乙醇-水混合液精馏塔设计精要

乙醇-水混合液精馏塔设计精要
河西学院
Hexi University
化工原理课程设计
题目: 乙醇-水混合液精馏塔设计学院: 化学化工学院
专业:_ 化学工程与工艺
学号: 2014210040 姓名: 赵哲
指导教师: 杨自嵘
2016 年 12 月 1 日
化工原理课程设计任务书
一、设计题目
乙醇-水混合液精馏塔设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量）140000吨/年
操作周期7200小时/年
进料组成20%（质量分率，下同）
塔顶乙醇浓度不低于95%
塔底乙醇浓度不高于0.2%
2.操作条件
操作压力塔顶4kPa （表压）
进料热状态泡点进料
3.设备型式浮阀塔
4.厂址浙江杭州
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.工艺流程图及精馏工艺条件图
7.设计评述
目录
1 概述 (2)
2 设计方案的选择及流程说明（附以流程简图） (3)
2.1设计方案的选择和论证 (3)
设计思路 (3)
选定设计方案的原则 (3)
2.2确定设计方案 (3)
精馏方式的选定 (3)
加热方式的选取 (3)
操作压力的选取 (4)
回流比的选择 (4)
塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 (4)
板式塔的选择 (4)
关于附属设备的设计 (5)
2.3流程说明 (5)
3 工艺计算 (5)
3.1物料衡算 (5)
3.2热量衡算 (6)
温度的计算 (8)
密度的计算 (8)
混合液体的表面张力 (10)
混合物的粘度 (13)
相对挥发度 (13)
4 主体设备工艺尺寸计算 (14)
4.1塔板数的计算 (14)
求最小回流比min
R (14)
求操作线方程 (15)
求塔板效率 (17)
实际塔板数 (17)
4.2塔径的计算 (17)
气液相体积流量计算 (17)
精馏段 (18)
提馏段 (19)
4.3溢流装置 (19)
堰长 (19)
弓形降液管的宽度和横截面 (20)
降液管底隙高度 (21)
4.4塔板分布和浮阀数目与排列 (21)
塔板分布 (21)
4.5塔板的流体力学计算 (22)
塔板压降 (22)
液泛 (23)
物沫夹带 (24)
塔板负荷性能图 (25)
5 辅助设备计算与选型 (29)
5.1接管 (29)
原料进料管 (29)
回流管 (29)
塔顶蒸汽出料管 (30)
塔釡出料管 (30)
塔底进气管 (30)
法兰 (30)
5.2筒体与封头 (31)
筒体 (31)
封头 (31)
5.3人孔 (31)
5.4裙座 (31)
5.5冷凝器 (32)
5.6再沸器 (32)
5.7预热器 (33)
5.8除沫器 (34)
5.9塔总体高度的计算 (34)
塔顶部空间高度 (34)
塔底部空间高度 (34)
塔总体高度 (34)
6 设计结果一览表 (34)
7 设计评述 (36)
8 参考文献 (36)
致谢 (37)
附图 (38)
乙醇－水混合液精馏塔设计
赵哲
摘要:化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液
体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部
分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的
方法。

精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业
生产中占有重要的地位。

为此，掌握气液相平衡
关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计
和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

塔
设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。

本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质
设备。

此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、
选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设
计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

本设计书对丙酮和水的分离设备─浮阀精馏塔做
了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设
备计算,塔设备等的附图。

采用浮阀精馏塔，塔
高33.38米，塔径2米，按作图法理论板数为26。

算得全塔效率为0.431。

塔顶使用全凝器，部分
回流。

精馏段实际板数为53，提馏段实际板数为
5。

实际加料位置在第56块板(从上往下数)，操作弹性为1.9。

通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。

再沸器采用浮头式换热器。

用110饱和蒸汽加热，用20循水作冷凝剂。

饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：乙醇－水、精馏、浮阀塔、负荷性能图、精馏塔设备结构
1概述
乙醇（C2H5OH），俗名酒精，是基本的工业原料之一，与酸碱并重，它作为再生能源犹为受人们的重视。

工业上常用发酵法（C6H10O5）n和乙烯水化法制取乙醇。

乙醇有相当广泛的用途，除用作燃料，制造饮料和香精外，也是一种重要的有机化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一种有机溶剂，用于溶解树脂，制造涂料。

众所周知，在医药卫生方面，乙醇作为消毒杀菌剂而造福于人类。

人类餐饮饭桌上饮用各种酒品，乙醇也是其中不可或缺的组成部分，如：啤酒含3％～5％，葡萄酒含6％～20％，黄酒含8％～15％，白酒含50％～70％（均为体积分数）。

