『壹』 苯----甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计
苯----甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计原创，有的。
『贰』 求助，精馏塔课程设计
求助，精馏塔课程设计 ？？？？
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『叁』 填料塔的溢流装置有哪几部分组成的
填料塔的溢流装置通常由以下几部分组成：
溢流管道：州简溢流管道是将多余的液体从填料层顶部导出的管道。它通常位于填料层顶部，用于将超过填料容积的液体导出。
溢流口：溢流口是溢流管道与填料层之间的接口，通常位于填料层的顶部，用于将多余的液体引流到溢流管道。
溢流槽：溢流槽是位于填料塔内部的一个槽，通常位于塔答迹基壁内部。当液位达到溢流槽的高度时，就会从溢流口流入溢流管道。
控制阀：控制阀是控制溢流管道流量的设备，可以根据需要调节溢流管道的开启度和流量。
通过以上几个部分的协作，填料塔的溢流装置可以在填料层过载或液位过高时，将多余的液体导出，以保清谨证填料层内部的正常运行。需要注意的是，溢流装置的设计和选择需要根据具体填料塔的运行要求和液体性质来进行合理的设计和选择。
『肆』 求化工原理课程设计 题目：乙醇—水连续精馏塔(浮阀塔或筛板塔)的设计 会的留言
思路如下;目复 录化工原理课程设制计任务书... Ⅰ摘 要... Ⅱ第一章 前言.... 第二章 绪论.... §2.1 设计方案.. §2.2 选塔依据.. §2.3 设计思路.... 第三章 塔板的工艺设计.... §3.1 精馏塔全塔物料衡算.. §3.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系.. §3.3理论塔的计算.. §3.4 塔径的初步设计.. §3.5溢流装置.. §3.6塔板的分布、浮阀数目及排列.... 第四章 塔板的流体力学验算.... §4.1气相通过浮阀塔板的压降.. §4.2淹塔.. §4.3 物沫夹带.. §4.4塔板负荷性能图.. 第五章 塔附件设计.... §5.1接管.... §5.2筒体与封头.. §5.3除沫器.... §5.4裙座.... §5.5吊柱.... §5.6人孔.... 第六章 塔总体高度的设计.. §6.1塔的顶部空间高度§6.2塔的底部空间高度§6.3塔总体高度第七章 附属设备设计§7.1 冷凝器的选择§7.2再沸器的选择第八章 设计结果汇总结束语参考文献主要符号说明
『伍』 锅炉烟气脱硫设计(浮阀塔)
硫技术
通过对国内外脱硫技术以及国内电力行业引进脱硫工艺试点厂情况的分析研究，目前脱硫方法一般可划分为燃烧前脱硫、燃烧中脱硫和燃烧后脱硫等3类。
其中燃烧后脱硫，又称烟气脱硫（Flue gas desulfurization，简称FGD）,在FGD技术中,按脱硫剂的种类划分,可分为以下五种方法：以CaCO3（石灰石）为基础的钙法，以MgO为基础的镁法，以Na2SO3为基础的钠法，以NH3为基础的氨法，以有机碱为基础的有机碱法。世界上普遍使用的商业化技术是钙法，所占比例在90%以上。按吸收剂及脱硫产物在脱硫过程中的干湿状态又可将脱硫技术分为湿法、干法和半干（半湿）法。湿法FGD技术是用含有吸收剂的溶液或浆液在湿状态下脱硫和处理脱硫产物，该法具有脱硫反应速度快、设备简单、脱硫效率高等优点，但普遍存在腐蚀严重、运行维护费用高及易造成二次污染等问题。干法FGD技术的脱硫吸收和产物处理均在干状态下进行，该法具有无污水废酸排出、设备腐蚀程度较轻，烟气在净化过程中无明显降温、净化后烟温高、利于烟囱排气扩散、二次污染少等优点，但存在脱硫效率低，反应速度较慢、设备庞大等问题。半干法FGD技术是指脱硫剂在干燥状态下脱硫、在湿状态下再生（如水洗活性炭再生流程），或者在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物（如喷雾干燥法）的烟气脱硫技术。特别是在湿状态下脱硫、在干状态下处理脱硫产物的半干法，以其既有湿法脱硫反应速度快、脱硫效率高的优点，又有干法无污水废酸排出、脱硫后产物易于处理的优势而受到人们广泛的关注。按脱硫产物的用途，可分为抛弃法和回收法两种。
1．1脱硫的几种工艺
（1）石灰石——石膏法烟气脱硫工艺
石灰石——石膏法脱硫工艺是世界上应用最广泛的一种脱硫技术，日本、德国、美国的火力发电厂采用的烟气脱硫装置约90%采用此工艺。
它的工作原理是：将石灰石粉加水制成浆液作为吸收剂泵入吸收塔与烟气充分接触混合，烟气中的二氧化硫与浆液中的碳酸钙以及从塔下部鼓入的空气进行氧化反应生成硫酸钙，硫酸钙达到一定饱和度后，结晶形成二水石膏。经吸收塔排出的石膏浆液经浓缩、脱水，使其含水量小于10%，然后用输送机送至石膏贮仓堆放，脱硫后的烟气经过除雾器除去雾滴，再经过换热器加热升温后，由烟囱排入大气。由于吸收塔内吸收剂浆液通过循环泵反复循环与烟气接触，吸收剂利用率很高，钙硫比较低，脱硫效率可大于95% 。
