化工原理课程设计

目录

摘要 ............................................................................................................................................ 1 关键词 ........................................................................................................................................ 1 第一章 综述 .............................................................................................................................. 2

1.1设计简介 ....................................................................................................................... 2

1.1.1设计内容 ............................................................................................................. 2 1.1.2设计任务 ............................................................................................................. 2 1.1.3设备选型 ............................................................................................................. 3 1.1.4工艺流程确定 ..................................................................................................... 3 1.2酒精精馏的生产方式及特点 ....................................................................................... 4 1.3设计方案 ....................................................................................................................... 5 第二章 塔板的工艺设计 .......................................................................................................... 6

2.1精馏塔全塔物料衡算 ................................................................................................... 6

2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ............................................................. 6 2.1.2理论塔板及操作回流比的确定 ......................................................................... 7 2.1.3 物料衡算式求解 ................................................................................................ 9 2.1.4 操作线方程的确定: ........................................................................................... 9 2.1.5实际塔板数的求取 ........................................................... 错误！未定义书签。 2.1.6实际塔板数的估算 ........................................................... 错误！未定义书签。 2.2计算相关物性参数 ..................................................................... 错误！未定义书签。

2.2.1操作压强 ........................................................................... 错误！未定义书签。 2.2.2平均温度 ........................................................................... 错误！未定义书签。 2.2.3平均摩尔质量 ................................................................... 错误！未定义书签。 2.2.4平均密度 ........................................................................................................... 14 2.2.5 表面张力 .......................................................................................................... 15 2.2.6平均粘度 ........................................................................................................... 16 2.2.7精馏塔的气，液相负荷 ................................................................................... 16 2.3 塔径的初步设计 ...................................................................................................... 17

2.3.1塔径的计算 ....................................................................................................... 17 2.3.2精馏塔有效高度的计算 ................................................................................... 19 2.4 溢流装置 .................................................................................................................... 20

2.4.1 板上流体流程 .................................................................................................. 20 2.5 塔板布置及浮阀数目与排列 .................................................................................... 23

2.5.1塔板的设计 ....................................................................................................... 23

第三章 塔板的流体力学计算 ................................................................................................ 26

3.1 气体通过浮阀塔板的压降 ........................................................................................ 26

3.1.1干板压降相当的液柱高度 ............................................................................... 27

- 0 -60吨/日生产能力二级酒精精馏塔

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3.1.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 ....................................................... 27 3.1.3液体表面张力相当的液柱高度 ....................................................................... 28 3.2 液泛（淹塔）验算 .................................................................................................... 28 3.3 漏液验算 .................................................................................................................... 29 3.4 液膜夹带量验算 ........................................................................................................ 29 3.5 塔板负荷性能图 ........................................................................................................ 30

3.5.1气相负荷下限线，记为线1 ............................................ 错误！未定义书签。 3.5.2气相负荷上限线记为线2 ................................................. 错误！未定义书签。 3.5.3液泛线，记为线3 ............................................................................................ 32 3.5.4液相负荷上限线，记为线4 ............................................................................ 33 3.5.5液相负荷下限线，记为线5 ............................................................................ 34 3.6设计结果一览表 ......................................................................................................... 35 第四章 塔附件设计 .............................................................................................................. 37

4.1 接管 ............................................................................................................................ 37 4.1.1原料进料管 ....................................................................................................... 37 4.1.2饱和水蒸汽进料管 ........................................................................................... 37 4.1.3回流管 ............................................................................................................... 38 4.1.4釜液出料管 ....................................................................................................... 39 4.1.5塔顶蒸汽出料管 ............................................................... 错误！未定义书签。 4.1.6 法兰 .................................................................................................................. 39 4.2 辅助设备定型 ............................................................................................................ 40

4.2.1冷却器的选择 ................................................................................................... 40 4.2.2全凝器的选择 ................................................................................................... 40 4.2.3预热器的选择 ................................................................... 错误！未定义书签。 4.3 塔体结构 .................................................................................... 错误！未定义书签。

4.3.1塔顶空间 ........................................................................................................... 42 4.3.2塔底空间 ........................................................................................................... 42 4.3.3 人孔数目 .......................................................................................................... 42 4.3.4塔高 ................................................................................................................... 42 4.4 塔的机械设计 .......................................................................................................... 43

4.4.1筒体 ................................................................................... 错误！未定义书签。 4.4.3吊柱 ................................................................................................................... 43

结束语 ...................................................................................................................................... 40 参考文献 .................................................................................................................................. 41

60吨/日生产能力二级酒精精馏塔

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吨/日二级酒精精馏塔的设计

摘要：化工生产中常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。精馏是应用最广泛的分离技术，是分离互溶液体混合物最常用的方法。本设计采用板式精馏塔中的浮阀塔，以连续精馏方式从二元物系乙醇-水溶液中分离乙醇。在对全塔进行物料衡算的基础上，依次完成了实际塔板数、塔体和塔板工艺尺寸的计算和确定，并对浮阀塔板进行了流体力学验算，作出了塔板负荷性能图。由此选择合适的辅助设备和各接管尺寸。

关键词：浮阀塔、连续精馏、乙醇-水、流体学验证

60吨/日生产能力二级酒精精馏塔

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第一章 综述

1.1设计简介 1.1.1设计内容

蒸馏是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏可按不同方法进行分类。

根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏。

根据塔内气液接触构件的结构形式可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，液体横向流过塔板，而气体垂直穿过液层，气液两相成错流流动，进行传质与传热，但对于整个板来说，两相基本上成逆流流动。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

板式塔的空塔较高，因而生产能力较高，本设计的目的是分离乙醇-水混合液，处理量大；尽管塔板的流动阻力大，塔板效率不及高效填料塔，但板式塔的效率稳定，造价低，检修、清理方便，故选板式塔。 1.1.2设计任务