据有关资料表明，乙醇对人体具有营养价值。

乙醇精馏是生产乙醇中极为关键的环节，是重要的化工单元。

其工艺路线是否合理、技术装备性能之优劣、生产管理者及操作技术素质之高低，均影响乙醇生产的产量及品质。

工业上用发酵法和乙烯水化法生产乙醇，但不管用何种方法生产乙醇，精馏都是其必不可少的单元操作。

本次设计的精馏塔是为了精馏乙醇以得到高纯度的乙醇，要求达到塔顶馏出物浓度（≥93%（wt％））,塔底浓度（≤0.1%（wt％））。

本设计采用浮阀塔，浮阀塔有生产能力大、塔板效率高、压降低、操作弹性大、结构简单等优点。

2设计方案的选择及流程说明（附以流程简图）
2.1设计方案的选择和论证
2.1.1设计思路
在本次设计中，我们进行的是乙醇和水二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。

实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。

蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。

热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。

要保持塔的稳定性，流程中除用泵间接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。

在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。

此次设计是在常压下操作。

因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。

回流比是精馏操作的重要工艺条件。

选择的原则是使设备和操作费用之和最低。

在设计时要根据实际需要选定回流比。

2.1.2选定设计方案的原则
方案选定是指确定整个精馏装置的流程。

主要设备的结构形式和主要操作条件。

所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量。

（2）操作平稳，易于调节。

（3）经济合理。

（4）生产安全。

在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的
2.2确定设计方案
2.2.1精馏方式的选定
本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能耗小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。

2.2.2加热方式的选取
本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。

本设计不易利用间接蒸汽加热，因为间接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，
轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。

2.2.3操作压力的选取
本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。

在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用泡点进料。

2.2.4回流比的选择
对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流R m in 的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。

而适宜回流比R 的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。

一般经验值为min )2~1.1(R R
2.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择
塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。

塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。

2.2.6板式塔的选择
板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。

其设计计算方法可查阅有关资料。

着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。

塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。

最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。

塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料。

2.2.7关于附属设备的设计
附属设备的设计主要有：
（1）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；然后提出合适的换热器型号。

（2）由原料液进料量选择合适的离心泵
2.3流程说明
V101-原料储槽V102-中间槽P101-进料泵P102-回流泵
E101-进料预热器E102-冷凝器E103-再沸器TQ101-乙醇精馏塔
1- 原料进料管2- 塔顶出料管3- 塔底蒸汽管4- 回流管
5- 产品溜出管6- 塔底馏出管
乙醇－水简易流程如上所示：原料液先存储在V101（原来储槽），再经P101（进料泵）打入E101（原料预热器），原料经过预热后从板式塔的中部打入塔内；塔顶通过E103（全冷器）进行全冷凝，进入V102（中间槽），V102中的产品通过5管溜出，另一部分回流液通过P102（回流泵）打入板式塔的顶部；塔底通过E104（再沸器）间接蒸汽加热，塔底馏出物通过管6溜出。

3工艺计算
3.1物料衡算
由质量分数求摩尔分数
乙醇相对分子质量 M A =46.07g /mol ；水的相对分子质量 M B =18.02 g /mol
进料、塔顶、塔底质量分数：F a =20%(wt %)；D a =95%；W a =0.2%
()0891
.018/)2.01(46/2.046
/2.0/1//=-+=-+=
B F A F A F F M a M a M a x ()8814
.018/)95.01(46/95.046
/95.0/1//=-+=-+=
B D A D A D D M a M a M a x
()00078
.018
/)002.01(46/002.046
/002.0/1//=-+=-+=
B W A W A W W M a M a M a x
进料量：F =
平均分子量
总生产时间年处理量1
⨯
=5
.263]18/）2.01(46/2.0[360072001000
140000=-+⨯⨯⨯mol /s 物料衡算：
⎩⎨
⎧⨯=⨯+⨯=+⇒⎩⎨
⎧+=+=0891
.05.263W 0.00078D 8814.05.263W D Wx Dx Fx W
D F W
D F
解得：D =0.0264mol /s , W =0.2371mol /s 3.2 热量衡算
常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系
温度
t / ºC
乙醇的摩
尔分数/
温度 t
/ ºC
乙醇的摩
尔分数/ %
%
液
相x
A 汽
相
y
A
液
相
x
A
汽
相
y
A
1 00008
1.5
32
.73
5
9.26
9 5.5
1.
9
178
0.7
39
.65
6
1.22
8 9
7.
21
38
.91
7
9.8
50
.79
6
5.64
8 6.7
9.
66
43
.75
7
9.7
51
.98
6
5.99
8 5.3
12
.38
47
.04
7
9.3
57
.32
6
8.41
8 4.1
16
.61
50
.89
7
8.74
67
.63
7
3.85
8 2.7
23
.37
54
.45
7
8.41
74
.72
7
8.15
82.3 26
.08
55.8
78.15 89.43
89.43
3.2.1 温度的计算
为了考察精馏塔内物质的状态性质，需要计算塔内各部分的温度具体为： 塔顶、进料口、塔釡、精馏段平均温度、提馏段平均温度。