（2）旋转喷雾干燥烟气脱硫工艺
喷雾干燥法脱硫工艺以石灰为脱硫吸收剂，石灰经消化并加水制成消石灰乳，消石灰乳由泵打入位于吸收塔内的雾化装置，在吸收塔内，被雾化成细小液滴的吸收剂与烟气混合接触，与烟气中的SO2发生化学反应生成CaSO3,烟气中的SO2被脱除。与此同时，吸收剂带入的水分迅速被蒸发而干燥，烟气温度随之降低。脱硫反应产物及未被利用的吸收剂以干燥的颗粒物形式随烟气带出吸收塔，进入除尘器被收集下来。脱硫后的烟气经除尘器除尘后排放。为了提高脱硫吸收剂的利用率，一般将部分除尘器收集物加入制浆系统进行循环利用。该工艺有两种不同的雾化形式可供选择，一种为旋转喷雾轮雾化，另一种为气液两相流。
喷雾干燥法脱硫工艺具有技术成熟、工艺流程较为简单、系统可靠性高等特点，脱硫率可达到85%以上。该工艺在美国及西欧一些国家有一定应用范围（8%）。脱硫灰渣可用作制砖、筑路，但多为抛弃至灰场或回填废旧矿坑。
（3） 磷铵肥法烟气脱硫工艺
磷铵肥法烟气脱硫技术属于回收法，以其副产品为磷铵而命名。该工艺过程主要由吸附（活性炭脱硫制酸）、萃取（稀硫酸分解磷矿萃取磷酸）、中和（磷铵中和液制备）、吸收（ 磷铵液脱硫制肥）、氧化（亚硫酸铵氧化）、浓缩干燥（固体肥料制备）等单元组成。它分为两个系统：
烟气脱硫系统——烟气经高效除尘器后使含尘量小于200mg/Nm3，用风机将烟压升高到7000Pa，先经文氏管喷水降温调湿，然后进入四塔并列的活性炭脱硫塔组（其中一只塔周期性切换再生），控制一级脱硫率大于或等于70%，并制得30%左右浓度的硫酸，一级脱硫后的烟气进入二级脱硫塔用磷铵浆液洗涤脱硫，净化后的烟气经分离雾沫后排放。
肥料制备系统——在常规单槽多浆萃取槽中，同一级脱硫制得的稀硫酸分解磷矿粉（P2O5 含量大于26%），过滤后获得稀磷酸（其浓度大于10%），加氨中和后制得磷氨，作为二级脱硫剂，二级脱硫后的料浆经浓缩干燥制成磷铵复合肥料。
（4）炉内喷钙尾部增湿烟气脱硫工艺
炉内喷钙加尾部烟气增湿活化脱硫工艺是在炉内喷钙脱硫工艺的基础上在锅炉尾部增设了增湿段，以提高脱硫效率。该工艺多以石灰石粉为吸收剂，石灰石粉由气力喷入炉膛850~1150℃温度区，石灰石受热分解为氧化钙和二氧化碳，氧化钙与烟气中的二氧化硫反应生成亚硫酸钙。由于反应在气固两相之间进行，受到传质过程的影响，反应速度较慢，吸收剂利用率较低。在尾部增湿活化反应器内，增湿水以雾状喷入，与未反应的氧化钙接触生成氢氧化钙进而与烟气中的二氧化硫反应。当钙硫比控制在2.0~2.5时，系统脱硫率可达到65~80%。由于增湿水的加入使烟气温度下降，一般控制出口烟气温度高于露点温度10~15℃，增湿水由于烟温加热被迅速蒸发，未反应的吸收剂、反应产物呈干燥态随烟气排出，被除尘器收集下来。
该脱硫工艺在芬兰、美国、加拿大、法国等国家得到应用，采用这一脱硫技术的最大单机容量已达30万千瓦。
（5）烟气循环流化床脱硫工艺
烟气循环流化床脱硫工艺由吸收剂制备、吸收塔、脱硫灰再循环、除尘器及控制系统等部分组成。该工艺一般采用干态的消石灰粉作为吸收剂，也可采用其它对二氧化硫有吸收反应能力的干粉或浆液作为吸收剂。
由锅炉排出的未经处理的烟气从吸收塔（即流化床）底部进入。吸收塔底部为一个文丘里装置，烟气流经文丘里管后速度加快，并在此与很细的吸收剂粉末互相混合，颗粒之间、气体与颗粒之间剧烈摩擦，形成流化床，在喷入均匀水雾降低烟温的条件下，吸收剂与烟气中的二氧化硫反应生成CaSO3 和CaSO4。脱硫后携带大量固体颗粒的烟气从吸收塔顶部排出，进入再循环除尘器，被分离出来的颗粒经中间灰仓返回吸收塔，由于固体颗粒反复循环达百次之多，故吸收剂利用率较高。
此工艺所产生的副产物呈干粉状，其化学成分与喷雾干燥法脱硫工艺类似，主要由飞灰、CaSO3、CaSO4和未反应完的吸收剂Ca(OH)2等组成，适合作废矿井回填、道路基础等。
典型的烟气循环流化床脱硫工艺，当燃煤含硫量为2%左右，钙硫比不大于1.3时，脱硫率可达90%以上，排烟温度约70℃。此工艺在国外目前应用在10~20万千瓦等级机组。由于其占地面积少，投资较省，尤其适合于老机组烟气脱硫。
（6）海水脱硫工艺
海水脱硫工艺是利用海水的碱度达到脱除烟气中二氧化硫的一种脱硫方法。在脱硫吸收塔内，大量海水喷淋洗涤进入吸收塔内的燃煤烟气，烟气中的二氧化硫被海水吸收而除去，净化后的烟气经除雾器除雾、经烟气换热器加热后排放。吸收二氧化硫后的海水与大量未脱硫的海水混合后，经曝气池曝气处理，使其中的SO32-被氧化成为稳定的SO42-，并使海水的PH值与COD调整达到排放标准后排放大海。海水脱硫工艺一般适用于靠海边、扩散条件较好、用海水作为冷却水、燃用低硫煤的电厂。海水脱硫工艺在挪威比较广泛用于炼铝厂、炼油厂等工业炉窑的烟气脱硫，先后有20多套脱硫装置投入运行。近几年，海水脱硫工艺在电厂的应用取得了较快的进展。此种工艺最大问题是烟气脱硫后可能产生的重金属沉积和对海洋环境的影响需要长时间的观察才能得出结论，因此在环境质量比较敏感和环保要求较高的区域需慎重考虑。
（7） 电子束法脱硫工艺