1.生产能力：60吨／天二级酒精

2.原料：乙醇含量29.8%（W）的粗馏冷凝液，以乙醇——水二元系为主； 3.采取直接蒸汽加热；

4.采取泡点进料，常压操作；液相进塔流程； 5.馏出液中乙醇含量>95％(V)，并符合二级酒精标准； 6.釜残液中乙醇含量不大于0.2％(W)；

7.四级酒精（含乙醇为95%（V）其他无要求）的产出率为二级酒精的2%； 8.塔顶温度 78℃，塔底温度100~104℃； 9.一般工业塔板效率0.3-0.4；

10.精馏段塔板数计算值 ～22层，工厂 32层； 提馏段塔板数计算值 ～10层，工厂 16层； 11.二级酒精从塔第三、四、五层提取；

12.二级酒精的冷却温度为25℃，冷却水温度：进口20℃，出口35—40℃； 13.回流比R=2Rmin，大致范围 3.5-4.5（通过最少回流比计算）； 14.其他参数(除给出外)可自选。

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1.1.3设备选型

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，其后随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舍形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用最为广泛。本设计采用工业上常用的浮阀塔，下面主要介绍浮阀塔

浮阀塔的对比其他塔板，具有以下优势：

①生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故生产能力比泡罩塔的大

20%:40%，而与筛板塔相近；

②操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔的都宽；

③塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气液接触时间较大而雾沫夹带量大，板效率较高。

④塔板压降及液面落差较小。因为气液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。

⑤塔的造价低。因构造简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%:80%，而为筛板塔的120%:130%。 1.1.4工艺流程确定

一、加料方式

加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，也可以节省一笔动力费。但由于多了高位槽，建设费用相应增加；因此，本设计采用泵直接加料。

二、进料热状况

本设计任务要求选取泡点进料，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸气的摩尔流量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。

三、塔顶冷凝方式

乙醇和水不反应，且容易冷凝，故采用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步冷却。

四、回流方式

本设计采用重力回流。重力回流比泵回流，可以节约因为设备增加产生的费用，使用方便。

五、加热方式

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本设计任务采用直接蒸气加热。直接蒸气加热是用蒸气直接由塔底进入塔内。减少再沸器。

六、操作压力

精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减少，对分离不利；当压力减少时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此本设计采用常压蒸馏。

1.2酒精精馏过程的生产方式及特点

酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只有很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。

工业上生产酒精主要有两种方法：发酵法和化学合成法。工业上用得最广的是发酵法。

所谓发酵法就是指微生物细胞，在无氧条件下，进行无氧呼吸，将吸收的营养物质（淀粉质，糖质）通过细胞内酶的作用，进行一系列的生物化学反应，把复杂的有机物分解为比较简单的生化中间产物，同时放出一定能量的过程，简单地说，就是在无氧条件下，微生物将复杂的有机物转变为简单的产物的过程。

酒精生产工艺流程图如下图所示：

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图1 生产酒精工艺流程

1.3设计方案

本设计任务为分离乙醇-水的混合物，采用连续精馏流程，在常压下进行精馏，泡点进料，直接蒸汽加热，通过泵将原料液通过原料预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝一部分回流至塔内，其余部分直接送至贮槽。在第三层塔板取出的液体经过冷凝器后，直接送至贮槽。

乙醇和水混合物原料液，由泵送入精馏塔中，在进料板上自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流。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。操作时，连续从塔底取出部分液体作为塔底产物，部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层板，在第3层塔板上，蒸汽已达到二级酒精的各项指标，从此处引出的产品冷凝再冷却至25℃，送至二级酒精的贮槽。塔顶蒸汽（含沸点低的物系，如甲醇、甲醛等较多），进入冷凝器中被全部冷凝,将部分冷凝液用泵送入塔顶作为回流液，其余部分送入四级贮槽。可用下图表示：

以下是浮阀精馏塔工艺简图

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L 二级酒精 四级酒精 蒸汽V’ 釜残液W

图2浮阀精馏塔工艺简图

第二章 塔板的工艺设计

2.1精馏塔全塔物料衡算

F:原料液流量（kmol/h） xF:原料组成（摩尔分数）

D1:塔顶二级酒精流量（kmol/h） xD:塔顶组成（摩尔分数）

D2:塔顶四级酒精流量（kmol/h） xW:塔底组成（摩尔分数）

W:塔底残夜流量（kmol/h） S:进口蒸汽流量（kmol/h）

2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

乙醇：MA=46kg/kmol 水：MB=18kg/kmol ① 进料液中轻组分（乙醇）质量分数为29.8%的摩尔分率

xF=0.298/MA0.298/M0.298)/M=0.298/46=0.1425

A+(1-B0.298/46+0.702/18② 塔顶轻组分（乙醇）体积分数为95%的摩尔分率

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乙醇和水的密度查表得：

表1不同温度下乙醇和水的密度

温度/℃ 乙醇密度（kg/m3） 水密度(kg/m3) 50 765 60 755 70 746 80 735 90 730 100 716 110 703 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 951 78℃时，采用拉格朗日插值法可以求出乙醇和水的密度： 80-7080-78 求得ρA=737.2kg/m3 =735-746735-ρA80-7080-78= 求得ρB=973.1kg/m3

971.8-977.71.8-ρB塔顶的轻组分（乙醇）的质量分数为：

WA=0.95´737.2=0.935

0.95?737.20.05?973.1xD=0.935/MA0.935/46==0.8492

0.935/MA+0.065/MB0.935/46+0.065/18③塔底轻组分（乙醇）质量分数为0.2%的摩尔分率

xW=0.002/MA0.002/46==0.00078

0.002/MA+(1-0.002)/MB0.002/46+(1-0.002)/182.1.2理论塔板及操作回流比的确定

根据上述所确定的精馏段与提馏段操作线方程的确定，由CAD作图，确定理论塔板数，下图：

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总理论塔板数：19块，其中精馏段16块，提馏段3块。 2.2.1实际塔板数求取

工程计算板效率经验值为0.3 ~0.4或更低。这里设定ET = 0.4 精馏段：N1 = NT / ET = 16 / 0.4 = 40 提馏段：N2 = NT / ET = 3 / 0.4 = 8 全塔板数：N = N1 + N2 = 48