利用表中数据由拉格朗日插值可求得 F t ， D t ， W t
F t ：
F F t t ⇒--=--,21
.791.80.8966.921.77
.860.89=87.41 ºC
D t ：
=⇒--=--D D t t ,43.8914.8815.7872.7443.8941
.7815.7878.17 ºC
W t ：
=⇒--=--W W t t ,0
078.010090.105
.9510099.82 ºC
可知塔内的各温度为下：塔顶=D t 78.17ºC ； 进料口 41.87=F t ºC ； 塔釡 82.99=W t ºC ；
精馏段平均温度 79.822/)(1=+=-
F D t t t º
C ； 提馏段平均温度61.932/)(2=+=-
W F t t t ºC 。

3.2.2 密度的计算
用下式计算密度，混合液密度：
B
B A A L
a
a ρρρ+=
1
混合气密度：=
V ρ0
04.22TP M
P T -。

其中：a 为质量分数，-
M 为平均相对分子质量 塔顶温度：D t =78.17 ºC
气相组成 ：
=⇒--=--D y ,43
.89y 10015
.7817.7843.8915.7815.7841.78D 88.56
％
进料温度：F t =87.41 ºC 气相组成
：
=⇒--=--F F
y y ,10091.3841
.87
0.8975.4391.387.860.8942.26％
塔底温度：=99.82 ºC 气相组成 ：
=⇒--=--W y y ,100082
.9910000.1705.95100W
0.68％
（1）精馏段 液相组成 ， 气相组成 ，
得： =46
（2）提馏段 液相组成 ， 气相组成 ，
得： =46
由不同温度下乙醇和水的密度 温度/
ºC
A ρ
/kg /m 3
B ρ
/kg /m 3
温度
/ ºC A ρ
/kg /m 3
B ρ
/kg /m 3
80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3
求得在下的乙醇和水的密度（单位：kg /m 3）
F t =87.41，
11.727,72441
.87907307248590c =⇒--=--cF F
ρρ
01.967,3.96541
.87906.9683.9658590=⇒--=--wF wF ρρ
15.907,01
.9672
.0111.7272.01F
=⇒-+=
F ρρ
同理求得：
38.747D =ρ 87.957W =ρ
所以 26
.827238
.74715.9072
1=+=
+=
D
F L ρρρ
51.9322
15
.90787.9572
2=+=
+=
W
F L ρρρ
01
.1）41.8715.273（4.2215
.27383.29VF =+⨯⨯=
ρ
49
.1）17.7815.273（4.2215
.27380.42VD =+⨯⨯=ρ
59
.0）82.9915.273（4.2215
.27319.18VW =+⨯⨯=
ρ
25
.1249
.101.1V1=+=
ρ
80
.0259
.001.1V2=+=
ρ
3.2.3 混合液体的表面张力
二元有机物－水溶液表面张力可用下列各式计算：
4/14/14/1o so w sw m σϕσϕσ+=
式中：
00V x V x V x w w w w w +=
σ，w w V x V x V x +=00000ϕ ，s w sw sw V V x =ϕ， s s s V V
x 0
00=ϕ
0lg ϕϕq w B = ，)(441.03/23
/200w w
V q
V T
q Q σσ-⨯= ，
so sw A ϕϕ2
lg = Q B A +=， 10
=+s sw ϕϕ
式中：下角标w ，o ，s 分别代表水、有机物及表面部分，o x ，w x 分别表示主体部分的分子含量，w V ，o V 指主体部分的摩尔分子体积，w σ，o σ为水、有机物的表面张力，对乙醇q =2。

