分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计

分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计
课题名称：化工课程设计任务书系别：化环学院
专业：化工2班
学号：040940210
姓名：
指导教师：
时间：2011年12月01-16日
附
化工原理—化工设备机械基础课程设计任务书-1 专业化工班级0409402 设计人
一. 设计题目
分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计
二. 原始数据及条件
生产能力：年处理量8万吨（开工率300天/年），每天工作24小时；
原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体；
分离要求：塔顶，乙醇含量不低于90%，
塔底，乙醇含量不高于8%；
操作条件：
三. 设计要求：
（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：
1. 前言
2. 设计方案的确定和流程的说明
3. 塔的工艺计算
4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计
a. 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定
b. 塔板的流体力学验算
c. 塔板的负荷性能图
5. 附属设备的选型和计算
6. 设计结果一览表
7. 注明参考和使用的设计资料
8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）
（三）绘制精馏塔的工艺条件图（1#图纸）
四. 设计日期：2011年12月01日至2011 年12 月16日
五. 指导教师：谭志斗、石新雨
推荐教材及主要参考书：
1.王国胜, 裴世红，孙怀宇. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，2005
2. 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，2002.
3、马江权，冷一欣. 化工原理课程设计. 北京：中国石化出版社，2009.
4、《化工工艺设计手册》，上、下册;
5、《化学工程设计手册》；上、下册;
6、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京. 2004，01
7、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京. 2004，01
8、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京. 2004，01
9.陈敏恒. 化工原理(第三版). 北京：化学工业出版社，2006
目录
第一章设计方案简介 (8)
第二章工艺流程图及说明 (10)
第三章塔板的工艺计算 (12)
3.1 精馏塔全塔物料衡算 (12)
3.2 乙醇和水的物性参数计算 (13)
温度 (13)
密度 (14)
混合液体表面张力 (17)
相对挥发度 (18)
混合物的粘度 (19)
3.3理论塔板和实际塔板数的计算 (20)
第四章塔体的主要工艺尺寸计算 (23)
4.1塔体主要尺寸确定 (23)
塔径的初步计算 (23)
溢流装置计算 (26)
4.2 筛板的流体力学验算 (29)
气相通过浮阀塔板的压降 (29)
淹塔 (31)
精馏段 (31)
提留段 (31)
物沫夹带 (32)
精馏段 (32)
提留段 (33)
漏液点气速 (33)
4.3塔板负荷性能曲线 (34)
物沫夹带线 (34)
液泛线 (35)
液相负荷上限 (36)
漏液线 (36)
液相负荷下限 (37)
第五章板式塔的结构 (40)
5.1塔总高的计算 (40)
塔的顶部空间高度 (40)
塔的底部空间高度 (40)
人孔 (40)
裙座 (41)
筒体与封头 (42)
进料管 (42)
回流管 (43)
塔底出料管 (43)
塔顶蒸汽出料管 (44)
塔底进气管 (44)
5.3法兰 (45)
第六章附属设备的计算 (47)
6.1 热量衡算 (47)
6.2附属设备的选型 (49)
再沸器 (49)
塔顶回流冷凝器 (50)
塔顶产品冷凝器 (51)
塔底产品冷凝器 (51)
原料预热器 (51)
蒸汽喷出器 (52)
第七章设计评述 (53)
精馏塔工艺设计计算结果总表 (55)
主要符号说明 (57)
参考文献 (61)
第一章设计方案简介
精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。

在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。

其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是筛板塔。

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。

提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。

所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法
本次课程设计是分离乙醇——水二元物系。

在此我选用连续精馏筛板塔。

具有以下特点：
(1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用
(2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。

(3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。

(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。

优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。

本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的
工艺设计计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。

而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。

第二章工艺流程图及说明
首先，乙醇和水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乙醇的储罐，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，完成乙醇与水的分离。

冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇
↑回流↓原料→原料罐→原料预热器→精馏塔
↑回流↓
再沸器←→塔底产品冷却器→水的储罐→水
第三章塔板的工艺计算3.1 精馏塔全塔物料衡算
F:进料量(kmol/s) X F:原料组成D:塔顶产品流量(kmol/s) X D:塔顶组成W:塔底残液流量(kmol/s) X W:塔底组成X F ==0.089109
X D ==0.778846
X w ==0.032907
总物料衡算F=D+W
易挥发组分物料衡算F X F=D X D+W X W
日生产能力（处理）
D
80000000
20.495053002436
0.1506km l s
00
o/ m
F
M T
=⨯⨯⨯
==
⋅
联立以上三式得
F=0.1506kmol/s
D=0.0110kmol/s
W=0.1390kmol/s
3.2 乙醇和水的物性参数计算
温度
常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系
利用表中数据由内差可求得t
F
t D t W
① t F
:21
.726.90
.897.86--×（9.66-8.90）+ 89.0 t F =88.29℃
② t D :42
.7443.8944.7815.78--×（89.43-77.43）+ 78.41 t D =78.21℃
③ t W
:0190
.00721.05.955.89--×（72.1-3.29） + 95.5 t W =90.70℃
④ 精馏段平均温度:1
t =2d
f
t t
+=2
21
.7829.88+=83.25℃ ⑤ 提留段平均温度:2
t =2w f
t t
+=2
70
.9029.88+=88.495℃ 密度
已知:混合液密度:B
B
A
A l
a a
ρρ
ρ+
=
1 混合气密度:0
04.22TP M P T V
=
ρ
塔顶温度: t D =78.21℃
气相组成y D :8943.0)21.7841.78(15
.7841.7843
.8941.78+-⨯--
y D =80.750%
进料温度: t F =88.29℃
气相组成y F :4375.0)29.880.89(7
.860.8975
.4391.38+-⨯-- y F =42.256%
塔底组成: t W =90.70℃
气相组成y w :3891.0)7.905.95(0
.895.9591.3800.17+-⨯-- y w =0.2273 %
(1)精馏段 液相组成x 1:%
31.26%90.8%88.771
=⨯=⋅=
F D x x x
气相组成y 1:%41.5842256.08075.01=⨯=
y
所以1
460.263118(10.2631)25.3668/L M
g mol
=⨯+⨯-=
1
460.584118(10.5841)34.3548/V M g mol =⨯+⨯-=
(2)提留段 液相组成x 2:%
411.52
=⨯=F W x x x
气相组成y 2:%82.422273.08075.02
=⨯=y
所以2
460.0541118(10.05411)19.51508/L M
g mol
=⨯+⨯-=
2460.428218(10.4282)29.99/V M g mol
=⨯+⨯-=
由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求t F t D t W 下的乙醇和水的密度
t F =88.29℃ 732.186
CF
ρ
= 966.64
wF
ρ
=
1
0.2510.25
732.186966.64
F
ρ-=
+
3
908.46kg /F
m ρ
=
t D =78.21℃ 744.43
CD
ρ
= 3
/87.972m kg WD
=ρ
1
0.9410.94
744.43972.87
D
ρ-=
+
3
762.33/D
kg m ρ
=
t W =97.70℃ 720.21
CW
ρ
= 3
964.82/wW
kg m ρ
=
1
0.00110.001
729.21964.82
W
ρ-=
+
3
940.51/W
kg m ρ
= 所以3
1
908.46762.33
835.40/22
F D
L kg m ρρρ
++=
=
=
3
2908.46940.51
924.48/2
2
F W
L kg m ρρρ++=
=
=
3
000.1203101.3(460.089180.911)
0.12030.691/22.488.29273.15
VF M P T MP kg m P T T ρ⨯⨯+⨯=
===+ 30.1203(4101.3)(460.7788180.2212)
