前言。浮阀塔中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。
塔内的溶液以两种物质状态运动着，气态穿过塔板升气孔上升，液态横过塔板进入降液管流至下层塔板上，气液两相在每层塔板上接触，进行传热传质，使得苯由液态→气态→液态，逐层上升，最后在塔顶部得到浓缩的苯。强化这一过程，塔的效率提高。气液两相接触有一界面，界面越大即传热传质过程便得到增强，效率也会提高。
曾使用筛板塔、泡罩塔，气体在液体中几乎是垂直上升，鼓泡而出。浮阀塔的阀片使上升气体呈水平方向喷射而出，而且采用的汽速较泡罩塔高得多，使气体高度分散，气泡很小，因此气液接触面大。在气体负荷较大时产生雾沫夹带也小，在液流量小时也不会发生不与液层接触而垂直上升的不良现象，随着气体上升量的变化，相应的变化浮阀的流量面积，维持着较高的速，因此气-液始终接触良好[1]。
浮阀精馏塔总的原则是尽可能采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则。
第一章设计任务及方案确定。
1.1 设计任务。
在操作压力为3kpa（表压）连续精馏板式塔内分离苯—甲苯混合物。已知：原料处理量为0.
8×105t／a 操作周期 7200小时/每年；要求进料液组成0.35%（质量分率，其下如同），塔顶馏出液组成为97%，塔底釜液的组成为1%。
进料热状况：饱和液体进料。
回流比：r/rmin=1.6
单板压降：≤0.7kpa
1.2 设计方案的确定。
本设计任务为分离苯—甲苯混合物。此二元混合物可按理想混合物处理，采用连续精馏馏程。设计中采用饱和液体进料方式，将原料液通过预热器加热至泡点后送如精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回馏至塔内，其于部分产品经冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回馏比较小，故操作回馏比取最小回馏比的1.7倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却器冷却后送至储罐。其中浮阀塔低气液负荷、操作弹性大、效率高、单位体积生产能力大、气液负荷可变性好等优点且部分已形成标准系列，故选用浮阀塔为主体设备。
第二章精馏塔的工艺计算。
2.1精馏塔的物料衡算。
2.1.1已知参数列表。
表1-1 参数列表。
2.1.2原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率。
苯的摩尔质量 ma＝78.11 g／mol
甲苯的摩尔质量 mb＝92.13 g／mol
2.1.3原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量。
mf=0.28×78.11+0.72×92.13=88.20 g／mol
md=0.974×78.11+0.026×92.13=78.47 g／mol
mw=0.012×78.11+0.988×92.13=91.96 g／mol
原料处理量 ｆ＝11.11 t/h=11110/ mf =125.96kmol/h
总物料衡算与苯的物料衡算：
联立解得：ｄ＝35.09 kmol/h ｗ＝90.87 kmol/h
2.2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。
2.2.1 操作温度的计算。
1 计算操作温度需下列公式：
安托尼方程。
2 查得苯、甲苯的安托尼常数[1]：
3 采用试差法求塔顶、塔釜、进料板的操作温度。
采用计算机编出试差程序（vfp语言），可计算出塔顶、塔釜、进料板的操作温度，其结果如下：td=80.85℃ tw=110.9℃ tf=99.7℃；其程序语句见后所附。
4 采用笔算，见其下结果。
通过上面两式试差求得td=80.85℃ ，与其相应的计算过程如下列表：
通过上面两式试差求得tf=99.7℃，与其相应的计算过程如下列表：
通过上面两式试差求得tw=110.9℃，与其相应的计算过程如下列表：
5 精馏段平均温度t1=℃
全塔段平均温度t=℃
2.2.2相对挥发度的计算。
由于苯和甲苯是理想物系，相对挥发度的计算均采用公式：
温度td时： 温度tw时：
整个塔平均相对挥发度。
2.2.3塔板数的确定
1 回流比的确定因采用泡点进料q=1
又因 2精馏塔的气、液相负荷。
l=rd=3.8135.09=133.69 kmol/h
v=(r+1)d=(3.81+1) 35.09=168.78 kmol/h
l+qf=133.69+125.96=259.65 kmol/h
v=168.78 kmol/h
3 求操作线方程。
精馏段操作线方程为。
提馏段操作线方程为。
4全塔黏度的计算。
黏度计算公式： 利用液体黏度共线图[2]
查得td=80.85℃时：
查得tw=110.9℃时：
全塔黏度： =
5全塔板效率。
et=6采用逐板计算的方法计算理论板数。
其计算过程如下：
由气液平很衡方程：
再由带如气液平很衡方程计算；带如精馏段计算；如此迭带下去
直至精馏段塔板计算完成；将带如提馏段方程，也如此从复的计算直到时，提馏段的塔板数计算完成。总和即得全塔理论板数。在本设计过程中，理论塔板采用了c++程序语言编写计算程序， 其结构见后所附。
计算结果=15（包含再沸器） 第七块为进料板
此板液相=0.276 精馏段的理论板数 6块提镏段的理论板数 8块。
7 依据全塔板效率et 可以求的实际的板数：
精馏段实际板层数 n精=6/0.54≈12
提馏段实际板层数 n提=8/0.54=15 全塔实际板数27块。
2.2.4 操作压力的计算。
塔顶pd=104.325kpa 因每层塔压降≤0.7kpa
故进料板处的压强pf=104.325+120.7=112.73kpa
精馏段的平均压降
第三章精馏塔的塔体工艺尺寸计算。
主要为精馏段）
3.1气体流量的计算。
苯与甲苯可以按理想气体处理
前面已算 t1=℃
v=(r+1)d=(3.81+1) 35.09=168.78 kmol/h
3.2平均摩尔质量计算。
3.2.1 平均摩尔质量。
td时塔顶的平均摩尔质量：
tf时进料板处的平均摩尔质量：
=0.276 y=0.49
tw时塔釜的平均摩尔质量：
3.2.2 精馏段的平均摩尔质量。
气相平均摩尔质量：
液相平均摩尔质量：
3.2.3 提镏段的平均摩尔质量。
气相平均摩尔质量：
液相平均摩尔质量：
3.3 平均密度的计算。
3.3.1气相平均密度的计算。
3.3.2 液相平均密度的计算。
液相平均密度的计算选用下式：
由物性数据手册查得不同温度下的密度[2]，列入下表：
td=80.85℃时塔顶的平均密度计算（代表苯；代表甲苯）
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