mL m cD c cD 31.6220.73846V ===
ρ
mL m cW c c 59.6422.71246
V W ===
ρ
mL m cF c c 26.6311.72746
V F ===
ρ
mL m wF c 61.1801.96718
V wF ===
ρ
mL m wD c D 50.1810.97318
V w ===
ρ
mL m wW c 77.1882.95818
V wW ===
ρ
由不同温度下乙醇、水的表面张力 乙醇的表面张力/
mN /m 2
18 17.15 16.2 15.2 水的表面张力/ mN /m 2
64.3
62.6
60.7
58.8
求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：N /m 2）
乙醇的表面张力：
cF σ--=
--2.1641
.879015.172.168090 ⇒ cF σ=16.45
cD σ--=
--15.1718
15.1717.78807080 ⇒ D c σ=17.31 cW
σ--=--2.152
.162.1582.9910090100 ⇒ cW σ=15.22
水的表面张力：
wF σ--=--7.606
.627.6041.87908090 ⇒ wF σ=61.19
wD σ--=--6.623
.646.6217.78807080 ⇒ wD σ=62.91
wW
σ--=--8.587
.608.5882.9910090100 ⇒wW σ=58.83
塔顶表面张力：
cD wD ϕϕ2
=))1[(])1[(2
cD D wD D cD D wD D V x V x V x V x +--
)31.628814.050.181186.0(31.628814.0]50.18)8814.01[(2⨯+⨯⨯⨯⨯-=
=0.0015
]lg[2
cD
wD B ϕϕ
==lg0.0015= -2.8239
)
(441.03
/23
/2wD
wD cD
cD V q
V
T q Q σσ-⨯=
=)
50.1891.622
31.6231.17(17.7815.2732441.03/23
/2⨯-⨯+⨯=
-0.7638
Q B A +==-2.8239-0.7638= -3.5877
联立方程组 scD swD A ϕϕ
2
lg =，1=+scD swD ϕϕ
连解可以得到：=swD ϕ0.016， =scD ϕ0.984 带入4
/14
/14
/1cD
scD wD
swD D
σϕσϕσ+= ⇒ =D σ17.73
同理可求得：原料表面张力 19.32F =σ 塔底表面张力 03.58W =σ （1）精馏段的平均表面张力为：96.242)
（1=+=
D F σσσ
（2）提馏段的平均表面张力为：11.452
)
（2=+=W F σσσ
3.2.4 混合物的粘度
79.82t 1= ，查表得： =水μ0.3439mPa .s ，=乙醇μ0.433mPa .s 62
.93t 2=，查表得： =水μ0.298mPa .s ，=乙醇μ0.381mPa .s
（1）精馏段粘度：
（2）提馏段粘度：
3.2.5 相对挥发度
由
得
48.70891
.014226
.010891.04226.0=--=F α
由
得
04.18814
.018856
.018814.08856.0=--=F α
由
得
77.800078
.010068
.0100078
.00068.0=--=
F α
（1）精馏段的平均相对挥发度：26.42
04
.148.71=+=
α （2）提馏段的平均相对挥发度：13.82
77
.848.72=+=
α 4 主体设备工艺尺寸计算 4.1 塔板数的计算 求最小回流比min R
由于本设计为泡点进料所以进料热状况参数：q =1 根据q 线方程得交点坐标
，
如下图
所以
0891.08814.03025
.08814.01min min
--=
--=+q D q D x x y x R R ⇒ min R =2.713 R =1.5min R =4.07
4.1.2 求操作线方程
精馏段：=++
+=
+1
1
1R x x R R y D n n 0.803n x +0.174
由精馏段操作线方程和q 线方程可确定提馏段操作线方程：
00139
.02777.01-=-+--++=
+m w m m x W qF L Wx x W qF L qF
L y
4.1.3 通过作图法确定理论塔板数N T
通过作图法可以求得理论塔板数为N T =26块（包括再沸器），加料板为第24块理论板，精馏段为23块，提馏段为3块（不包括再沸器）。

其图如下所示：
4.1.4 求塔板效率
用经验公式 245
.0L ）
（49.0-=αμT E 计算塔板效率 精馏段
3871.0L1=μmPa .s
=⨯⨯=-245
.01）3871.026.4（49.0T E 0.43
53块
提馏段
=L2μ0.3017mPas
=⨯⨯=-245.02）3017.013.8（49.0T E 0.39
块
4.1.5 实际塔板数
块
4.2 塔径的计算 气液相体积流量计算
根据恒摩尔流假定，可以分别计算出精馏塔内上升蒸汽量和下降液体量，利用平均相对分子质量和气液密度可以计算质量流速和体积流速。