该工艺流程有排烟预除尘、烟气冷却、氨的充入、电子束照射和副产品捕集等工序所组成。锅炉所排出的烟气，经过除尘器的粗滤处理之后进入冷却塔，在冷却塔内喷射冷却水，将烟气冷却到适合于脱硫、脱硝处理的温度（约70℃）。烟气的露点通常约为50℃，被喷射呈雾状的冷却水在冷却塔内完全得到蒸发，因此，不产生废水。通过冷却塔后的烟气流进反应器，在反应器进口处将一定的氨水、压缩空气和软水混合喷入，加入氨的量取决于SOx浓度和NOx浓度，经过电子束照射后，SOx和NOx在自由基作用下生成中间生成物硫酸（H2SO4）和硝酸（HNO3）。然后硫酸和硝酸与共存的氨进行中和反应，生成粉状微粒（硫酸氨(NH4)2SO4与硝酸氨NH4NO3的混合粉体）。这些粉状微粒一部分沉淀到反应器底部，通过输送机排出，其余被副产品除尘器所分离和捕集，经过造粒处理后被送到副产品仓库储藏。净化后的烟气经脱硫风机由烟囱向大气排放。
（8）氨水洗涤法脱硫工艺
该脱硫工艺以氨水为吸收剂，副产硫酸铵化肥。锅炉排出的烟气经烟气换热器冷却至90~100℃，进入预洗涤器经洗涤后除去HCI和HF，洗涤后的烟气经过液滴分离器除去水滴进入前置洗涤器中。在前置洗涤器中，氨水自塔顶喷淋洗涤烟气，烟气中的SO2被洗涤吸收除去，经洗涤的烟气排出后经液滴分离器除去携带的水滴，进入脱硫洗涤器。在该洗涤器中烟气进一步被洗涤，经洗涤塔顶的除雾器除去雾滴，进入脱硫洗涤器。再经烟气换热器加热后经烟囱排放。洗涤工艺中产生的浓度约30%的硫酸铵溶液排出洗涤塔，可以送到化肥厂进一步处理或直接作为液体氮肥出售，也可以把这种溶液进一步浓缩蒸发干燥加工成颗粒、晶体或块状化肥出售。
1。2燃烧前脱硫
燃烧前脱硫就是在煤燃烧前把煤中的硫分脱除掉，燃烧前脱硫技术主要有物理洗选煤法、化学洗选煤法、煤的气化和液化、水煤浆技术等。洗选煤是采用物理、化学或生物方式对锅炉使用的原煤进行清洗，将煤中的硫部分除掉，使煤得以净化并生产出不同质量、规格的产品。微生物脱硫技术从本质上讲也是一种化学法，它是把煤粉悬浮在含细菌的气泡液中，细菌产生的酶能促进硫氧化成硫酸盐，从而达到脱硫的目的；微生物脱硫技术目前常用的脱硫细菌有：属硫杆菌的氧化亚铁硫杆菌、氧化硫杆菌、古细菌、热硫化叶菌等。煤的气化，是指用水蒸汽、氧气或空气作氧化剂，在高温下与煤发生化学反应，生成H2、CO、CH4等可燃混合气体（称作煤气）的过程。煤炭液化是将煤转化为清洁的液体燃料（汽油、柴油、航空煤油等）或化工原料的一种先进的洁净煤技术。水煤浆（Coal Water Mixture，简称CWM）是将灰份小于10%，硫份小于0.5%、挥发份高的原料煤，研磨成250~300μm的细煤粉，按65%~70%的煤、30%~35%的水和约1%的添加剂的比例配制而成，水煤浆可以像燃料油一样运输、储存和燃烧，燃烧时水煤浆从喷嘴高速喷出，雾化成50~70μm的雾滴，在预热到600~700℃的炉膛内迅速蒸发，并拌有微爆，煤中挥发分析出而着火，其着火温度比干煤粉还低。
燃烧前脱硫技术中物理洗选煤技术已成熟，应用最广泛、最经济，但只能脱无机硫；生物、化学法脱硫不仅能脱无机硫，也能脱除有机硫，但生产成本昂贵，距工业应用尚有较大距离；煤的气化和液化还有待于进一步研究完善；微生物脱硫技术正在开发；水煤浆是一种新型低污染代油燃料，它既保持了煤炭原有的物理特性，又具有石油一样的流动性和稳定性，被称为液态煤炭产品，市场潜力巨大，目前已具备商业化条件。
煤的燃烧前的脱硫技术尽管还存在着种种问题，但其优点是能同时除去灰分，减轻运输量，减轻锅炉的沾污和磨损，减少电厂灰渣处理量，还可回收部分硫资源。
1．3 燃烧中脱硫，又称炉内脱硫
炉内脱硫是在燃烧过程中，向炉内加入固硫剂如CaCO3等，使煤中硫分转化成硫酸盐，随炉渣排除。其基本原理是：
CaCO3→CaO＋CO2↑
CaO＋SO2→CaSO3
CaSO3＋1／2×O2→CaSO4
（1） LIMB炉内喷钙技术
早在本世纪60年代末70年代初，炉内喷固硫剂脱硫技术的研究工作已开展，但由于脱硫效率低于10%～30％，既不能与湿法FGD相比，也难以满足高达90%的脱除率要求。一度被冷落。但在1981年美国国家环保局EPA研究了炉内喷钙多段燃烧降低氮氧化物的脱硫技术，简称LIMB，并取得了一些经验。Ca／S在2以上时，用石灰石或消石灰作吸收剂，脱硫率分别可达40%和60%。对燃用中、低含硫量的煤的脱硫来说，只要能满足环保要求，不一定非要求用投资费用很高的烟气脱硫技术。炉内喷钙脱硫工艺简单，投资费用低，特别适用于老厂的改造。
（2） LIFAC烟气脱硫工艺
LIFAC工艺即在燃煤锅炉内适当温度区喷射石灰石粉，并在锅炉空气预热器后增设活化反应器，用以脱除烟气中的SO2。芬兰Tampella和IVO公司开发的这种脱硫工艺，于1986年首先投入商业运行。LIFAC工艺的脱硫效率一般为60%～85％。
加拿大最先进的燃煤电厂Shand电站采用LIFAC烟气脱硫工艺，8个月的运行结果表明，其脱硫工艺性能良好，脱硫率和设备可用率都达到了一些成熟的SO2控制技术相当的水平。我国下关电厂引进LIFAC脱硫工艺，其工艺投资少、占地面积小、没有废水排放，有利于老电厂改造。