二级酒精在3~5层取出，设定在第四层取出，则精馏段塔板数为43块，提馏段为8块。

最小回流比的确定方法。如表2. 乙醇---水的汽，液平衡组成

表2

乙醇摩尔分数 液 相 0.00 0.190 0.0721 0.0966 0.1238 0.1661 0.2337 0.2608

气 相 0.00 0.1700 0.31 0.4375 0.4704 0.50 0.5445 0.5580

100 95.5 .0 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 温度/℃

乙醇摩尔分数 液 相 0.3273 0.3965 0.5079 0.5198 0.5732 0.6763 0.7472 0.43

气 相 0.5826 0.6122 0.65 0.6599 0.6841 0.7385 0.7815 0.43

81.5 80.7 79.8 79.7 79.3 78.74 78.41 78.15 温度/℃

由CAD作图求最小回流比，并且在确定最小回流比之时，操作线在未落在平衡线之前，就与其下凹处相切，切点为（0.7473,0.7816）（图见下方：作图法求理论塔板数） 则最小回流比Rmin=xD-ygyg-xg=0.8492-0.7816=1.97

0.7816-0.7473方便工程计算，这里设定Rmin = 2.00

R = （1.1 ~ 2.0）Rmin = 2×Rmin = 4.00 2.1.3 物料衡算式求解

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总物料衡算： F+S=W+D1+D2 轻组分物料衡算：FxF=WxW+D1xD+D2xD 其中有：D2=0.02D1

Md =0.8492×46 + 0.1508×18 = 41.776 Kg/kmol

D16000059.84kmol/h,S=(R+1)(D1+D2) 图5 物料衡算图

24MD联立解得：

F=367.0153kmol/h W=598.9551 kmol/h S=292.9766 kmol/h D2=1.19681 kmol/h 2.1.4 操作线方程的确定: 精馏段的操作线方程为：yn1xR40.8492xnDxn0.8xn0.1698 R1R155精馏段：V(R1)(D1D2)304.744kmol/h LR(D1D2)243.7872kmol/h 提馏段：VV(1q)F304.744kmol/h，LLqF610.704kmol/h 提馏段的操作线方程为：

WW598.9551598.95510.00078yxxx2.0444x0.0016 n1SnSWnn292.9766292.9766

图6 精馏段物料衡算图 图7提馏段物料衡算图 2.1.5实际塔板数的求取

塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况、以及板间返混（液沫夹带、气泡夹带和漏液等所致）的综合结果。工业装置或实验装置的实测数据是板效率最可靠的来源。全塔效率实测数据的关联式可用于塔板效率的估算。

9

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图8 全塔效率的关联式图

板效率可用奥康奈尔关联公式计算

ET=0.49(αμL)-式中：α是指塔顶与塔底平均挥发度

0.245

μL是指塔顶与塔底平均液体粘度，单位mpa×s

α和μL都是取塔顶和塔底的值。对于多组分物系，取关键组分的α，液相粘度的

平均粘度μL按下式计算：

μL=2.1.6实际塔板数的估算 2.1.6.1 计算平均粘度

åxiμLi

由课程设计要求可知：tD=78℃, tW=104℃。 查化学化工数据手册可知：

表4.塔顶和塔底的粘度

温度 μA(乙醇) μB(水) xA xB μ 0.4845 0.2739 78℃ 104℃ 0.5056 0.3461 0.3655 0.2738 0.8492 0.00078 0.1508 0.99922 μD+μW0.4845+0.2739==0.3792。 222.1.6.2.计算相对挥发度

全塔的平均粘度为μL=10

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由安托因公式：logP0=A-B/(t+C) P0-纯组分液体的饱和液体的蒸汽压，kpa

A.B.C是指安托因常数 安托因常数如下表所示：

表5.安托因常数

组分 乙醇（A） 水（B） A 7.33827 7.07406 B 1652.05 1657.46 C 231.48 227.02 求得塔顶温度为78℃时：PA0=100.028kpa，PB0=43.6817kpa 相对挥发度α=PA0/PB0=2.29.

塔底温度为104℃时：PA0=259.318kpa，PB0=116.7029kpa 相对挥发度α=PA0/PB0=2.22

全塔的相对挥发度α=(αD+αW)/2=2.255. 2.1.6.3.计算塔板效率

工程计算板效率经验值为0.3 ~0.4或更低。这里设定ET = 0.4 精馏段：N1 = NT / ET = 16 / 0.4 = 40 提馏段：N2 = NT / ET = 3 / 0.4 = 8 全塔板数：N = N1 + N2 = 48

二级酒精在3~5层取出，设定在第四层取出，则精馏段塔板数为40块，提馏段为8块。

2.2计算相关物性参数 2.2.1操作压强

塔顶常压 P0 = 101.325 kPa

进料板压强 PF = P0 + N1×0.8 = 135.725kPa 塔底压强 Pw = PF + N2×0.8= 142.125kPa

精馏段平均操作压强 PmF = P0 + PF / 2 = 118.125kPa 提馏段平均操作压强 PmW = Pw + PF / 2 =138.925kPa 全塔平均操作压强 Pm = PmF + PmW / 2 =128.525kPa

2.2.2平均温度

根据设计要求有：tD=78℃, tW=104℃。

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进料板温度可以根据气液相图内插法求得

84.1-85.384.1-tF当进料轻组分组成为0.1425时： 解得tF=84.77℃ =0.1661-0.12380.1661-0.1425t+t84.77+78精馏段平均温度：t1=FD==81.385℃

22t+t84.77+104提馏段平均温度：t2=FW==94.385℃

22t+t81.385+94.385全塔平均温度：t=12==87.885℃

22

2.2.3平均摩尔质量 由气液相图可知：

表6不同温度下气液两相的组成

温度 液相组成（x） 0.83 0.1425 0.00078 气相组成（y） 0.8492 0.3205 0 78℃ 84.77℃ 104℃ 塔顶平均摩尔质量：

气相：MmqD= 46×0.8492 +（1-0.8492）×18=41.7776kg/kmol 液相：MmlD= 46×0.83 +（1-0.83）×18=41.42kg/kmol 2.3.3.2进料板平均摩尔质量