（1） 精馏段
摩尔流量： =⨯+=⨯+=0264.0)07.41()1(D R V 0.134kmol /s
=⨯=⨯=0264.007.4D R L 0.107kmol /s
质量流量：=⨯==-
134.0.032.3611V M V V 4.87kg /s =⨯==-
107.059.311
1L M L L 3.380kg /s
体积流量：===
25
.187
.4111V s V V ρ3.90m 3/s ===
26
.827380.3111L s L L ρ4.09×10-3 m 3/s （2）提馏段
摩尔流量：==V V '0.134kmol /s
=⨯+=⨯+=2635.01107.0'F q L L 0.3705kmol /s 质量流量：=⨯==-
134.001.24'22V M V V 3.22 kg /s
=⨯==-
3705.026.19'22L M L L 7.14 kg /s
体积流量：===
80
.022
.3222V s V V ρ4.03 m 3/s ===51
.93214.7222L s L L ρ7.66×10-3 m 3/s 精馏段
由max u A u ⨯=，A （安全系数）=0.6－0.8，max u =V
V
L C ρρρ-(C 可由史密斯关联图查出)
横坐标：
=
⨯⨯=⨯-25
.126
.82790
.31009.43
1111
V L s s V L ρρ0.027
取板间距：45.0=T H m ，07.0=L h m ，则T H －L h ＝0.38m 查图史密斯关联图可知：
20C =0.076，=⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯==2
.02
.0202096.24076.0)20
(
σ
C C 0.08
max u =V V L C
ρρρ-==-25
.125
.126.827085.02.06m /s 取=1u 0.7max u =1.44m /s =⨯⨯=
=
44
.114.390
.34411
1u V D s π1.86m
圆整：
横截面积：=T A =2
14
D π
0.785×1.22=3.14m 2，空塔流速：
==
14
.390
.3'1u 1.24m /s 提馏段
横坐标：
065
.080
.051
.93203
.41066.73
2222
=⨯⨯=⨯-V L s s V L ρρ
取板间距：45.0'=T H m ，07.0'
=L h m ，则T H '－L h '＝0.38m 查图史密斯关联图可知：
20C =0.076，=⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯==2
.02
.0202011.45076.0)
20'(
σC C 0.089
max 'u =V
V
L C
ρρρ-==-⨯80
.080
.051.932089.03.04m /s
取=2u 0.7max 'u =2.13m /s =⨯⨯=
=
13
.214.303
.4442
2
2u V D s π1.55m
匀整到 2D =2m 横截面积：=T A =2
24
D π
0.785×1.22=3.14m 2，空塔流速：==
14
.1303
.4'1u 1.28
m /s
4.3 溢流装置 4.3.1 堰长
对单溢流取=w l 0.65D =0.65×2=1.3m
出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算 3
/2)(100084.2w
A ow l L E h =
（近似E =1）。

（a ）精馏段：3/2)(100084.2w
A ow
l L E h ==
3
/2-3)1.3 104.093600(100084.2⨯⨯⨯=0.014m =-=ow L w h h h 0.07-0.014=0.056m
（b ）提馏段：3/2)(100084.2'w A ow l L E h ==
3
/2-3)1.3 107.663600(100084.2⨯⨯⨯=0.022m =-=ow L w h h h '''0.07-0.022=0.048m 4.3.2 弓形降液管的宽度和横截面
查图
可知0721
.0=T f
A A 及124.0=D
W
d
则：f A =0.0721×3014=0.226 m 2 ，d W =0.124×2=0.248m 验算降液管内停留时间：
精馏段：
=⨯⨯==
-3
11009.445
.0226.0s T f L H A θ24.87s 提馏段：
=⨯⨯==
-3
21066.745.0226.0's T
f L H A θ13.28s
停留时间θ>5s ，故降液管可用。

4.3.3 降液管底隙高度
精馏段：取降液管底隙流速为13.00=u m /s ，则
=⨯⨯==-13
.03.11090.43
1o w s o u l L h 0.024m ，取
提馏段：取13.0'0=u m /s ，则=⨯⨯==
-13.03.11066.7''32o
w s o u l L h 0.045m ,取o h '=0.05m
因为o h '大于o h ，故o h 满足要求。

4.4 塔板分布和浮阀数目与排列 4.4.1 塔板分布
本设计塔径D =1.8m 。

采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。

4.4.2 浮阀数目与排列 （1）精馏段 取阀孔动能因子,则孔速
为
s m v F u o /73.1025
.1121
01==
=
ρ
每层塔板上浮阀数目为 30473
.10039.0785.090
.34
2
01
2
1=⨯⨯=
=
u d V N o s π
个 取边缘区宽度=c W 0.06m ，破沫区宽度10.0=s W m 计算塔板上的鼓泡区面积，即
)sin 180
(2
1
2
2
2
R
x
R x
R x A a -+
-=π 其中 R =m
x =
m
所以
==⨯+--)94
.0652
.0sin 18094.014.3652.094.0652.0(2
122
2
2.24m 2 浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t =75mm
则排间距：m N A t a 098.0075.030424
.2't =⨯==
（2）提馏段 取阀孔动能因子
,则孔速为
s m v F u o /42.1380
.0122
02==
=
ρ
每层塔板上浮阀数目为 25242
.13039.0785.003
.44
2
02
2
2=⨯⨯=
=
'u d V N o s π
个 4.5 塔板的流体力学计算 4.5.1 塔板压降
气体通过一层塔板的压降为 σh h h h c l p ++=
干板压降由下式计算 )()(051.02L
V
o o c c u h ρρ= （1）精馏段： 干板阻力 ==
=825
.1825
.11
1c 25
.11
.731
.73v u o ρ9.29m /s 因
，故
m
g u h L c 05.08.926.827273.1025.134.52v 34.52
12
0111
=⨯⨯⨯⨯=⨯=ρρ
板上充气液层阻力 取
，
m ，则
m
液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为
m
Pa
(2)提馏段： 干板阻力 ==
=825
.1825
.12
2c 80
.01
.731
.73v u o ρ11.87m /s 因
，故
m
g u h L c 042.08.951.932242.1380.034.52v 34.52
22
0222
=⨯⨯⨯⨯=⨯=ρρ
板上充气液层阻力 取
，
m ，则
m
液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为
m
Pa
4.5.2 液泛
为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应满足：
)(w T d h H H +≤ϕ，d L p d h h h H ++= 乙醇－水物系属于一般物系，取5.0=ϕ。

