、工艺计算 (4)二、流体力学验算 (15)三、主要管尺寸计算 (22)四、辅助设备定型 (23)五、塔的总体结构 (26)六、塔节说明 (28)七、泵的选择 (29)第五部分：设计计算结果 (30)第六部分：心得体会 (31)第七部分:参考资料 (31)第二部分：工艺流程图（见附图)流程的说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中.因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物,又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔.塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终，完成苯与甲苯的分离。
说明:为了控制精馏产物的纯度，本装置采用间接控制指标,即用温度控制器来改变进入鼓泡管的蒸气流量。
但温度亦不能太高，当温度增加时,塔底压强增加，容易引起液泛的发生.所以为温度控制器设定一个预定值，当温度超过该预定值时，闸阀自动关闭，从而达到温度控制的目的。
第三部分:设计方案的确定设计方案的确定：操作压力：对于酒精－水体系，在常压下已经是液态，所以选用常压精馏.因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。
板式精馏塔的设计1.1 概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。
此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
（一）泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。
泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。
泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修不便，板上液层厚，气体流径曲折，塔板压降大，因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高。
现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某些优点，仍有沿用。
（a b）图1 泡罩塔（二）浮阀塔浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。
其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。
浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。
浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。
本科课程设计（论文）说明书酒精连续精馏浮阀塔的设计目录课程设计任务书 (3)1总体设计方案的确定 (4)1.1精馏塔型的确定 (4)1.2确定进料热状况 (4)1.3加热方式 (4)1.4塔顶的冷凝方式 (4)1.5回流比的选择 (4)1.6塔板类型的选择 (4)1.7塔径的选取 (4)1.8操作流程的确定 (5)2塔的工艺设计 (6)2.1精馏塔全塔物料浓度计算 (6)2.2理论板的计算 (6)2.2.1最小回流比的计算 (6)2.2.2求精馏段方程 (7)2.2.3求提馏段方程 (7)2.2.4用CAD作图法求理论塔板数 (7)2.3塔板效率的计算 (8)2.4塔顶温度tD的计算 (8)2.5塔底温度tW的计算 (9)2.6实际板数的计算 (10)2.7进料温度的计算 (11)2.8平均温度的计算 (11)2.9平均压力的计算 (11)2.10气液两相平均密度的计算 (12)2.10.1气相组成的计算 (12)2.10.2各液相平均密度的计算 (12)2.11平均表面张力的计算 (15)2.12气液两相平均体积流率的计算 (16)2.13塔径的初步计算 (17)3塔板结构设计 (20)3.1溢流装置计算 (20)3.2塔板及浮阀设计 (21)3.2.1塔板的结构尺寸 (21)3.2.2浮阀数目及排列 (21)3.3塔板流体力学验算 (24)3.3.1气相通过浮阀板的压降 (24)3.3.2精馏段压降的计算 (24)3.3.3提馏段压降的计算 (25)3.3.4液泛 (26)3.3.5精馏段液泛计算 (26)3.3.6提馏段液泛计算 (26)3.3.7雾沫夹带 (26)3.3.8液漏 (27)4塔板负荷性能图 (28)4.1雾沫夹带线 (28)4.2液泛线 (28)4.3液相负荷上限线 (28)4.4液漏线 (29)4.5液相负荷下限线 (29)4.6塔板负荷性能图 (29)4.6.1精馏段塔板负荷性能图 (29)4.6.2提馏段塔板负荷性能图： (30)5附属设备设计 (32)5.1冷却器 (32)5.2全凝器 (32)5.3预热器 (33)5.4再沸器 (34)5.5离心泵 (34)5.5.1进料泵的选型 (34)5.5.2冷却水泵 (35)5.6塔的总体结构 (35)5.6.1塔壁厚 (35)5.6.2法兰选择 (35)5.6.3塔高 (35)5.7连接设备的选择 (36)5.7.1进料管 (36)5.7.2塔顶蒸汽出口管 (36)5.7.3回流液入口管 (37)5.7.4塔顶出料管 (37)5.7.5塔底出料管 (37)5.7.6塔底蒸汽入管 (38)6设计结果汇总 (39)6.1各主要流股物性汇总 (39)6.2浮阀设计参数汇总 (39)附录 (40)课程设计任务书一、题目：酒精连续精馏浮阀塔的设计二、原始数据：1.酒精----水混合液，含酒精15%（质），温度25℃；2.产品：馏出液为含酒精92%（质），温度35℃，按间接蒸汽加热计，残液中含酒精浓度不高于1%；3.生产能力：日产酒精（指馏出液）15t；4.热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为2.5kgf/cm2。