1．4 燃烧后脱硫，又称烟气脱硫（Flue gas desulfurization，简称FGD）
燃煤的烟气脱硫技术是当前应用最广、效率最高的脱硫技术。对燃煤电厂而言，在今后一个相当长的时期内，FGD将是控制SO2排放的主要方法。目前国内外火电厂烟气脱硫技术的主要发展趋势为：脱硫效率高、装机容量大、技术水平先进、投资省、占地少、运行费用低、自动化程度高、可靠性好等。
1．3．1干式烟气脱硫工艺
该工艺用于电厂烟气脱硫始于80年代初，与常规的湿式洗涤工艺相比有以下优点：投资费用较低；脱硫产物呈干态，并和飞灰相混；无需装设除雾器及再热器；设备不易腐蚀，不易发生结垢及堵塞。其缺点是：吸收剂的利用率低于湿式烟气脱硫工艺；用于高硫煤时经济性差；飞灰与脱硫产物相混可能影响综合利用；对干燥过程控制要求很高。
（1） 喷雾干式烟气脱硫工艺：喷雾干式烟气脱硫(简称干法FGD)，最先由美国JOY公司和丹麦Niro Atomier公司共同开发的脱硫工艺，70年代中期得到发展，并在电力工业迅速推广应用。该工艺用雾化的石灰浆液在喷雾干燥塔中与烟气接触，石灰浆液与SO2反应后生成一种干燥的固体反应物，最后连同飞灰一起被除尘器收集。我国曾在四川省白马电厂进行了旋转喷雾干法烟气脱硫的中间试验，取得了一些经验，为在200～300MW机组上采用旋转喷雾干法烟气脱硫优化参数的设计提供了依据。
（2） 粉煤灰干式烟气脱硫技术：日本从1985年起，研究利用粉煤灰作为脱硫剂的干式烟气脱硫技术，到1988年底完成工业实用化试验，1991年初投运了首台粉煤灰干式脱硫设备，处理烟气量644000Nm3／h。其特点：脱硫率高达60%以上，性能稳定，达到了一般湿式法脱硫性能水平；脱硫剂成本低；用水量少，无需排水处理和排烟再加热，设备总费用比湿式法脱硫低1／4；煤灰脱硫剂可以复用；没有浆料，维护容易，设备系统简单可靠。
1．3．2 湿法FGD工艺
世界各国的湿法烟气脱硫工艺流程、形式和机理大同小异，主要是使用石灰石(CaCO3)、石灰（CaO）或碳酸钠(Na2CO3)等浆液作洗涤剂，在反应塔中对烟气进行洗涤，从而除去烟气中的SO2。这种工艺已有50年的历史，经过不断地改进和完善后，技术比较成熟，而且具有脱硫效率高(90%～98％)，机组容量大，煤种适应性强，运行费用较低和副产品易回收等优点。据美国环保局(EPA)的统计资料，全美火电厂采用湿式脱硫装置中，湿式石灰法占39.6％，石灰石法占47.4％，两法共占87%；双碱法占4.1％，碳酸钠法占3.1％。世界各国(如德国、日本等)，在大型火电厂中，90%以上采用湿式石灰／石灰石-石膏法烟气脱硫工艺流程。
石灰或石灰石法主要的化学反应机理为：
石灰法：SO2＋CaO＋1／2H2O→CaSO3•1／2H2O
石灰石法：SO2＋CaCO3＋1／2H2O→CaSO3•1／2H2O＋CO2
其主要优点是能广泛地进行商品化开发，且其吸收剂的资源丰富，成本低廉，废渣既可抛弃，也可作为商品石膏回收。目前，石灰／石灰石法是世界上应用最多的一种FGD工艺，对高硫煤，脱硫率可在90%以上，对低硫煤，脱硫率可在95%以上。
传统的石灰／石灰石工艺有其潜在的缺陷，主要表现为设备的积垢、堵塞、腐蚀与磨损。为了解决这些问题，各设备制造厂商采用了各种不同的方法，开发出第二代、第三代石灰／石灰石脱硫工艺系统。
湿法FGD工艺较为成熟的还有：氢氧化镁法；氢氧化钠法；美国Davy Mckee公司Wellman-Lord FGD工艺；氨法等。
在湿法工艺中，烟气的再热问题直接影响整个FGD工艺的投资。因为经过湿法工艺脱硫后的烟气一般温度较低(45℃），大都在露点以下，若不经过再加热而直接排入烟囱，则容易形成酸雾，腐蚀烟囱，也不利于烟气的扩散。所以湿法FGD装置一般都配有烟气再热系统。目前，应用较多的是技术上成熟的再生(回转)式烟气热交换器(GGH)。GGH价格较贵，占整个FGD工艺投资的比例较高。近年来，日本三菱公司开发出一种可省去无泄漏型的GGH，较好地解决了烟气泄漏问题，但价格仍然较高。前德国SHU公司开发出一种可省去GGH和烟囱的新工艺，它将整个FGD装置安装在电厂的冷却塔内，利用电厂循环水余热来加热烟气，运行情况良好，是一种十分有前途的方法。
1．5等离子体烟气脱硫技术
等离子体烟气脱硫技术研究始于70年代，目前世界上已较大规模开展研究的方法有2类：
（1） 电子束辐照法(EB)
电子束辐照含有水蒸气的烟气时，会使烟气中的分子如O2、H2O等处于激发态、离子或裂解，产生强氧化性的自由基O、OH、HO2和O3等。这些自由基对烟气中的SO2和NO进行氧化，分别变成SO3和NO2或相应的酸。在有氨存在的情况下，生成较稳定的硫铵和硫硝铵固体，它们被除尘器捕集下来而达到脱硫脱硝的目的。
（2） 脉冲电晕法(PPCP)
脉冲电晕放电脱硫脱硝的基本原理和电子束辐照脱硫脱硝的基本原理基本一致，世界上许多国家进行了大量的实验研究，并且进行了较大规模的中间试验，但仍然有许多问题有待研究解决。
1．6 海水脱硫