（a ）精馏段
单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：
液体通过降液管的压头损失：
m
h l L h w s 0026.0)024.03.11009.4(153.0)(153.02
3011
d =⨯⨯⨯='=-
板上液层高度：
=0.07m ，则
=++=111d L p d h h h H 0.085+0.0026+0.07=0.1576m
⇒)(2w T d h H H +≤ϕ=0.253m （b ）提馏段：
单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：
液体通过降液管的压头损失：
m
h l L h w s 0026.0)045.03.11066.7(153.0)(153.02
3022
d =⨯⨯⨯='=-
板上液层高度：
=0.07m ，则
=++=222d L p d h h h H 0.077+0.0026+0.07=0.1496m
⇒)(2w T d h H H +≤ϕ=0.249m 因此塔内不会发生液泛 4.5.3 物沫夹带
泛点率= %
10036.111
11
1
⨯+-b
F L
s V L v s A KC Z L V ρρρ
精馏段：
板上液体流经长度： 板上液流面积：
取物性系数K =1.0，泛点负荷系数
泛点率=
%
100688.2103.00.1504
.11009.436.125.126.82725
.190
.33⨯⨯⨯⨯⨯⨯+--
=57.92%
对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足V e <0.11kg (液/kg 气)的要求。

提馏段：
取物性系数K =1.0，泛点负荷系数
泛点率=
%
100688.2101.00.1504
.11066.736.180.051.93280
.003
.43⨯⨯⨯⨯⨯⨯+--
=49.24%
从以上计算结果可知，V e V e '都小于0.1kg 液/kg 气，所以本设计中液沫夹带量V e 在允许的范围内。

4.5.4 塔板负荷性能图
（1） 漏液线 对于
型重阀，依
作为规定气体最小负荷的标准，则
min
2
4
o o s nu d V π
=
1
min V o o F u ρ=
精馏段：
min 2
14
o o s nu d V π
=
=25
.15316039.0785.02⨯
⨯⨯= 1.69m 3/s
提馏段：
min 2
14
o o s nu d V π
=
=8
.05280039.0785.02⨯
⨯⨯= 1.88m 3/s
据此可以做出液体流量无关的水平漏液线 （2） 物沫夹带线
泛点率=
%
10036.1V ⨯+-b
F L
s s
A KC Z L v
L v
ρρρ
泛点率按80%计算 精馏段：
0.8=
688.2103.00.1504.136.125
.126.82725
.1V ⨯⨯⨯+-s
s
L
整理得：s s L V 57.5268.5-= 提馏段：
0.8=
688.2101.00.1504.136.180
.051.93280
.0V ⨯⨯'
⨯+-'
s s L
整理得：s s L V '-='80.6941.7 列表计算如下： s L ' / m 3/s
s V ' / m 3/s
0.002 5.57 0.002 7.27 0.01 5.15 0.01 6.71
通过以上关系式可以作出液沫夹带线。

（3） 液相负荷下限线
取上堰液层高度006.0=ow h m 作为最小液体负荷标准。

由 3/2min ))（3600(100084.2s w
ow l L E h =
取E =1.0 ⇒ =min s L 0.001m 3/s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

（4） 液相负荷上限线
以 =θ5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，==
s
T f L H A θ5
02
.0545
.0226.05
max ,=⨯=
=
T
f s H A L m 3/s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。

（5） 液泛线 通过下式计算液泛线
d L l c d L P W T h h h h h h h h H ++++=++=-σϕ)H （。

忽略
将有关数据带入可以求得
=⨯⨯⨯⨯==
04.826177
.1)8.06096004.0785.0(051.0)(051.0'2
22L V o o c A a ρρ0.0194
w T h H b )1('--+=βϕϕ=0.5×0.45+(0.5-0.61-1)×0.0603=0.158
2)/(153.0'o w h l c ==0.153/(0.84×0.0164)2=806 3
/23)3600)(
1(1084.2'w
l E d β+⨯=-=1.79
⇒ 3/22279.1806158.00194.0s s s L L V --=
列表计算如下：
Ls /
0.00040.00060.00080.0010 m3/s
2.762.732.702.67
Vs /
m3/s
由以上数据即可做出液泛线。