1.435/78.21273.15
VD
kg m ρ
⨯+⨯⨯+⨯=
=+
3
0.1203101.3(460.0329180.9671)0.634/90.71273.15
VW kg m ρ⨯⨯⨯+⨯==+
3
10.691 1.435 1.063/22
VF VD V kg m ρρρ++===
3
20.6910.6340.6625/22
VF VW V kg m ρρρ++===
46(1)1839.80/LD D D M x x kg kmol =⨯+-⨯= 46(1)1820.47/LF F F M x x kg kmol
=⨯+-⨯= 46(1)1818.92/LW W W M x x kg kmol
=⨯+-⨯=
139.8020.47
30.135/22LD LF L M M M kg kmol ++=
==
218.9220.47
19.70/22
Lw LF L M M M kg kmol ++=
==
46(1)1840.61/vD D D M y y kg kmol =⨯+-⨯= 46(1)1829.83/vF F F M y y kg kmol
=⨯+-⨯=
46(1)1824.36/vW W W M y y kg kmol
=⨯+-⨯= 140.6129.83
35.22/22
vD vF v M M M kg kmol ++=
== 224.3629.83
27.10/22
vw vF v M M M kg kmol ++=
==
混合液体表面张力
4661.79744.43C CD CD
m V ml ρ===
4663.08729.21C CW CW m V ml ρ===
4662.82732.186
C CF CF m V ml ρ===
1818.66964.64W WF WF m V ml ρ=== ml m V WD
W WD 50.1887.97218===ρ
1818.66964.82W WW WW m V ml ρ===
由内差法求得在t F t D t W 下的乙醇和水的表面张力
乙醇表面张力： 水表面张力
乙醇表面张力σ
CF
=16.36mN/m σ
CD
=17.30mN/m σ
CW
=16.13mN/m
水表面张力σ
wF
=59.55mN/m σ
wD
=62.99mN/m σ
wW
=58.65mN/m
塔顶表面张力
0.140.7788
=
σ
D
=23.90mN/m
原料表面张力0.8850.089
=σ
F
=53.91mN/m
塔底表面张力0.99960.0329
=σ
w
=56.55mN/m
(1)精馏段的平均表面张力σ
1
=(23.90+53.91)/2=38.905mN/m
(2)提馏段的平均表面张力：σ
2
=（56.55+53.91）/2=55.23mN/m
相对挥发度
由 x
F
=8.9% y
F
=58.41%得
0.5841
6.56292
0.08914.3756
10.58410.456531
10.089
F
a===
-
-
由 x D =77.88% y D =80.75% 得
0.8075
1.036852
0.7788 1.19144
10.80750.8702510.7788
D a ===--
由 x W =3.29% y w =22.73% 得
0.2273
6.9081460.0329 4.138610.22730.80405810.0329
aw
===--
(1)
精馏段的平均相对挥发度 4.1386
α==
提馏段的平均相对挥发度11.1140
α=
混合物的粘度
1
t =83.25℃ 查表，得μ水=0.34155mpa ·s,
μ醇=0.3969mpa ·s
2
t =88.495℃ 查表，得μ水=0.32205mpa ·s,
μ醇=0.42837mpa ·s (1)精馏段粘度：
μ1=μ醇x 1+μ水
(1-x 1)=0.3969⨯0.2631+0.34⨯(1-0.2631)=0.35611 mpa ·s (1) 提留段粘度:
μ2=μ醇x 2+μ水
(1-x 2)=0.3969⨯0.05411+0.309⨯(1-0.05411)=0.32780 mpa ·s
3.3理论塔板和实际塔板数的计算
回流比的确定：
绘出乙醇—水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图，
由上图知，点a与纵轴的截距为0.41，即为
值
X D=0.7788,
最小回流比Rmin=0.8995
操作回流比R=1.5×Rmin=1.349
理论塔板数的确定：
图解法求解：
Y C==0.331,易做得提留段、精馏段和q线的操作线，作图如下：
由图知，理论塔板数: 精馏段需N T1 =
10块，提馏段需
N T2 =
3-1=2块。