气相：MmqF=46×0.3205 +（1-0.3205）×18=26.974kg/kmol 液相：MmlF=46×0.1425 +（1-0.1425）×18=21.99kg/kmol 2.3.3.3塔底平均摩尔质量 气相：MmqW=18kg/kmol

液相：MmlW=46×0.00078 +（1-0.00078）×18=18.0218kg/kmol 2.3.3.4平均摩尔质量

精馏段 气相：Mmq1=MmqD + MmqF /2 =34.3758kg/kmol 液相：MmL1=MmLD + MmLF /2 =31.7395kg/kmol 提馏段 气相：Mmq2=MmqF + MmqW /2 =22.487kg/kmol 液相：MmL2=MmLF + MmLW / 2=20.0059kg/kmol 全塔 气相：Mmq=Mmq1 + Mmq2 / 2=28.4314kg/kmol

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液相：MmL=MmL1 + MmL2 / 2=25.8728kg/kmol 2.2.4平均密度

2.2.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即

PM汽相平均密度：Vm

RT精馏段 Vm精Pm精MVm精Rt1Pm提MVm提Rt2Vm提118.12534.37581.3776kg/m3

8.314(273.1581.385)138.07522.4871.0161kg/m3

8.314(273.1594.385)提馏段 Vm提全塔 VmVm精21.3776+1.0161=1.1969kg/m3

22.2.4.2液相平均密度计算

1aAaB=+ ρLρAρB式中：aA，aB是质量分率，ρA，ρB是密度。

查手册在温度tD=78℃，tF=84.77℃，tW=104℃下乙醇，水的密度如表：

表8不同温度下乙醇和水的密度

温度/℃ 78 ρA（kg/m3） 737.2 732.6 712.8 1ρB（kg/m3） 973.1 968.7 955.6 84.77 104 塔顶液相平均密度

ρLmD1ρLmW1ρLmF=aAaB0.9350.0653=74k9g/m+=+ ρLmD

ρAρB737.2973.1aAaB0.0020.9983+=+ ρLmW=954.9k8g9m /ρAρB712.55.6=aAaB0.2980.7023=883.8k1g9m+=+ ρLmF /ρAρB732.6968.7塔底液相平均密度=进料板液相平均密度

精馏段液相平均密度：ρLm精=

ρLmD+ρLmF749+883.819==816.4095kg/m3 2213

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ρ+ρ954.9+883.819提馏段液相平均密度：ρLmWLmFLm提===919.404kg/m322 全塔液相平均密度：ρρLm精+ρLm提Lm=2=816.4095+919.4042=867.9068kg/m3 2.2.5 表面张力

液体平均表面张力按下式计算： Lmxii

查手册得不同温度下的表面张力如下表

表9.不同温度下乙醇和水的表面张力 温度 表面张力 60℃ 70℃ 80℃ 90℃ 100℃ 110℃ 乙醇（mN/m） 18.8 18 17.5 16.2 15.5 14.4 水（mN/m） 66.2 .3 62.6 60.7 58.8 56.9 运用内插法可以求得 塔顶t80-70D=78℃时，乙醇：

17.15-18=80-7817.15-σ A17.3m2Nm/；

A水：

80-7062.6-.3=80-7862.6-σ B62.94mN/m

B塔顶的表面张力有：

mDxDA(1xD)B0.849217.32(10.8492)62.9424.1995mN/m 塔底tW=104℃时，水：

110-10056.9-58.8=100-10458.8-σ B58.0m4Nm/

A乙醇：

110-100100-10414.4-15.5=15.5-σ A15.0m6Nm/

B塔底的表面张力有：

mWxWA(1xW)B0.0007815.06(10.00078)58.0458.006mN/m 进料板t90-80F=84.77℃时，乙醇：

16.2-17.5=90-84.7716.2-σ A16.88mN/m

A水：

90-8090-84.7760.7-62.6=60.7-σB B61.6m94Nm

/mFxFA(1xF)B0.142516.88(10.1425)61.69455.308mN/m

14

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精馏段平均表面张力：m精提馏段平均表面张力：m提全塔平均表面张力：mmDmF2mFmW2224.199555.30839.7538mN/m

258.00655.30856.657mN/m

2m精m提39.753856.65748.2054mN/m

22.2.6平均粘度

液体平均粘度可用可以用下式计算：

Lmxi

i查表可知不同温度下的液体粘度

表10. 同温度下的液体粘度 粘度 温度 乙醇（mpa×s） 水（mpa×s） 78℃ 0.5056 0.3461 84.77℃ 0.4335 0.3374 104℃ 0.3655 0.2738 塔顶平均粘度：LmD0.84920.50560.15080.3655=0.4845mpas 塔底平均粘度：LmW0.000780.36550.999220.2738=0.2739mpas 进料板粘度：LmF0.14250.43350.85750.3374=0.3511mpas 精馏段平均粘度：Lm精LmDLmF2LmF提馏段平均粘度：Lm提LmW20.48450.35110.4178mpas，

20.27390.35110.3125mpas

2全塔平均粘度：LmLm精Lm提20.41780.31250.3652mpas

22.2.7精馏塔的气，液相负荷 精馏段气相体积流率：VsVMVm精3600Vm精304.74434.37582.112m3/s

36001.3776液相体积流率：LsLMLm精3600Lm精243.78721231.73960.00263m3/s

3600816.4095提馏段汽相体积流率：VsVMVm提304.74422.4871.793m3/s

3600Vm提36001.016115

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液相体积流率：LsLMLm提243.787220.00590.00147m3/s

3600Lm提3600919.404

2.3 塔径的初步设计 2.3.1塔径的计算 塔径按照下式计算：

D4Vs u式中D—塔径，单位m;

Vs - 塔内气体流量单位m3/s，

u- 空塔气速，单位m/s

空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即:

u(0.6:0.8)umax

因此，需要先计算出最大允许气速umax。

umaxCLmVm Vm式中umax-允许空塔气速，m/s；Lm，Vm-分别为气相和液相的密度;C 是气体负荷系数

对于气体负荷负荷系数C可用图9确定；而图9是按液体的表面张力为0.02N/m 时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：