综上所述，作出该塔的负荷性能图如下：
精馏段：
提馏段：
5 辅助设备计算与选型 5.1 接管
5.1.1 原料进料管
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：F
s
u V D π4=，取F u =1.6m /s ，该温度下乙醇和水的密度
=ρ907.15 kg /m 3
006
.015.90724300360010147
=⨯⨯⨯⨯==ρF s m V m 3/s
F
s u V D π4=
=69mm
通过以上计算，查标准系列选取476⨯φ 5.1.2 回流管
采用直管回流管，取R u ＝1.6m 3/s ，
R
s R u V d π4=
=0.060m
通过以上计算，查标准系列选取476⨯φ 5.1.3 塔顶蒸汽出料管
采用直管出，取出气气速u =20m /s ,则
=
⨯⨯=
=
2014.390
.344u
V
D π498mm 。

通过以上计算，查标准系列选取9530⨯φ 5.1.4 塔釡出料管
采用直管出料，取w u ＝1.6m /s ，
W
s W u V d π4=
=
=⨯⨯⨯6
.114.387.95702
.182371.0460mm 采用热轧无缝钢管（YB231－64），外径38mm ，壁厚4.5mm 。

通过以上计算，查标准系列选取476⨯φ 5.1.5 塔底进气管
采用直管出料，取u ＝23m /s ，采用间接水蒸气加热B M =18.2kg /kmol
=
⨯⨯=
=
2314.303
.444u
V
D π472mm
通过以上计算，查标准系列选取9530⨯φ 5.1.6 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法兰。

根据进料管选取进料管接管法兰：PN6DN80 HG5010
根据回流管选取回流管管接管法兰：PN6DN50 HG5010 根据塔釜出料管选取塔釜出料管接管法兰：PN6DN80 HG5010 根据塔顶蒸汽管选取塔顶蒸汽管接管法兰：PN6DN500 HG5010
根据塔釜进气管选取塔釜进气管接管法兰：PN6DN500HG5010
5.2筒体与封头
5.2.1筒体
用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于内径。

当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作。

此时公称直径的值等于钢管外径。

根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：
=+0.2=5.1mm
式中——计算压力，MPa,根据设计压力确定：
——塔径；
——焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；
——设计温度下材料的许用应力，MPa，与钢板厚度有关。

由上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量得到设计厚度d
故壁厚为6mm,所用材质。

5.2.2封头
本设计采用椭圆形封头，公称直径DN=2000mm。

查的曲面高度=450mm,直边高度,选用封头DN18006,JB1154
5.3人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。

一般每隔10~20块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共58块塔板，需设6个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。

5.4裙座
塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径>800mm,裙座厚取16mm。

基础环内径=(2000+216)-0.2=1632mm
基础环外径=(2000+216)+0.2=2432mm
圆整=1800mm =2600mm 考虑到腐蚀余量取18mm ，裙坐高度取
3m ，地角螺栓直径取M30。

5.5 冷凝器
塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度
72.56=D t ℃，按需冷却到30=d t ℃，取冷却水进口温度201=t ℃，出口温度
302=t ℃，查表有，在此温度范围内水的比热容1
01,174.42--⋅⋅=C kg kJ c O H p
故 (
)
[]
()[]3172030307256ln 203030725612ln 12.)(.)().()t d (t t D t )t d (t )t D (t m Δt =-----=-----=℃
查资料，K 取为
()
)h m /(2921m 600W 022C KJ K K ⋅⋅=⋅= 所以，换热面积
2
6
95.853.1729211042.4m t K Q A m =⨯⨯=∆⋅= 查取有关数据如下[3]： 注：摘自《化工原理》上册P360,管壳式换热器，换热管φ25，标准号：JB /T 9715-92 5.6 再沸器
因精馏塔的直径较大，故选用U 型管加热器，采用间接蒸汽加热，加热蒸汽选择
110℃饱和水蒸气，塔底温度95=W t ℃，取
()
]4[022)h m /(2921m 600W C KJ K K ⋅⋅=⋅=
故 ℃1595110=-=∆m t
2
6
'94.136152921100.6m t K Q A m S
=⨯⨯=∆⋅=
公称直径/mm 管程数 管数
管长/mm
换热面积/m2 压力MPa
600 6
216
6000
100 1.6
查取有关数据如下： 公称直径/mm 管程数
管数
管长/mm 换热面积/m2
压力MPa
600 1
430
6000 151.4
1.6
注：摘自《化工原理》上册P359,管壳式换热器，换热管φ19，标准号：JB /T 9715-92 5.7 预热器
冷流体的温度假定为20℃98.67→℃，选用110℃饱和水蒸汽进行加热。