实际塔板数确定：
120.356110.32780
0.34195522
av i i u u u x u ++=∑=
== 3.199
w d d d d ==
由奥
康
奈
尔
公式
()
()
0.245
0.245
0.49d 0.49 3.1990.3419550.487
T av E u --=⨯=⨯⨯=
全塔所需实际塔板数：12
100%24.64250.487
T P
T N N E =
⨯==≈块 精馏段实际板数：110
100%20.53210.487
P N =
⨯=≈块
提馏段实际板数：2
25214P N
=-=块
进料板位置第22块板。

第四章 塔体的主要工艺尺寸计算
4.1塔体主要尺寸确定 4.1.1塔径的初步计算
4.1.1.1气液相体积流量计算
（1）精馏段 质量流量：1
1
30.1350.019110.673/L L M L kg s ==⨯=
1
1
35.020.028830 1.01/V V
V M kg s ==⨯=
体积流量：1
1
-431
0.576
6.8910/835.40
L S L L
m s
ρ
=
=
=⨯
1
1
31 1.01
0.950/1.063
V S V V m s ρ
=
=
=
（2）提馏段 质量流量：2
2
19.700.148256 2.921/L L M L kg s '==⨯=
2227.100.0288300.781293/V V M V kg s
'==⨯=
体积流量：2
2
32
2.921
0.00316/924.48
L S L L
m s
ρ
==
=
2
2
32
0.7813
1.18/0.6625
V S V V
m s
ρ
=
=
=
4.1.1.2精馏段塔径计算
由u=(安全系数)Umax,安全系数=0.6—0.8，
Umax=L V
V
c
ρρρ-
横坐标数值：1
11
10.000689835.4
0.02030.950 1.063
S L S v L
V
ρρ=⨯= 取板间距：Ht=0.45m , h L =0.06m .则Ht- h L =0.54m
查下图可知C 20=0.089 ,
0.2
1
2038.95(
)0.089(
)0.10220
20
C C σ==⨯=
max 835.40
0.102
/1.063
u m s ==
取安全系数为0.7 ，则空塔气速1
max
0.70.7*2.86 2.002/u u m s ===
111440.956
0.782.472
S V D m u ππ⨯=
=⨯
按标准塔径圆整后为2
D =0.9m
塔截面积为222
0.785*0.90.6364
T
A
D m π
=
== 实际空塔气速为10.950
1.50/0.5024
S T
V
u m s
A
==
=
4.1.1.3提留段塔径计算 横坐标数值：
0.100= 取板间距：Ht=0.45m , h L =0.06m .则Ht- h L =0.39m
查图可知C 20=0.08 , 0.2
1
2055.23(
)0.08(
)0.09820
20
C C σ==⨯=
max
/u
m s
=
取安全系数为0.7 ，则空塔气速2
max
0.70.7*3.29 2.30/u u m s ===
1
0.810.90D m =
==≈
按标准塔径圆整后为2
D =0.9m
塔截面积为222
0.7850.70.6364
T
A
D m π
=
=⨯= 实际空塔气速为1 1.18
1.86/0.385
S T
V
u m s A
==
=
综上：塔径D=0.9m ，选择单流型塔板，
截面积20.636T
A
m =
精馏段有效高度1
(211)0.459.0m
Z
=-⨯=
提馏段有效高度2
(41)0.45 1.35m
Z
=-⨯=
全塔的有效高度Z =9.0+1.35 =10.35m
4.1.2溢流装置计算
4.1.2.1
堰长W
l
对单流型，一般
0.68~0.76w
l D
=
取
W
l =0.72D=0.648m
4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高）W h W L OW h h h =- 选择平直堰
堰上层高度2/3
2.8
(/)1000OW h W h E l l =
⨯
42.5 2.56.89103600
7.34()(0.648)h w l l -⨯⨯== 又65.0=D l w
查下图得E=1.03
塔板上清液层高度m h 1.0~05.0L = 在此取m h L 05.0=
（1） 精
馏
段
42/3
2.84 6.891036001.03()0.007210000.648
ow h m -⨯⨯=⨯⨯=
0.050.00720.0428w L ow h h h m
=-=-=
（
2
） 提留段/2/32.840.0031636001.03()0.019810000.648ow h m
⨯=⨯⨯= 0.050.01980.0302w L ow h h h m =-=-=
4.1.2.3弓形降液管宽度d
W 和截面积f
A
由0.72W
l D =查得
08
.0=T
f A A ，
d 0.90.137722D W m
=-==
溢流中间降液管宽度d
W 0.14m '= 则2
T 0.080.080.6360.05088f
A
A m ==⨯=
验算降液管内停留时间 精馏段：4
10.050880.45
33.2356.8910
f T
S A H
s s L θ-⨯==
=>⨯ 提留段：//
2
0.050880.45
7.2550.00316
f T S A H s s
L θ
⨯=
=
=>
停留时间θ>5s ，故降液管可使用
4.1.2.4溢流堰宽度
2b 0.9W 0.137722D m ===
4.1.3塔板设计
4.1.3.1塔板分布
本设计塔径D=0.9m 采用分块式塔板
.2 浮阀的选型：F1Q-4B 型阀片厚度1.5mm ，阀重24.6g ，塔板厚4mm.
.3浮阀数目与排列
(1)精馏段
取阀孔动能因子F 0=12. 则孔
速
0111.64u =
=
=
每层塔板上浮阀数目为
122
0010.950
68.36/40.7850.03911.64
S V N d u π=
==⨯⨯个
浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在3～4的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m （mm
d
o
039.0=）
塔板开孔率22
022
4/68.390.0390.128
4/0.9N d D πϕπ⨯⨯===
(2)提留段
取阀孔动能因子F 0=12. 则孔
速
0214.74
u =
=
=
每层塔板上浮阀数目为
222002 1.18
67.05/40.7850.03914.74
S V N d u π=
==⨯⨯个
塔板开孔率
22
022
4/67.050.0390.1264/0.9
N d D πϕπ⨯⨯===
4.2 筛板的流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压降
气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。