CC20(L)0.2

20C20由图9查取。板间距的选定很重要，塔与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的

操作弹性，以及塔的安装检修等都有关，可参考板间距与塔径的经验关系表11。

表11板间距与塔径的关系 塔径D, m 板间距HT,mm 0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 16

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图9 史密斯关联图

2.3.1.1精馏段塔径的计算

由上面的计算可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：

V3s2.112m/s，Ls0.00263m3/s

精馏段的气，液相平均密度为:

V1.3776kg/m3,ρL=816.4095kg/m3

初选板间距HT0.40m，取板上液层高度hL0.05m, 那么分离空间：HThL0.400.050.35m 功能参数：图的横坐标为LSL0.00263816.4095VS2.1121.37760.0301 V从史密斯关联图查得：C0.076,由于CCL2020(20)0.2，需要先求平均表面张力：因物系表面张力m精39.7538mN/m。 故CC20(L20)0.20.076(39.753820)0.20.087 umax0.087816.40951.37761.37762.116m/s

取安全系数为0.75，则空塔气速为u10.70umax0.752.1161.587m/s

17

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塔径D4VS1u42.11211.5871.304m 圆整：D11.2m 13.14则塔截面积AT4D210.785(1.2)21.1304m2 空塔气速uVSA1.8683 T2.3.1.2 提馏段塔径的计算

方法同上，由上面的计算可知提馏段的气，液相体积流率为

Vs1.793m3/s，Ls0.00147m3/s

提馏段的气，液相平均密度为:

Vm1.0161kg/m3，ρLm=919.404kg/m3

取塔板间距HT0.40m，板上液层高度hL0.05m, 那么分离空间：HThL0.400.050.35m 功能参数：图的横坐标为LSL0.00147919.404VS0.0246 V1.7931.0161从史密斯关联图查得：CL0.2200.071,由于CC20(20)，需要先求平均表面张力：因物系表面张力m提56.657mN/m 故CCL20(20)0.20.071(56.6570.220)0.0874 umax0.0874919.4041.0611.9622.7027m/s

取安全系数为0.60，则空塔气速为u20.7umax0.72.62761.62162m/s 塔径D4VS2u41.79321.186m 圆整：D21.2m 23.141.62162则塔截面积A2T4D10.785(1.2)21.1304m2

空塔气速uVSA1.7931.13041.59m/s T由于精馏段和提馏段两段相差不大，故取相等的塔径D1.2m。 2.3.2精馏塔有效高度的计算

18

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Z1=（N1-1）HT=（43-1）0.40=16.8m

Z2=（Z2-1）HT=（8-1）0.40=2.8m

人孔设计，每隔八块板设计一个人孔，则S=51/8 -1=6个人孔，直径为0.6m。 塔高：Z=Z1+Z2+S×0.6=23.3m

2.4 溢流装置

2.4.1 板上流体流程

有降液管的板式塔，降液管的布置，规定了板上流体的流动途径。初选塔板液流型时，根据塔径和液体负荷的大小，参考表12预选塔板流动形式。本设计采用单流型。

表12 板上液流形式与液流负荷的关系

2.4.2溢流装置

板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分，如下图所示，其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，因D1.2m，可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。

19

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图10 塔板的结构参数图1

2.4.2.1堰长lW

单流堰lW=0.6:0.8D 取堰长lW0.7D0.84 2.4.2.2溢流堰高度hW

根据hWhLhow选用平直堰，则堰上液层高度how可用下式计算：

2h2.84l3ows1000E

lW式中 how－堰上液流高度，m ；ls－塔内平均液流量，m3/s ；lW－堰长，E－液流收缩系数，如下图可以求出相对应的E值，则有：

图11 液液收缩系数图

精馏段：lSLS36000.0026336005.256m3/h

lS59.4680.0842.529.07，lwl2.5D0.71.20.5833 W查上图11得，E1.024,则

2h2.84321000Elows2.849.4683lW1.02410000.70.01m 取板上清夜层高度hL0.05m, 故hWhLhow0.033m

提馏段：lSLS36000.0014736005.04m3/h

m

20

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LSl2.55.0412.2937，lw0.70.5833w0.72.5D1.2 查上图11得，E1.02,则

22h2.84El32.843ows5.0410001.02lW10000.70.0107m 取板上清夜层高度hL0.05m, 故hWhLhow0.050.01070.0392m 2.4.2.3弓形降液管宽度Wd和截面Af

lwD0.71.20.583 由弓形降液管参数图：

图12 弓形降液管参数图

查图得

AfA0.044

WdD0.08 T则Af0.091AT0.0441.13040.04973m2，

Wd0.14D0.081.20.10776m

对于精馏段：按照公式3600AfHTl7.563s

S因为停留时间5s，故降液管尺寸设计合理。

21

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对于提馏段：按照公式3600AfHTl13.531s S同样因为停留时间5s，故降液管尺寸设计合理。 2.4.2.4降液管底隙高度ho

hloSl Wuo式中uo 降液管底隙处液体流速，m/s；（根据经验一般uo0.07:0.25m/s）取降液管底隙处液体流速uo0.15m/s 则精馏段hloS0.00263l0.8400.1520.8mm WuohWho39.220.818.326mm6mm

提馏段hloSl0.001470.1511.66mm Wuo0.84hWho9.1mm6mm

可以保证降液管底部液封，故降液管底隙高度设计合理。

2.5 塔板布置及浮阀数目与排列

2.5.1塔板的设计

塔板板面所起作用的不同分为四个不同的区域，如下图所示。

22

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图13 塔板的结构图

图14 塔板的结构参数图2

2.5.1.1边缘区宽度的确定

取ws=ws¢=0.06m（安定区宽度），wc=0.030m（无效区宽度） 2.5.1.2开孔区（鼓泡区）面积计算

xR2arcsin]计算 180RDDx其中 x=-(wd+ws)：R=-wc，arcsin为以角度表示的反正弦函数

22RD1.2(0.107760.06)0.4321m 因此代入数据得：x(wdws)=22D1.2Rwc0.0300.570m

22开孔区面积按照式AP2[xR2x223

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3.140.26故Ap2[0.43220.5720.2621800.572arcsin0.57]0.87m2 2.5.1.3阀孔计算及其排列