取传热系数为
()
)h m /(2921m 600W 0
22C KJ K K ⋅⋅=⋅= 逆流操作： 902=∆t ℃， 02.421=∆t ℃ 则
[][]99
.622.4090ln 2
.4090ln 1212=-=∆∆∆-∆=
∆t t t t t m ℃
传热的总热量可用公式t M C Q P ∆=进行估算：T =341K 时，
C kg kJ C P 01//2507.2= C kg kJ C P 02//1864.4=
C
kg kJ X C X C C F P F P P 021//01.4)
0938.01(1864.40938.02507.2)
1(=-⨯+⨯=-⋅+⋅=-
h kg F M M F C /12528360075.2116.0=⨯⨯=⨯=
则 h /101.2)(6
12KJ t t M C Q c P ⨯=-=
所需传热面积 2
6
47.1199.622921101.2m t K Q A m =⨯⨯=∆⋅= 查取有关数据如下： 公称直径/mm
管程数
管数 管长/mm
换热面积/m2
压力MPa
325
2
56
3000
12.7
1.6
注：摘自《化工原理》上册P360,管壳式换热器，换热管φ25，标准号：JB /T 9715-92
5.8除沫器
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。

常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。

本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计气速选取：V
V
L K u ρρρ-='
，系数107.0'=K
s m K u V V L /298.284
.184
.165.850107.0'-⨯=-=ρρρ
除沫器直径：m u V D S 74.0298.214.39892
.044=⨯⨯==
π
综合考虑，圆整为0.8m
选取不锈钢除沫器[6]，类型：标准型；材料：不锈钢丝网()9181Ni Gr ；丝网尺寸：圆丝
0.23
φ
5.9 塔总体高度的计算 5.9.1 塔顶部空间高度
取除沫器到第一块板的距离为600mm ，则H 顶=1200mm 。

5.9.2 塔底部空间高度
取釜液停留时间为5min 。

则 H B =(=1.29m
5.9.3 塔总体高度
H =
m
6 设计结果一览表
项目（名称、符号、单位）
精馏段
提馏段
备注 塔径 /D m 2
2
板间距 T H /m
0.45
0.45
塔板类型 分块式塔板 单溢流弓形降液管
堰长 w l /m 1.3
堰高 w h /m 0.056 0.048 板上液层高度 L h /m 0.07 0.07 堰上液层高度ow h /m 0.014 0.022 降液管底隙高度 o h /m 0.024 0.045 浮阀数N 304 250 等腰三角形叉排
浮阀动能因子0F 11.56 10.78
临界阀孔气速
oc u /(m /s )
9.29
11.87
孔心距m t / 0.075 0.075 同一横排孔心距
排间距m t /' 0.098 0.119 相邻横排中心距离
降液管内清液层高度
m H d /
0.1576
0.149
6
泛点率（%） 57.92 49.24 气相负荷上限
)//()(3max s m V s
5.79
7.54
气相负荷下限
)//()(3in s m V m s
1.8
2.1
物沫夹带控
制
空塔气速 u /(m /s ) 1.24
1.28 阀孔气速 o u /(m /s ) 1
2.45 12.84 操作弹性
1.5 1.9 漏液控制
每层塔板压降 p ∆/Pa 689.11
703.6
7
塔高H /m
33.4
塔总高
7设计评述
本设计主要从三个方面塔的工艺计算，结构设计和强度校核。

设计了乙醇-水常压浮阀精馏塔。

在工艺计算方面主要是根据原料的基本参数对物料衡算、塔板计算、塔板结构设计、精馏塔性能等方面进行计算和设计，塔的工艺计算直接关系到整个设计的成与败，在结构设计部分对裙坐、人孔、进料管等塔的内件进行了设计，同时还对一些焊接结构进行了说明，强度校核是最后一步，塔板的压降校核，液沫夹带量的校核，液泛的校核，液体在降液管内停留时间的校核。

8参考文献
1 贾绍义, 柴诚敬. 化工传质与分离过程. 北京: 化学工业出版社，2005
2 柴诚敬, 张国亮. 化工流体流动与传热. 北京: 化学工业出版社, 2004
3 黄璐, 王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2002
4 董大勤. 化工设备机械基础. 北京: 化学工业出版社, 2003
5 国家医药管理局上海医药设计院编. 化工工艺设计手册(下册). 北京: 化学工业出版社, 1986
6 王国胜. 化工原理课程设计. 大连: 大连理工大学出版社, 2005
7 篓爱娟, 吴志泉. 化工设计. 上海: 华东理工大学出版社, 2002。