气体通过塔板的压降△P p 可由
p c l h h h h σ
=++和g h p
L p p
ρ=∆计算
式中 h c ——与气体通过塔板的干板压降相当的
液柱高度，m 液柱；
h l ——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m 液柱；
h σ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m 液柱。

精馏段 (1)干板阻力
1/1.825
1/1.825
011737310.15/1.063c V u m s
ρ⎛⎫⎛⎫
=== ⎪
⎪⎝⎭
⎝⎭
因
u 01>u 0c1
故
221011 1.06311.645.34 5.340.0472835.4029.81V C L u h m g ρρ⎛⎫⎛⎫
==⨯⨯= ⎪ ⎪⨯⎝⎭
⎝⎭ (2)板上充气液层阻力
取ε
=0.5
m
h L 05.0= 则0.50.050.025l
o L
h h
m
ε==⨯=
(3)液体表面张力所造成的阻力
331104*1041038.9050.00049835.409.810.039
L h m
gd σσρ--⨯⨯===⨯⨯
σh h h h l c p ++=1=0.047+0.025+0.00049=0.0725m
单板的压力降：
1110.0725835.409.81594.160.7a
p p L a p h g p KP ρ∆==⨯⨯=≤
精
馏段平均
压强：
()
1(4101.325)4101.325140.594109.4832
P KPa
++++⨯=
=
提留段 （1）干板阻力
1/1.825
1/1.825
02
2737313.15/0.6625c V u m s
ρ⎛⎫⎛⎫
=== ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
因
u 02>u 0c2
故
2220220.662514.745.34 5.340.0422924.4829.81V C L u h m g ρρ⎛⎫⎛⎫
=⨯=⨯⨯= ⎪ ⎪⨯⎝⎭
⎝⎭ （2）板上充气液层阻力
取ε
=0.5
m
h L 05.0= 则0.50.050.025l
o L
h h
m
ε==⨯=
（3）液体表面张力所造成的阻力
3322041041055.230.00062924.489.810.039
L h m
gd σσρ--⨯⨯⨯===⨯⨯
σh h h h l c p ++=2=0.042+0.025+0.00062=0.0676m
单板的压力降
2220.0676904.489.81613.070.7p p L a p h g p KPa ρ∆==⨯⨯=≤
提留段平均压强：
()
2(4101.325140.594)4101.325140.594110.61307113.9482
P KPa
++⨯+++⨯+⨯=
=
淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度
精馏段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度1
0.0725p h m =
(2)液体通过液体降液管的压头损失
2
2
4110 6.89100.1530.1530.00019
0.6480.030S d W L h l h -⎛⎫⎛⎫
⨯=== ⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭
(3) m
h L 05.0= 则110.07250.050.000190.1227d
p L d H
h h h m =++=++=
取，已选定0.45T
H
m
= 0.030W h m =
则()()0.50.0300.450.24W
T h H m
φ+=⨯+=
()T W H h +ϕ
可见所以符合防止淹塔的要求。

提留段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度
2
0.0676p h m =
(2)液体通过液体降液管的压头损失
22
2
2
0.00316
0.1530.1530.0024
0.6480.039
S
d
W
L
h
l h
⎛⎫⎛⎫
===
⎪ ⎪
⨯
⎝⎭
⎝⎭
⑶板上液层高度
m
h
L
05
.0
=则220.06760.050.00240.120
d p L d
H h h h m
=++=++=
取，已选定0.45
T
H m
=0.030
W
h m
=
则()()
0.5*0.030.450.24
W T
h H m
φ+=+=
可见所以符合防止淹塔的要求。

可见所以符合防止淹塔的要求。

物沫夹带
精馏段
板上液体流经长度：20.920.13770.6246
L d
Z D W m
=-=-⨯=
板上液流面积：2
20.63620.050880.534
b T d
A A A m
=-=-⨯=
取物性系数，泛点负荷系数图0.108
F
C=
泛点率
4
1
1.0613
0.950 1.36 6.89100.6246
835.40 1.06559.8%φ
-
⨯+⨯⨯⨯
-
==
为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在82.0~8.0
1
<
F
，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。