取阀孔功能因子FO=12,用下式求解孔速 精馏段:u12o=FOρ=1.3776=10.22m/s

V取阀孔的孔径do=0.039m，则求每层塔板上的浮阀数，即精馏段：

NVS2.1121π10.22173 4d22ouo0.7850.039浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m=75mm则排间距： tAaN0.871730.07561mm t本设计采用分块式塔板，各分块式的支撑与衔接也 要占一部分鼓泡面积，因而排间距不宜采用61mm， 而应小一点，故取t58mm。

按t=75mm，t¢=69mm以等腰三角形叉排方式 作图（见下图）得阀孔数N165。

24

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按N165重新核算孔速和阀孔功能因数：

VS2.112uo110.72m/s 2π2doN0.7850.0391654FOuo1ρV12.357

阀孔动能因数变化不大，总体在9:13范围内 塔板开孔率为：φFOρVu1.86314.14% uo110.528提馏段：uo12.35712.258m/s

1.0161取阀孔的孔径do=0.039m，则求每层塔板上的浮阀数，即提馏段：

N1VSπ2douo41.7930.7850.03912.2582122

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m=75mm 则排间距：

t¢=Aa0.5186==0.093m=93mm Nt74´0.075同样采用分块式塔板，各分块式的支撑与衔接也要占一部分鼓泡面积，因而排间距不宜采用93mm，而应小一点，故取t¢=90mm，按t=75mm，t¢=90mm。以等腰三角形叉排方式作图（见下图）得阀孔数N1128按N128重新核算孔速和阀孔功能因数：

25

图16

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uo2VSπ2doN1411.73m/s

FOuo1ρV12.33

阀孔动能因数变化不大，总体在9:13范围内 塔板开孔率为：φ=15.88

第三章 塔板的流体力学计算

3.1 气体通过浮阀塔板的压降

气体通过塔板的压力降直接影响到塔底的操作压强，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。

气体通过每层塔板的压降为ΔPp=hpρLg 上式中液柱高度hp可按下式计算

hp=hc+hl+hσ

式中hc 塔板本身的干板压降ΔPc

hl 板上充气液层的静压力ΔPL hσ 液体的表面张力ΔPσ

3.1.1干板压降相当的液柱高度hc

u00.175ρVu02hc=19.9(uouoc)

ρL2gρLu00.175ρVu02有19.9=5.34得 uoc=ρL2gρL精馏段：uoc=1.8251.82573.1 ρV73.1=ρV1.82573.1=8.8124m/s 则uo10.720m/s8.8124m/s

1.3776ρVu02hc15.340.052m液柱

2gρL26

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提馏段：uoc=1.82573.1=1.82573.1=10.412m/s 则uo11.73m/s10.412m/s ρV1.0161hρ2Vu0c15.342gρ0.04008m液柱

L3.1.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 气体通过的阻力hl=βhL 精馏段：uaVs2.112AA1.9543m/s

Tf1.13040.04973F10uaρVm2.2937kg2/sm12

查图充气系数关联图得β=0.58 故hlβhL0.029m液柱 提馏段：uaVsA1.7931.6591m/s

TAf1.13040.04973F10uaρVm1.6724kg2/sm12

查图充气系数关联图得β=0.60 故hlβhL0.03m液柱

3.1.3液体表面张力相当的液柱高度h0 液体表面所产生的张力：

=4σL4创39.753810-3精馏段：h0ρgd==0.00051m液柱

Lo816.4095创9.810.039=4σL4创56.65710-3提馏段：h0ρ==0.000m液柱

Lgdo919.404创9.810.039因此塔板的液柱高度hp为

精馏段：hp=hc+hl+hσ=0.052+0.029+0.00051=0.08151m液柱 提馏段：hphchlhσ0.040080.030.0000.07072m液柱

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则精馏段的压降为：ΔPphpρLg566.39486pa700pa

提馏段的压降为：ΔPphpρLg0.07072919.4049.81637.848pa700pa

3.2 液泛（淹塔）验算

为了防止淹塔的发生，要求控制降液管中清液层的高度Hd?θ(HThw)

Hd可以用式子计算：Hd=hp+hL+hd

已知hL=0.05m，

2① 精馏段：h0.153LSdl0.0034m

whoHdhphLhd0.070720.050.00340.12412m

取θ=0.5，hW0.0388m

θHThw0.2194m

Hd0.13491mθHThw0.2165m

2② 提馏段：hLSd0.153lh0.0011m

woHdhphLhd0.070720.050.00110.125514m 取θ=0.5，hW0.0392m

θHThw0.2196m

Hd0.1255mθHThw0.2196m

3.3 漏液验算

① 精馏段：取最小F0=5,相应的气相最小负荷为VSmin

VπF0Smin=4d2oNU0min U0mi=nρ=51.377=.2m6V

s/

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VSminπ2doNU0min0.839m3/s1.1847m3/s 4② 提馏段：取最小F0=5,相应的气相最小负荷为VSmin

VSmin=VSminπ2doNU0min U04mi=nF05 ==4.9m6s/

ρV1.0161π2doNU0min0.065166m3/s1.0848m3/s 4因此全塔无明显漏液现象。

3.4 液膜夹带量验算

按公式计算泛点率

V泛点率φ=ρV+1.36LSZLρL-ρV?100%

KCFAb板上流体流径长度：ZLD2Wd0.98448m 板上液流面积：AbAT2Af1.031m2

①精馏段：取物性系数K=1.0,又由图17查得泛点负荷系数CF=0.13

V泛点率φ=ρV+1.36LSZLρL-ρV?100%

KCFAb62.59%

②精馏段：取物性系数K=1.0,查图17查得泛点负荷系数CF=0.11则

Vsⅱ泛点率φ=ρV¢+1.36LSZLⅱρL-ρV?100%

KCFAb54.11%

对于塔板，为了避免过量物膜夹带，应控制泛液率不超过80%。

3.5 塔板负荷性能图

塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定

区，塔效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线

29

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表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线。液体负荷下限线、液体负荷上限线和液泛线五条线组成。 3.5.1气相负荷下限线（又称漏液线），记为线1

漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线讲发生严重的漏液现象，气液不能充分接触，使塔板效率下降。

对于F1重阀，取阀孔动能因数F0=5作为控制漏液量的操作下限，气体负荷下限线方程可以写为：

Vs=π25 doN4ρV式中：do表示阀孔孔径，do=0.039m；N：浮阀数；ρV气体密度，kg/m3；Vs： 气体流量，m3/s

①对于精馏段有，记为1-1

Vsπ25doN0.83m3/s 4ρV②对于提馏段有，记为1-2

Vsπ25doN0.7418m3/s 4ρV

3.5.2气相负荷上限线（又称为过量雾沫夹带线），记为线2

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制

eV£1.0kg液/kg气。按泛点率φ=80%计算，

Vvvq故0.8

1.36LZLKCFAb

①精馏段，记为线2-1 整理得到：Vs12.60832.55Ls1

由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内取任何两个Ls1值，算出Vs1值

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图 17 泛点负荷系数图

②提馏段，记为线2-2

整理得到：Vs22.577540.3012Ls2

由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内取任何两个Ls2值，算出Vs2值

表13 不同液相流量的气相流量

精馏段 Ls1（m3/s） Vs1 (m3/s) 0.0002 2.60149 0.0002 2.5694 0.0035 2.494075 0.0035 2.434 提馏段 Ls2（m3/s） Vs2（m3/s）

3.5.3液泛线，记为线3

若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀板的流体力学验证中通过对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内需维持一定的液层高度Hd。

由θ(HT+hW)=hp+hL+hd=hc+hl+hσ+hL+hd确定液泛点。

2v02L22.843600ds3(HThw)5.340.153（）(1)[hwE()]

2gLlwh01000lw31

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因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、ho、ρV、ρL、ε0、σL及θ等均为定值，而u0与Vs又有如下关系，即

π2d0N4式中阀孔数与孔径亦为定值。因此，上式代入数据有： ①精馏段，记着3-1

VsVsVs u02π20.7850.039930.197d0N41.精馏段：

u0=Vs0.21650.0114VS1122.501.19LS1107.08LS1

22223整理得VS18.9943620.32LS172LS3在操作范围内任取两个Ls1，以上式都可算出一个相对应的Vs1值列于附表13中，依表中数据作出液泛点。 2.提馏段：

VsVsVs u02π20.7850.0391280.217d0N4整理得VS214.354919183.9284LS14.82LS3222

在操作范围内任取两个Ls2，以上式都可算出一个相对应的Vs2值列于附表中，依表中数据作出液泛点.

精馏段 提馏段 Ls1 Vs1 Ls2 Vs2 0.0005 4.2356 0.0005 2.0178 0.0078 3.1252 0.0078 1.5326

3.5.4液相负荷上限线，记为线4

液体的最大流量应保持其在降液管中停留时间不低于3:5s

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液体在降液管中停留时间由式子：AfHT/LS3:5s 以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则： ①精馏段，记着4-1

LSmaxAfHT50.049730.4/50.003973m3/s

②提馏段，记为4-2

LSmaxAfHT50.049730.4/50.003973m3/s

据此可作为与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。 3.5.5液相负荷下限线，记为线5

取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限调节作出液相负荷下限线，改线为与气体流量无关的竖直线。 ①精馏段：记为5-1

how2.84l31.024s0.006m LSmin0.0005m /76s10000.72323②提馏段：记为5-2

2.84lhow1.02s0.006m10000.7LSmin

0.00058m3/s

①作图得精馏段的负荷性能图如下：

精馏段气相下限线液相上限线液泛线精馏段气相上限线液相下限线操作线2.702.502.302.101.901.701.501.301.100.900.700.500.300.100.0000操作线,0.00263,2.1120.00100.00200.00300.00400.0050 33

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图18精馏段负荷性能图

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线点P(0.00263,2.112)处位于适宜操作区内。 (2)塔板精馏段气相负荷操作上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液来控制。 (3)按照固定气液比，即气相上限Vsmax2.60134m3/s，气相下限Vsmin0.763m3/s，则

2.601343.4092.0。

0.763②作图得提馏段的负荷性能图如下：

操作弹性ψ提馏段气相下限线提馏段液相下限线2.902.602.302.001.701.401.100.800.500.200.00000.0010提馏段气相上限线提馏段液相上限线提馏段液泛线操作线操作线,0.00147,1.7930.00200.00300.00400.0050

图19提馏段负荷性能图

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线点P(0.00147,1.793)处位于适宜操作区内。 (2)塔板提馏段气相负荷操作上限由雾沫夹带控制，操作下限由液相负荷下限控制。 (3)按照固定气液比，即气相上限Vsmax2.5879m3/s，气相下限Vsmin0.7998m3/s，则操作弹性ψ2.58793.23562.0。

0.79983.6设计结果一览表

表14 设计结果一览表

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项 目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 气相 液相 符 号 Pm Tm Vs Ls N HT Z D u lw 单 位 计算数据 精馏段 118.125 81.385 2.11 0.00263 43 0.4 16.8 1.2 1.8683 单溢流 弓形 0.840 0.0330 0.10776 0.0208 0.050 0.039 0.075 165 14.14 10.720 566.394 7.5635 0.12412 雾沫夹带控制 提馏段 138.075 94.385 1.793 0.00147 8 0.4 2.8 1.2 1.586 单溢流 弓形 0.840 0.0392 0.10776 0.01166 0.050 0.039 0.075 128 15.88 11.73 637.848 13.531 0.12554 雾沫夹带控制 35

kPa ℃ m3/s m3/s (块) m m m m/s m m m m m m mm 个 % m/s m s m 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管形式 溢流 装置 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清夜层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔率 阀孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清夜层高度 负荷上限

hw Wd ho hL do t n uo hp  Hd

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负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性