海水通常呈碱性，自然碱度大约为1．2～2．5mmol/L，这使得海水具有天然的酸碱缓冲能力及吸收SO2的能力。国外一些脱硫公司利用海水的这种特性，开发并成功地应用海水洗涤烟气中的SO2，达到烟气净化的目的。
海水脱硫工艺主要由烟气系统、供排海水系统、海水恢复系统等组成。
『陆』 塔径为1200mm浮阀应该分几块
物质在相间的转移过程称为传质(分离)过程。常见的有蒸馏、吸收、萃取和干燥等单元操作。
蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。它是通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组分的挥发度不同的特性以实现分离的目的。
塔设备是能够实现蒸馏和吸收两种分离操作的气液传质设备，按结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类。在工业生产上，一般当处理量大时多采用板式塔，处理量小时采用填料塔。
选用原则（典型的）
1、腐蚀性介质，易起泡物系，热敏性物料，高粘性物料通常选用填料塔。
2、对于中、小规模的塔器，和塔径小于600mm时，宜选用填料塔，可节省费用并方便施工。
3、对于处理易聚合或含颗粒的物料，宜采用板式塔。不易堵塞也便于清洗。
4、对于在分离过程中有明显吸热或放热效应的介质，宜采用板式塔。
5、对于有多个进料及侧线出料的塔器，且各侧线之间板数较少，宜采用板式塔。采用填料塔时内件结构较复杂。
6、对于处理量或负荷波动较大的场合，宜采用板式塔。因液体量过小会造成填料层中液体分布不均匀，填料表面未充分润湿，影响塔的效率；当液体量过大时易产生液流影响传质，采用条阀等板式塔具有较大的操作弹性。
7、对于塔顶、塔底产品均有质量要求的塔系，宜采用板式塔。
8、根据各种工艺流程和特点，在同一塔内，可以采用板式及填料共存的塔型，即混合塔型。适用于沿塔高气、液负荷变化较大的塔系。
板式塔为逐板接触式气液传质设备。
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评价塔设备性能的主要指标：生产能力、塔板效率、操作弹性、塔板压强降
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浮阀塔的工艺计算：包括塔径、塔高及塔板上主要部件工艺尺寸的计算。
一、工艺模拟计算后能够确定的参数（模拟计算可求得理论板层数、回流比、馏出液量、釜残液量、塔径、每层塔板的气液相负荷、冷凝器和再沸器负荷）
1、估算塔径
最常用的标准塔径（mm）为600，700，800，1000，1200，1400，…，4200。
原料通常从与原料组成相近处（加料段薯板）进入塔内。加料板以上的塔段称为精馏段，以下（包括加料板）成为提馏段。
当精馏塔的精馏段和提馏段上升气量差别较大时，两段的塔径应分别计算（需要圆整）。
2、选定塔板间距
浮阀塔板间距参考数值
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
板间距，mm
200～300
300～350
350～450
450～600
500～800
≥600
3、塔高
通常，在设计中先求得理论板层数，然后用塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。由理论板层数折算出实际
板层数，结合板间距算出的高度指精馏塔主体的有效高度（不包括塔底蒸馏釜和塔顶空间等高度在内）。
理论板：
若离开该板的气液两相达到平衡状态，则将这种塔板称为理论板。理论板是不存在的。仅作为衡量实际板分离效率的依据和标准，它是一种理想板。
塔板效率：
反映了实际塔板上气液两相间传质的完善程度。板式塔的效率有：总板效率（全塔效率）、单板效率及点效率等。一般取经验数据（50%～70%）。
4、回流比
回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。回流比有两个极限值，上限为全回流时的回流比，下限为最小回流比，实际回流比为介于二者之间的某适宜值。在精馏设计中，一般不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取为最小回流比的1.1～1.2倍。
5、确定塔板形式
按照塔内气、液流动方式可将渣燃碧塔板分为错流塔板和逆流塔板两类。
逆流塔板亦称穿流板，工业上应用较少。
错流塔板：泡罩、筛板、浮阀塔板。
最常用的浮阀型式为F1（国外称V-1）和V-4型。F1型浮阀又分为轻阀与重阀两种。阀的质量直接影响塔内气体的压强降，轻阀压强降小但操作稳定性差，低气速时易漏液。一般情况下都采用重阀，只在处理量大并且要求压强降很低的系统（如减压塔）中采用轻阀。
V-4型浮阀适用于减压系统。
T型浮阀性能与F1型浮阀相近，但结构较复杂，适于处理含颗粒或易聚合的物料。
浮阀塔具有以下优点：
1.
生产能力大
2.
操作弹性大
3.
塔板效率高
4.
气体压强降及液面落差较小
5.