提留段
取物性系数，泛点负荷系数图0.10
F
C
= 泛点率2
0.6625
1.18 1.360.003160.6246
924.480.662564.2%
φ
⨯+⨯⨯-=
=
为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在82.0~8.01
<F ，由以上计算可知，物沫夹带能够
满足
的要求。

漏液点气速
当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。

漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作。

漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。

当阀孔的动能因子F 0低于5时会发生严重漏液，故漏液点的空速0
'u 可取F 0=5的相应孔流气
速： 精馏段：
01
1
4.85/1.063
V u m s ρ'==
=
010111.64 2.40/ 1.5/4.85
u K m s m s u =
==>' ，故不会发生严重漏液。

提馏段：
02
2
5
6.14/
0.6625
V
F
u m s
ρ
'===
02
02
14.24
' 2.40/ 1.5/
6.14
u
K m s m s
u
===>
'
，故不会发生严重漏液。

4.3塔板负荷性能曲线
物沫夹带线
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：
⑴精馏段
0.8=
1.063
1.360.6246
835.40 1.063
S S
V L
+⨯
-
整理得：0.04690.03570.849
S S
V L
=+
即 1.31423.794
S S
V L
=-
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出
⑵提留段
0.6625
1.360.6264
924.480.6625
S S
V L
''
+⨯
-
整理得：0.42720.026780.8519
S S
V L
''
=+
即 1.59531.81S
S
V L ''=-
在操作范围内任取两个S
L '值算出S
V '
精馏段 L s (m 3/s) 0.0005 0.0006
V s (m 3/s) 1.302
1.299 提馏段
L ′s
(m 3/s) 0.001 0.002 V ′s (m 3/s)
1.563
1.531
液泛线
⑴精馏段
222/3
111
2421.0630.24 5.34404.850.045 1.3360.7850.03969835.4029.81
S S S V L L ⨯=⨯+++⨯⨯⨯⨯⨯
整理得222/31
113.82377938.2326.30S S S V L L =--：
⑵提留段
222/3
211
2420.66250.24 5.34404.850.045 1.3360.7850.03968984.4829.81
S S S V L L ⨯=⨯+++⨯⨯⨯⨯⨯
整理得：2
22/32
226.58813677.3645.135S S S V
L L =-+
在操作范围内任取若干个值，算出相应得值：
精馏L s1
(m 3/s)
0.0001 0.0002 0.0004
0.0006
段 V s1 (m 3/s) 1.941 1.932 1.918 1.906 提馏段 L s2
(m 3/s) 0.0001 0.001 0.002 0.003 V s2 (m 3/s)
2.585
2.650
2.692
2.721
液相负荷上限
液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s
液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，
则
3min 0.050880.45
()0.04579/5
f T
S A H L m s
θ
⨯=
=
=
漏液线
对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷
的标准，则
(1) 精馏段 0011
4.85/1.063
V u m s ρ'==
=
231min 3.14
()0.03969 4.850.399/4
S V m s =
⨯⨯⨯=
(2)提留段002
2
6.14/0.6625
V u
m s ρ'=== 232min 3.14
()0.03968 6.140.499/4
S V m s =
⨯⨯⨯=
液相负荷下限
取堰上液层高度0.0072ow
h m =作为液相负荷下限条件
作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的
竖直线。

()2/3
min 36002.840.00721000S w
L E l ⎡⎤
=⎢⎥⎣⎦
取E=1.0 3 则s
m l L w
s /000695.03600
03.1*84.21000*0072.0)
(2/3min
==）（
由以上1~5作出塔板负荷性能图
由上图可知：
精馏段：气相最大负荷 3max 1.306/V m s
=
气相最小负荷
3min 0.403/V m s
=
提馏段：气相最大负荷 3
max
1.479/V m s =
气相最小负荷
max
=
1.306/0.403 3.24mix
V V ==精馏段操作弹性 max
=
1.497/0.495 3.02mix
V V ==提留段操作弹性
3min 0.495/V m s
=
第五章 板式塔的结构
5.1塔总高的计算 5.1.1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘
到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm 。

