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(有时也采用并流向下)流动，气体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。
1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位
精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。
1.3 设计条件
进料量每小时160千摩尔，原料中含苯55%（摩尔分率），以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯98%（摩尔分率），塔釜残液中含苯不大于4%，操作回流比取最小回流比的1.5倍。
1.4 问题研究
本设计是针对苯—甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。
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化工原理课程设计
精馏塔的工艺设计
2.1全塔工艺设计计算
2.1.1产品浓度的计算和进料组成确定
1. 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率： MA = 78kg/kmol MB = 92kg/kmol 2. 平均分子量及产率：
MD?0.983?78?0.017?92?78.238 MW?0.023?78?0.977?92?91.678
MF?0.388?78?0.612?92?86.568由条件可知，因为要求设计的生产能力是 330 t/天，所以 35000?1000qn,F??51.049kmol/h原料处理量： 24?330?86.56851.049?qn,D?qn,W总物料衡算：
苯物料衡算： 51.049?0.388?0.983qn,D?0.0235qn,W联立得： qn,W?31.63kmol/h
qn,D?19.41kmol/h2.1.2塔板数的确定
苯-甲苯属于理想体系,图解法求理论塔板数。
由苯-甲苯物系的气液平衡数据绘出x-yt图，见附表3-1 表一 苯和甲苯的汽液平衡数据
温度 110.4 108 106 104 102 100 98 96 x/%苯 0 6 10.8 15.8 21 26.4 32.2 38.3 y/%苯 0 13.8 23.2 31.9 39.9 47.3 54.3 60.8 8
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94 92 90 88 86 84 82 81 80.2
44.6 51.3 58.4 66 73.8 82.4 91.5 96.3 100 66.8 72.5 77.8 82.9 87.6 92.1 96.4 98.5 100
附图1气液平衡曲线
1.图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板层数，如附表1表示。求解结果为：总理论板层数NT = 15,其中Np,精 = 7，NT,提 = 7（不包括再沸器），进料板位置NF=8。
2.1.3求最小回流比及操作回流比。
用图解法求最小回流比。在附表1中对角线上，自e(0.388,0.388)，作垂线即为 q线，
该线与平衡线的焦点坐标为 yq?0.6133 , xq?0.388 故最小回流比为
Rmin?xD?yq0.983?0.613??1.644 yq?xq0.613?0.388
取操作回流比为R?1.5Rmin?1.5?1.644?2.466
2.1.4 操作方程
精馏段操作方程为
y?RxDx??0.711x?0.284R?1R?19
因为是泡点进料所以提留段线经过（0.388,0.560）,(0.0235,0.0235)
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提馏段操作线方程为
y\'?1.471x\'?1.107
2.1.5平均相对挥发度的计算
1—汽相 2—液相
附图2 苯-甲苯的等压曲线（数据见表一）
根据附表3可确定它定、塔釜和进料温度分别为：
tD?80.10C,tw?109.50C,tf?95.80C由于沸点进料（q=1） 饱和蒸汽压p?可由Antoine方程计算：
B t?C所以塔顶苯的饱和蒸汽压为：
B1211.033lgpA*?A??6.03??2.012
C?t220.790?80.58 lgp??A??pA??102.83
lgpB*?A?B1344.8?6.07954??1.60 C?t219.482?80.58 ?pB??39.61
?D?pA?102.83??2.60 pB?39.6110
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lgpA*?A?B1211.033?6.03??2.36 C?t220.790?109.47?pA??229.09
lgpB*?A?B1344.8?6.07954??1.99 C?t219.482?109.47 ?pB??97.72
?W?pA?229.09??2.34 pB?97.72?平均??W?D?2.6?2.34?2.47
2.1.6全塔效率
采用“奥康奈尔的精馏塔效率关联图”来估算全塔效率。
图四中的曲线可以近似表示为：
ET?0.49(??L)?0.245
式中 ET 全塔总效率
3 精馏塔全塔效率关联
塔顶，塔底平均温度下的相对挥发度 附 图
图
?L
液体的平均黏度，mPa?s
?L??xi?i?0.27*0.388?0.28*0.612?0.28
其中，温度以塔顶，塔底平均温度计算；组成以进料组成计算。其值从手册中查的。 ?0.245?0.245ET?0.49(??L)?0.49?(2.47?0.28)?0.54 2.1.7实际塔板数及实际加料位置
Np,精?7/0.54?12.97?13精馏段实际板层数
提留段实际板层数 Np,提?7/0.54?12.97?13 总实际板层数 Np?Np,精?Np,提?13?13?26
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3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1 塔的工艺条件及物性数据计算
3.1.1操作压强 P
塔顶操作压力 pD?p当地?p表?101.4?4?105.4(kPa)每层塔板压降 ?p?0.6kPa进料板压降 pF?96?0.6?13?103.8(kPa )
pm?(96?103.8)/2?99.9(kPa)精馏段平均压降 塔底压降 p\'W?96?0.6?13?103.8kPa 提留段平均压降 p\'m?(96?103.8)/2?99.9(kPa)3.1.2操作温度 T