塔的造价低
浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统。
塔板布置：塔板有整块式和分块式两种。直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板；直径在900mm以上通常都采用分块式塔如举板，以便通过人孔装卸塔板；直径在800mm～900mm之间时，可根据制造与安装具体情况，任意选用一种结构。
塔板面积可分为四个区域：
鼓泡区：塔板上气、液接触构件（浮阀）设置在此区域内，故此区域为气、液传质的有效区域
溢流区：降液管及受液盘所占的区域
破沫区：鼓泡区和溢流区之间的区域为破沫区，也称不安定区。此区域不装浮阀，在液体进入降液管之前，设置这段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。
无效区：也称边缘区，因靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支承塔板的边梁之用。为防止液体经无效区流过而产生“短路”现象，可在塔板上沿塔壁设置挡板。
二、水力学计算后确定的参数（塔的内外部工艺结构）
除了塔板外塔的内
内部结构还包括塔顶、塔底、裙座以及各种类型的进口、抽出板、出口、进料分布管、破沫网等。
1、浮阀数及开孔率
浮阀的数目及安排：
浮阀的开度与阀孔处气相的动压有关，而动压又取决于气体的速度和密度。综合实验结果可知，可采用由气体速度与密度组成的“动能因数”作为衡量气体流动时动压的指标，俗称F因子。对于F1型浮阀（重阀）F的数值在9～12之间。
浮阀在塔板鼓泡区内的排列有正三角形与等腰三角形两种方式，按照阀孔中心联线与液流方向的关系，又有顺排与叉排之分，一般都采用叉排。对整块式塔板，多采用正三角形叉排；对于分块式塔板，宜采用等腰三角形叉排。
塔板开孔率
一层板上的阀孔总面积与塔截面积之比称为开孔率。开孔率也是空塔气速与阀孔气速之比。塔板的工艺尺寸计算完毕，应核算塔板开孔率。对常压塔或减压塔开孔率在10%～14%之间，对加压塔常小于10%。
塔板开孔率是板式塔设计中的一个重要参数，通常塔板开孔率有2 种：一是塔截面积开孔率，二是鼓泡面积开孔率。合理的开孔率不但可以使气体顺利通过，而且还能减少雾沫夹带和降低泄漏，同时防止发生喷射液泛。
2、溢流堰和降液管（计算溢流堰长度、出口堰高度、堰上液层高度、塔板上液层高度、降液管停留时间、降液管底缘距塔板高度等）
板式塔的溢流装置是指溢流堰（出口堰）和降液管。
为使不同塔径和液流量的塔能正常操作，出现了几种不同液流型式的塔板：U型流（仅用于小塔及液体流量小的情况）、单溢流（又称直径流，广泛用于直径2.2m以下的塔中）、双溢流（用于直径2m以上的大塔中）、阶梯式双溢流（塔板结构最复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合）
降液管有圆形和弓形之分。除小塔外，一般不采用圆形降液管。降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气体能来得及分离。停留时间不应小于3～5S，对于高压操作的塔及易起泡的系统，停留时间应更长些
3、塔顶
塔顶气相空间是塔顶第一块塔板到塔顶切线距离。为减少塔顶出口气体中携带液体量，塔顶空间一般取1.2～1.5米。以利于气体中的液滴自由沉降。
破沫网用以分离气体中携带的液体，提高产品质量，是否设置根据具体工艺情况考虑。
4、塔釜
塔底空间是塔底第一块板到塔底切线的距离。当进料设有15分钟缓冲时间时，塔底产品缓冲时间可取3～5分钟，否则需15分钟左右。但对塔底产品量大的塔，停留时间一般也取3～5分钟。对易结焦的介质，塔底停留时间应缩短，一般取1～1.5分钟。
塔底出口直径
一般与工艺管线直径相同，对于易燃、易爆介质塔底裙座内不得设置法兰连接，接管法兰引至裙座外。
5、裙座
塔裙座有圆形和圆锥形两种，采用形式由设备专业核算后确定。裙座高度首先必须满足塔底泵气蚀余量要求。对于重沸器出口应根据重沸器安装高度确定，保证重沸器入口管道尽可能短。
重沸器按其结构可分为立式和卧式两种，按其作用又可分为罐式、热虹吸式、泵强制循环式几种。因一般再沸器内气液两相视为平衡，再沸器相当于一层理论板。
塔顶冷凝器分全凝器和分凝器两种。
6、人孔：
塔的人孔应设在塔的操作侧，一般应设在塔板上方的鼓泡区，不得设在降液管上或降液管口的下方；每3～
8层塔板布置一个人孔；人孔中心距平台高可为600mm至1200mm之间，最适宜的高度为800mm。一座塔的人孔宜布置在同一垂线上
7、手孔：
由于塔径小不能设置人孔时须设手孔，手孔在平台上800～1400mm为宜。
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板式塔的流体力学性能（塔板水力学计算）包括：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液、液面落差及降液管超负荷等。
塔板水力学计算是在工艺计算完成后进行的，通常应用的工艺计算软件主要有PRO/ II , HYSYS ,ASPEN PLUS，TRAY。这4 种工艺计算软件对多数石化装置都能得到与生产实际相吻合的工艺计算结果。工艺模拟计算完成之后，就可以通过塔板水力学计算来确定塔板结构的工艺参数。常见的板式塔水力学计算方法都可以用塔板水力学计算软件。
PROII、ASPEN是流程模拟软件，塔模块集成了部分塔板水力学模型可以初步核算塔径，在项目前期阶段可用来估算装置投资。
TRAY是洛阳石化工程公司开发的塔板计算软件，可计算浮阀、条阀、筛板、散堆填料、规整填料等塔内件的水力学计算。在装置详细设计阶段采用。新型塔板的水力学计算方法或计算软件大多作为塔板制造商的专利技术，如果需要，可以向专利商咨询。
1、塔板压降
一般说来，浮阀塔的压强降比筛板塔的大，比泡罩塔的小。根据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板的压强降为265～530Pa，减压塔为200Pa左右。
2、液泛（亦称淹塔）
塔内气相靠压差自下而上逐板流动，液体靠重力自上而下通过降液管而逐板流动，液体是自低压空间流至高压空间。若气、液两相中之一的流量增大，使降液管内液体不能顺利下流，管内液体增高到越过溢流堰顶部，于是两板间液体相连。
采用较大的板间距可提高液泛速度。液泛时的气速为塔操作的极限速度，
3、雾沫夹带
通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量的指标。此比值称
为泛点百分数，或称泛点率。
空塔气速增高，雾沫夹带量增大；塔板间距增大，可使雾沫夹带量减小。
4、漏液
为保证塔的正常操作，漏液量应不大于液体流量的10% 。
漏液量达10%的气流速度为漏液速度，这是塔操作的下限气速。
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浮阀塔的工艺计算
物质在相间的转移过程称为传质(分离)过程。常见的有蒸馏、吸收、萃取和干燥等单元操作。
蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。它是通过加热造成气液两相物系，利用物系中各组分的挥发度不同的特性以实现分离的目的。
塔设备是能够实现蒸馏和吸收两种分离操作的气液传质设备，按结构形式可以分为板式塔和填料塔两大类。在工业生产上，一般当处理量大时多采用板式塔，处理量小时采用填料塔。
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选用原则（典型的）
1、腐蚀性介质，易起泡物系，热敏性物料，高粘性物料通常选用填料塔。
2、对于中、小规模的塔器，和塔径小于600mm时，宜选用填料塔，可节省费用并方便施工。
3、对于处理易聚合或含颗粒的物料，宜采用板式塔。不易堵塞也便于清洗。
4、对于在分离过程中有明显吸热或放热效应的介质，宜采用板式塔。
第 2 页
5、对于有多个进料及侧线出料的塔器，且各侧线之间板数较少，宜采用板式塔。采用填料塔时内件结构较复杂。
6、对于处理量或负荷波动较大的场合，宜采用板式塔。因液体量过小会造成填料层中液体分布不均匀，填料表面未充分润湿，影响塔的效率；当液体量过大时易产生液流影响传质，采用条阀等板式塔具有较大的操作弹性。
7、对于塔顶、塔底产品均有质量要求的塔系，宜采用板式塔。
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8、根据各种工艺流程和特点，在同一塔内，可以采用板式及填料共存的塔型，即混合塔型。适用于沿塔高气、液负荷变化较大的塔系。
板式塔为逐板接触式气液传质设备。
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评价塔设备性能的主要指标：生产能力、塔板效率、操作弹性、塔板压强降
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浮阀塔的工艺计算：包括塔径、塔高及塔板上主要部件工艺尺寸的计算。
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一、工艺模拟计算后能够确定的参数（模拟计算可求得理论板层数、回流比、馏出液量、釜残液量、塔径、每层塔板的气液相负荷、冷凝器和再沸器负荷）
1、估算塔径
最常用的标准塔径（mm）为600，700，800，1000，1200，1400，…，4200。
原料通常从与原料组成相近处（加料板）进入塔内。加料板以上的塔段称为精馏段，以下（包括加料板）成为提馏段。
当精馏塔的精馏段和提馏段上升气量差别较大时，两段的塔径应分别计算（需要圆整）。
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2、选定塔板间距
浮阀塔板间距参考数值
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
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板间距，mm
200～300
300～350
350～450
450～600
500～800
≥600
3、塔高
通常，在设计中先求得理论板层数，然后用塔板效率予以校正，即可求得实际板层数。由理论板层数折算出实际
『柒』 浮阀塔设计的各种标准 包括塔盘 裙座等局部结构的设计标准 越全越好
HG20652塔器设计规范,
SH3098石油化工塔器设计规范
SH3088石油化工塔盘设计规范
化工设备设计全书.塔设备
『捌』 化工原理课程设计
化工原理课程设计
题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计
目 录
设计任务书………………………………………………………………3
英文摘要前言……………………………………………………………4
前言………………………………………………………………………4
精馏塔优化设计…………………………………………………………5
精馏塔优化设计计算……………………………………………………5
设计计算结果总表………………………………………………………22
参考文献…………………………………………………………………23
课程设计心得……………………………………………………………23
精馏塔优化设计任务书
一、设计题目
乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计
二、设计条件
1．处理量： 15000 （吨/年）
2．料液浓度： 35 （wt%）
3．产品浓度： 93 （wt%）
4．易挥发组分回收率： 99%
5．每年实际生产时间：7200小时/年
6. 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；
三、设计任务
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。 d) 其它
i. 加热蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计
（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）
摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。
关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。
（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）
Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.
Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.
前 言
乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。
精馏塔优化设计计算
在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年
操作条件：①间接蒸汽加热
②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）
③进料热状况：泡点进料
一 精馏流程的确定
乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图
二 塔的物料衡算
查阅文献，整理有关物性数据
⑴水和乙醇的物理性质
名称
分子式
相对分子质量
密度
20℃
沸 点
101.33kPa
℃
比热容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
导热系数
(20℃)
/(m.℃) 表面
张力
(20℃)
N/m
水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8
乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8
⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表
常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。
表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/%
气相 液相 气相 液相
99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44
99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78
99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22
99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70
99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28
99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29
98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71
97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69
95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93
91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26
87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83
85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91
83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40
82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41
乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18
25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：
式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；
x——乙醇质量分数，％。
其他温度下的表面张力可利用下式求得
式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；
σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；
TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——组分i的摩尔分数；
TCi——组分i的临界温度， K。
料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
X==0.174
X==0.838
X==0.0039
平均摩尔质量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol
物料衡算
已知：F==74.83
总物料衡算 F=D+W=74.83
易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
联立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol
三 塔板数的确定
理论塔板数的求取
⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图
⑵求最小回流比Rmin和操作回流比
因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求
作图可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45
由工艺条件决定 R=1.6R
故取操作回流比 R=2.32
⑶求理论板数
塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压
组分 饱和蒸气压/kpa
塔顶 进料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0
①求平均相对挥发度
塔顶 ===2.29
进料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相对挥发度为
===2.23
===2.17
②理论板数
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利兰图查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③进料板
前已经查出 即
解得 N=6.42
故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7
总理论板层数 =14.2 （不包括再沸器）
进料板位置 =7
2、全塔效率
因为=0.17-0.616lg
根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、实际塔板数
精馏段塔板数：
提馏段塔板数：
四、塔的工艺条件及物性数据计算
以精馏段为例：
操作压力为
塔顶压力： =1.04+103.3=104.34
若取每层塔板压强 =0.7
则进料板压力： =104.34+130.7=113.4kpa
精馏段平均操作压力 =kpa
2、温度
根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得
塔顶 =78.36
进料板=95.5
=
3、平均摩尔质量
⑴ 塔顶==0.838 =0.825
= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 进料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔顶： = =796.7
进料板上 由进料板液相组成 =0.102
=
=
=924.2
故精馏段平均液相密度=
⑵气相密度
=
5、液体表面张力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液体粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=
以提馏段为例
平均摩尔质量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提馏段的平均摩尔质量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度
塔釜，由塔釜液相组成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提馏段平均液相密度
=
⑵气相密度
==
五 精馏段气液负荷计算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63
== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m
六 提馏段气液负荷计算
V’=V=50.63
=0.382 m
L’=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m
七 塔和塔板主要工艺尺寸计算
1塔径
首先考虑精馏段：
参考有关资料，初选板音距=0.45m
取板上液层高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查图可得 =0.075
校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s
可取安全系数0.70，则
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s
2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
=(13-1)0.45=5.4m
提馏段有效高度为
=(20-1)0.45=8.55m
在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m
故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m
3 溢流装置
采用单溢流、弓形降液管
⑴ 堰长
取堰长 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算
=
近似取E=1.03,则
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的宽度与降液管的面积
由查《化工设计手册》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留时间 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮阀数目击者及排列
取阀孔动能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮阀数 n===39(个)
取无效区宽度 =0.06m
安定区宽度 =0.07m
开孔区面积
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排间距h
h===0.06m
八 塔板流体力学校核
1、气相通过浮塔板的压力降，由下式
⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
=0.027+0.035=0.062m
常板压降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合设计要求)。
淹塔
为了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中
由前计算知 =0.061m,按下式计算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液层高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可见：<，符合要求。
雾沫夹带
由下式可知 <0.1kg液/kg气
===0.069
浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液体流经长度，m;
——板上液流面积，；
——泛点负荷系数，取0.126;
K——特性系数，取1.0.