m
H
2.1=顶
5.1.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取20min 。

釜液上方的气液分离空间高度取1.5m 。

3
964.82/Lw
kg m ρ=
30.139
0.00646/0.03290.9996964.82
46
18h V m s
=
=⎛⎫
+⨯ ⎪⎝⎭
2
0.00222060
0.41623 3.14 2.6
Z m ⨯⨯∆=
=⨯⨯
0.4162 1.5 1.9162H m =+=底
5.1.3人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，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大，且人孔设
备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到
要求，一般每隔6~8块塔板才设一个人孔，，需经常清洗时每隔3~4块塔板才设一个人孔.
本塔中共25块板，需设置3个人孔，每个
孔直径为400mm，人孔伸入塔内部应与塔内
壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的
密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰
相同，本设计也是如此，取人孔所在板增至
800mm
5.1.4 裙座
裙座高度应考虑的问题包括：
1. 底部接管的高度和出入孔的位置
2. 塔底抽出泵的灌泵液位
3. 塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求
4. 检修方便
5. 减压塔底液封要求
6. 支撑应力要求
设计时一般取裙座高度为 1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座2m.
进料所在板的板间距由450mm增至550mm或
600mm ，
筒体与封头
.1筒体
由D=0.9m 选钢板材料为：GB 3274 则
[]MPa t 113=σ，100%探伤1=ϕ，
[]33
1.1120.33110900
0.532113 1.0120.33110
2t PD
mm P δσφ--⨯⨯⨯===⨯⨯-⨯-
0.530.2513n mm δ=+++∆=
取壁厚为3mm .2封头
封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=2600mm
[]33
1.1120.33110*900
0.532113 1.00.5120.33110
20.5t PD
mm P δσφ--⨯⨯===⨯⨯-⨯⨯-
mm n 3125.052.1=∆+++=δ，取壁厚为3mm
得曲面高度mm
h i
650=，直边高度mm
h
250
=。

塔总高：
()0.45(251)0.80.4532 1.2(0.2250.025)18.30L H H H H H H H m
+=++++=⨯-+-⨯++⨯+++=封
裙顶增底 1.52
5.2接管
5.2.1进料管
进料管的结构类型很多，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 0.5/F
u m s =取
3908.46/LF kg m ρ=
30.1506
0.00315/0.0890.915908.464618SF
V
m s
=
=⎛⎫
+⨯ ⎪⎝⎭
40.00315
89.583.140.5
d mm
⨯=
=⨯
查标准系列选取1084mm ϕ⨯ 经计算，实际流速u=0.401m 2
/s
5.2.2回流管
采用直流回流管 取s
m u
R
/5.0= 3
762.33/LD
kg m ρ
=
30.0216
0.000971/0.780.22762.3346
18SD V m s
=
=⎛⎫
+⨯ ⎪⎝⎭
40.000971
49.743.140.5
D D mm
⨯=
=⨯
查标准系列选取57 3.5mm ϕ⨯
5.2.3塔底出料管
取s
m u
W
/0.1= 直管出料3
964.82/Lw
kg m ρ
=
30.1506
0.00287/0.03290.9671964.82
46
18Sw V m s
=
=⎛⎫
+⨯ ⎪⎝⎭
85.51w D mm
=
=
查标准系列选取89 4.5mm ϕ⨯
5.2.4塔顶蒸汽出料管
直管出气 取出口气速20/u m s = 3
940.51/LD
kg m ρ=
30.03256
0.001186/0.780.22940.5146
18SD V m s
=
=⎛⎫
+⨯ ⎪⎝⎭
8.69w D mm
=
=
查标准系列选取142mm ϕ⨯
5.2.5塔底进气管
采用直管 取气速23/u m s =
3964.82/Lw kg m ρ=
30.03256
0.00064/0.003290.9671940.51
46
18Sw V m s
=
=⎛⎫
+⨯ ⎪⎝⎭
6.40w
D
mm
=
=
查标准系列选取142mm ϕ⨯
5.3法兰
由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰、平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。