Vs，max Vs，min K m3/s m3/s 漏液控制 2.60134 2.5879 3.409 漏液控制 0.763 0.7988 3.2356

第四章 塔附件设计

塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。

板式塔内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之处，还有很多附属装置，如除沫器、人孔、基座，有事外部还有扶梯或平台。此外，为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。一般来说，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离长大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有

10:15min的停留时间，使塔底液体不致流空。

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4.1 接管

4.1.1原料进料管

进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：

D=4Vs 取uF=2.0m/s，ρF=883.819kg/m3 πuFFMF214.514521.990.002536m3/s

3600ρF3600883.819VsD4Vs40.00148340.19mm πuF3.142.0根据计算结果可选取钢管：φ483.5

4.1.2饱和水蒸汽进料管

根据前面的物料衡算，饱和蒸汽流量S=V=V=170.9194kmol/h，但是实际化工操作中，由于存在热量损失，S?VV=170.9194kmol/h，换句话说就是170.9194kmol/h的

饱和水蒸汽用于能量损失，不可能刚好产生170.9194kmol/h乙醇-水蒸汽，所以可以根据能量相等，计算出实际需要多少饱和水蒸气。

t+t78+104全塔的平均温度为t=DW==91℃，根据内插法可以求出在平均温度下乙

22醇和水的组成：

95.5-95.5-91= 求得xA=0.0558

0.019-0.07210.019-xA查表可知在91℃时，水的摩尔汽化潜热为：rB=41022kJ/kmol ，乙醇的摩尔汽化潜热为rA=37455kJ/kmol

由于饱和水蒸气的温度为126.72℃，查表得r=39301.56kJ/kmol

热量损失根据经验值取5%，本设计采用直管进料管，管径计算如下：

D=4Vs 取us=50m/s，ρs=0.597kg/m3 πusGMs186.4127183.016m3/s

3600ρs36000.59737

Vs

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D4Vs392mm πus根据计算结果可选取钢管：φ4006 4.1.3回流管

由前面物料衡算得：VsL0.00263m3/s

冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.2:0.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度为1.5:2.5m/s。这里采取借重力回流，取适宜流速为uR=0.3m/s，

DR4Ls140.00146105.67mm πuR3.140.3根据计算结果可选取钢管：φ1103.5 4.1.4釜液出料管

由前面物料衡算得： W598.9551kmol/h

349.825718.0218Ls0.00309m3/s

3600954.9适宜速度为0.5:1.0m/s，取出口流速uW=0.8m/s,则，

DW4Ls70.14mm πuW根据计算结果可选取钢管：φ71.53.5 4.1.5塔顶蒸汽出料管

由前面物料衡算得：Vs12.112m3/s

常压下适宜的蒸汽流速为：15:20m/s，取蒸汽流速u=20m/s则

DR4Vs1366.7mm πu根据计算结果可选取钢管：φ37010

4.1.6 法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应

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法兰。

(1)原料进料管接管法兰： Pg6Dg30HG5010-58 (2)回流管接管法兰： Pg6Dg150HG5010-58 (3)釜液出口管接管法兰： Pg6Dg60HG5010-58 (4)塔顶蒸汽出口管法兰： Pg6Dg250HG5010-58 (5)饱和蒸汽进料管接管法兰： Pg6Dg250HG5010-58

4.2 辅助设备定型

本设计方案使用的辅助设备主要有：

预热器一个，用于预热进料，同时冷却釜液

全凝器一个，将塔顶蒸汽冷却，提供产品和一定量的回流 冷却器一个，将产品冷却到要求温度后排出

4.2.1冷却器的选择

有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围500-1500kcal/(m2*h*0c) 本设计取 K=700 kcal/(m2*h*0c)=2926J/(m2*h*0c) 出料液温度：78.00C（饱和气）到 78.00C（饱和液） 冷却水温度：200C 到350C 逆流操作：

t158.00Ct243.00C

tt1t258.043.0m50.300lnt158.0C tln243.0传热面积：根据劝他热量衡算，Q=3360.375KJ/h

Q3360.375*Kt103A22.82m2

m2926*50.3设备型号：G500I-16-40

4.3 塔体结构

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4.3.1塔顶空间

塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为(1.5:2.0)HT.取除沫器到第一块板的距离为600mm。 故取塔顶空间为：HD2HT0.61.4m 4.3.2塔底空间

塔底空间是指最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依据存液量停留时间

10:15mi，而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留n1:2m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离： 取HBLSt1.51.76m A4.3.3 人孔数目

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一的通道高，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离打，且人孔设备过多时会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，对于D³1000mm的板式塔，每隔6-8块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本设计有51块板，需设置6个人孔，每个孔直径为450mm，厚10mm，高52mm。设计人孔处，板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm。 4.3.4塔高

板式塔的总高度由下式决定：

H=HD+HB+H裙+H封+Z=26.77m

式中 HD——塔顶空间，m； HB——塔底空间，m；

¢——开有人孔的塔板间距，m； HT——塔板间距，m； HT

HF——进料段高度，m；Np——实际塔板数；

。 S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）

H1——封头高度，m；H2——裙座高度，m

结束语

精馏分离液体混合物主要依靠：混合物组分间的相对挥发度、实际板数的多少以及气液相流率的比，即塔的处理能力大小。本设计中，连续酒精精馏塔的主体设备有浮阀塔、塔顶全凝器等。以进料板将塔分为精馏段和提馏段两部分，则有关计算设计要分别

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进行，气、液两相在在每一筛板上错流密切接触，塔顶富集高浓度的酒精产品，塔底富集水。

设计精馏塔的基础是物料衡算、物性数据的有效准确查取以及最小回流比的确定，尤其是回流比的有效确定，对过程中的工艺设备设计计算及选型十分重要。另外，对一些数据的查取需依靠经验，这就要求理论与实际紧密结合，选取适合的参数。

最终设计出的塔径为1m，实际高度为29.1m，满足设计的工艺要求。

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