泛点率=
=36.2% (<80%,符合要求)
九 塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线
按泛点率=80%计
100%=80%
将上式整理得
0.039+0.626=0.0328
与分别取值获得一条直线，数据如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液线
通过式以及式得
=
由此确定液泛线方程。
=
简化上式得关系如下
计算数据如下表。
0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相负荷上限线
求出上限液体流量值（常数）
以降液管内停留时间=5s
则
4、漏夜线
对于型重阀，由，计算得
则
5、液相负荷下限线
去堰上液层高度=0.006m
根据计算式求的下限值
取E=1.03
经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图
由塔板负荷性能图可以看出：
① 在任务规定的气液负荷下的操作点
P（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。
② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即
K==3.01
十 精馏塔的主要附属设备
1 冷凝器
（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器
冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量
热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
传热面积：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的选择：釜式再沸器
对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。
（2）加热蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s
表 浮阀塔板工艺设计计算结果
序号 项目 数值
1 平均温度tm，℃ 86.93
2 平均压力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m 3/s 0.00035
4 气相流量VS，m 3/s 0.375
5 实际塔板数 33
6 塔径，m 0.70
7 板间距,m 0.45
8 溢流形式 单溢流
9 堰长，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液层高度，m 0.07
12 堰上液层高度，m 0.047
13 安定区宽度，m 0.07
14 无效区宽度，m 0.06
15 开孔区面积，m2 0.175
16 阀孔直径，m 0.039
17 浮阀数 39
18 孔中心距，m 0.075
19 开孔率 0.147
20 空塔气速，m/s 0.8
21 阀孔气速，m/s 8.07
22 每层塔板压降，Pa 700
23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0.069
24 气相负荷上限，m 3/s 0.00356
25 液相负荷上限，m 3/s 0.00028
26 操作弹性 3.01
参考文献
[1]陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005、4
[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5
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[6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7
[9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002
[10]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002
课程设计心得
通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。
『玖』 苯-甲苯混合物分离精馏塔设计
第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：
（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。
（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。
（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。
通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。
第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。
2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol
MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol
3.物料衡算
原料处理量 F= =131.41 kmol/h
总物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
联立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系
温度t
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
x（摩尔分数）
y
0
0
0.088
0.212
0.2
0.37
0.3
0.5
0.397
0.618
0.489
0.71
0.592
0.789
0.7
0.853
0.803
0.914
0.903
0.957
0.95
0.979
1.0
1.0
1.理论塔板数NT的求取
苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。
①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为
yq=0.756 xq=0.542
故最小回流比为
Rmin=1.103
取操作回流比为
R=2Rmin=2.206
③求精馏塔气、液相负荷
L=RD=156.47 kmol/h
V=(R+1)D=234.47 kmol/h
L′=L+F=289.94 kmol/h
V′=V=234.47 kmol/h
④求操作线方程
精馏段操作线方程为
y= x+ XD=0.667x+0.301
提馏段操作线方程为
y′= ’- Xw =1.237x’-0.003
5图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为
总理论塔板层数 NT=12.5
进料板位置 NF=6
2.实际塔板层数的求取
精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11
提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12
2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa
进料板压力 PF=112.3 kPa
精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得
x1=0.956
MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol
MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得
yF=0.720
查平衡曲线，得
xF=0.497
MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol
MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的计算
液相平均密度计算依下式计算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=82.1℃，查手册得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
进料板的平均密度计算
由tF=99.5℃，查手册得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精馏段液相平均密度为
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3
2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413
取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查资料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按标准塔径圆整后为 D=1.5 m
塔截面积为
AT=2.16 ㎡
实际空塔气速为
u=0.839 m/s
2.精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精—1）HT=4 m
提馏段有效高度为
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m
2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算
因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
(1)堰长lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液层高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
验算液体在降液管中停留的时间
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管设计合理。
2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。
2.液沫夹带
液沫夹带量eV计算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
3.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
实际孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
稳定系数为
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
第三章 设计结果汇总
序号 项目 数值
1 平均温度 ,℃ 90.8
2 平均压力Pm，kPa 108.8
3 气相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 实际塔板数 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔径，m 1.0
8 板间距，m 0.4
9 溢流形式 单溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰长，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上层液高度，m 0.06
14 堰上层液高度，m 0.009
15 空塔气速，m/s 1.111
16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042
17 稳定系数 2.69
18 筛孔直径,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 筛孔直径,m 0.005