进料管接管法兰、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HG/20592-97钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片
第六章 附属设备的计算
6.1 热量衡算
0℃的塔顶气体上升的焓Hv
t D 温度下，即 78.21 ℃
1
3.54/()P C KJ Kg K =⋅ 2
4.190/()P C KJ Kg K =⋅ 12(1) 3.540.7788 4.250.2212 3.684PD P D P D
C C x C x =+-=⨯+⨯=
1
t =30℃温度下 )./(59.21K Kg KJ C P = )
./(174.42
K Kg KJ C
P =
1
12(1) 2.590.7788 4.1740.2212 2.94/(Kg.K)P P D P D C
C x C x KJ =+-=⨯+⨯= 1
12(1) 2.590.0329 4.1740.9671 4.122/(.)P P W P W C
C x C x KJ Kg K =+-=⨯+⨯=
t w 温度下，即 90.70 ℃ 1
3.88/()P C KJ Kg K =⋅ 2
4.218/()P C KJ Kg K =⋅
()
12(1) 3.880.0329 4.240.9671 4.207/.PW P W P W C C x C x KJ Kg K =+-=⨯+⨯=
t D 温度下，即 78.21 ℃ 1
720r KJ kg = 2
2117r KJ kg =
12(1)7200.778821170.22121029.02/D D r r x r x KJ kg
=+-=⨯+⨯=
0℃的塔顶气体上升的焓Qv 塔顶以0℃为基准
11 1.01*3600 3.68478.21 1.0136001029.0240.611570876.855/V V PD D V D Q H V C t V rM kj h
==+=⨯⨯+⨯⨯⨯=温度由78.21℃到30℃的热量变化
11111(1.010.01139.08)3600 3.68478.21(1.010.116942.083600 2.81301570876.855/PD D P Q V C t V C t kj h
''=-=-⨯⨯⨯⨯--⨯⨯⨯⨯=
温度由99.70℃到30℃的热量变化
22211 2.921*3600*4.207*99.07 2.921*3600*4.122*303110282.09/PW D P Q L C t L C t KJ h
=-=-=
回流液的焓HR
0.673 3.64878.21360069807.80/R R Q H kj h
==⨯⨯⨯=
塔顶馏出液的焓H D
因馏出口与回流液口组成一样，所以()3.684/kg.P
C KJ K =
t 0.01140.613600 3.68478.21463350.97/D
D
P D
Q H DC kj h ===⨯⨯⨯⨯=
冷凝器消耗的热量Q C
()()()10140.783 2.97152980381.5698070.80 1.8410/C V R Q D R H H kj h
=+-=⨯⨯-=⨯
进料口的热量QF t 温度下，即 88.29℃
)./(64.31
K Kg KJ C P = )./(253.42
K Kg KJ C P =
12(1) 3.640.089 4.250.911 4.19/(..)PF P F P F C C x C x KJ Kg K =+-=⨯+⨯= 2
t =25℃温度下
)./(49.23
K Kg KJ C P = )./(1875.44
K Kg KJ C
p =
234(1) 2.490.089 4.18750.911 4.03/(.)P P F P F C C x C x KJ Kg K =+-=⨯+⨯=
220.150620.473600 4.20788.290.867921.223600 4.0325
4077477.706/F LF PW F LF P Q FM C t FM C t KJ h
=-=⨯⨯⨯⨯-⨯⨯⨯⨯=
塔釜残液的焓Q W
t 0.139*18.01*4.207*3600*97.903545742.6/W P W Q WC kj h
===
6.2附属设备的选型
再沸器
塔釜热损失为10%, 则0.9η= 设再沸器损失能量Q 损=0.1Q B C
D B
F
W
Q Q Q Q Q Q +
+=++损
加热器实际热负荷
0.9C D B W F
Q Q Q Q Q =++-10101.84103545742.6463350.974077477.706 1.8410kj/h
=⨯++-=⨯
化学与环境工程学院 0409402班
102.0410/B Q kj h
=⨯
再沸器的选型：选用C 。

120饱和水蒸气加热，传热
系数取K=2926J/(m 2.h.o C)
料液温度： 88.2997.70→℃℃ 水蒸气：C C O。

120120→ 加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol
水蒸气的用量m 水= QB/ r=
10
62.04109.03*10/2259.5
kg h ⨯= 查表得水蒸气温度为t=120℃取k=650（w/m2×k ）则再沸器的传热面为:由
t KA t mC P ∆=∆ 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m 2
选取型号为：G.CH800-6-70
塔顶回流冷凝器
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—15002
/(KCal m
h ⋅⋅
℃)
本设计取K=7002
/(KCal m
h ⋅⋅
℃)=29262
/(KJ m
h ⋅⋅
℃)
出料液温度：（饱和液）饱和气C C O。

21.78)(21.78→
冷却水温度： C C O。

3520→
逆流操作：△t 1=58.21 ℃ △t 2=43.21℃ C L t t L t t t 。

m
98.4521
.4321
.58n
21.4321.58n
2
1
2
1
=-=∆∆∆-∆=∆ 2
52.28898.452926/54.38817481/m K Q A m C t =⨯=∆=）（
选用设备型号：G500I-16-40。