乙醇—水连续精馏塔的设计课程设计任务书

乙醇—水连续精馏塔的设计课程设计任
务书
班级学号
设计题目：
一、设计任务：
试设计一连续浮阀精馏塔以分离苯-甲苯混合物。

具体工艺参数如下：
1、生产能力：原料处理量58100 吨乙醇产品。

2、原料液中含乙醇33.5 %（质量），其余为水。

3、产品要求：馏出液中的乙醇含量为91 %（质量）。

釜液中的乙醇含量不高于 2 %（质量）。

设备的年运行时间平均为300天。

二、设计条件：
1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为1.0~2.0kg/cm2。

2、操作压力：常压。

3、进料状况：泡点进料。

4、冷却水进口温度：25 ℃，出口温度自定。

5、塔板形式：浮阀塔板。

三、应完成的工作量：
1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及
有关控制或观测所需的主要仪表与装置。

2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。

3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。

4、编写设计说明书一份。

5、绘制精馏塔的装配图一（一号图纸）。

指导老师：
年月日
前言
本设计书是介绍精馏装置――板式塔（浮阀塔板）的设计，包括设计方案的确定，塔主要设备的工艺设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图以及主要设备的工艺条件图等五个容。

本设计装置应用于分离乙醇和水混合物，然后用板式塔对其进行精馏分离，在已经设计好的数据基础上进行设备的设计和验算，使本设计能安全使用，有一定的工作效益。

因为精馏所进行的是汽－液两相之间的传质和传热，而作为汽－液两相传质用的设备，首先必须要能使汽液两相能得到充分的接触，以达到较传质效率。

没有这一条，则失去了其存在的基础。

为了满足工业上生产的要求，塔设备还得具备下列各种基本要求：
1、处理能力大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液
泛等破坏操作的现象。

2、操作稳定，操作弹性大，
3、流体流动的阻力小，即流体经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消
耗，从而降低在较高的传质效率下进行稳定的操作，并应保证长期连续
操作所必须具有的可靠性。

4、结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

5、耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

6、塔的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型的各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，符合实际根据进行选型。

本设计书的每项计算按照以上书中的公式进行，并经过核对和验算，基本上可行和合符经济的合理性。

用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。

塔设备是化工、石油化工、生物、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。

蒸馏和吸收作为分离过程，虽基于不同的物理化学原理，但均属于气、液两相的传质过程，有着共同特点，可在同样的设备中进行操作。

为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则：
1、使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传
质系数，接触后两相又能及时完善分离；
2、在塔使气、液两相具有最大限度的接近逆流，以提供最大的传质推动
力。

板式塔的各种结构设计、新型高效填料的开发，均是这两条原则
的体现和展示。

3、从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下：
1）通量—单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；
2）分离效率—单位压降塔的分离效果，对板式塔以板效率表示，对填料塔以等板高度表示；
3）适应能力—操作弹性，表现为对物料的适应性及负荷波动的适应性。

塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、结构简单、金属耗量少、造价低、易于操作控制等要求。

一般来说，通量、效率和压强是互相影响甚至是互相矛盾的。

对于工业大规模生产来说，应在保持高通量前提下，争取效率不过于降低；对于精密分离来说，应优先考虑高效率，而通量和压强则放在第二位。

本次设计包括三部分：
第一部分：工艺流程的选择及示意图
第二部分：精馏塔的工艺设计计算
第三部分：精馏塔的结构设计
在设计过程中，严格按照常用数据算图，化工设备常用材料性能以及化工图例国标规定进行设计，查阅了相关资料与文献，进行了充分的讨论，以达到设计要求及标准，反应设计的科学性与可行性，即节约经济又符合生产要求。

目录
化工原理课程设计任务书 (1)
前言 (2)
一、精馏流程的确定 (6)
1.1设计方案的原理和依据 (6)
1.2确定设计方案的原则 (7)
1.3设计方案的确定 (7)
1.4工艺流程示意图 (8)
二、精馏塔的物料衡算 (10)
2.1 原始数据 (10)
2.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (10)
2.3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (10)
2.4物料衡算 (11)
三、塔板数的确定 (11)
3.1 理论塔板数N T的确定 (11)
3.2 实际板层数的求取 (14)
3.3确实进料位置 (15)
四、热量衡算 (16)
4.1原料液带进的热量 (16)
4.2.回流液带进的热量 (16)
4.3塔顶蒸汽带出的热量 (16)
4.4塔底蒸汽带出的热量 (16)
4.5水蒸汽的用量的计算 (17)
4.6冷却水用量计算 (17)
五、精馏塔的工艺条件用有关特性数据的计算 (17)
5.1 操作压力的计算 (17)
5.2 操作温度的计算 (17)
5.3 平均摩尔质量的计算 (17)
5.4 平均密度的计算 (19)
5.5 液体表面力的计算 (20)
5.6 液体平均黏度的计算 (21)
六、精馏塔的塔体的工艺尺寸计算 (21)
6.1 塔径D的计算 (21)
七、塔板主要工艺尺寸的计算 (24)
7.1 溢流装置计算 (24)
7.2 塔板布置用浮阀数目与排列 (25)
八、塔板流体力学验算 (29)
8.1 气相通过浮阀塔板的压强降 (29)
8.2 淹塔 (30)
8.3 雾沫夹带 (30)
九、塔板负荷性能图 (31)
9.1 雾沫夹带线 (31)
9.2 液泛线 (32)
9.3 液相负荷上限线 (33)
9.4 漏液线 (34)
9.5 液相负荷的下限线 (34)
十、塔体总高度用接管尺寸的设计 (36)
10.1 塔体总高度 (36)
10.2 接管结构 (39)
十一、辅助设备设计或选型 (40)
11.1 冷凝器 (40)
11.2 再沸器（本设计为直接加热，所以不用再沸器） (40)
十二、数据总汇 (41)
第一部分工艺流程的选择
一、精馏流程的确定
1.1设计方案的原理和依据
1.原理：首先，酒精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苯的储罐，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，完成酒精和水的分离。

2.依据：混合液中组分间挥发度差异是精馏分离的前提和依据。

1.2确定设计方案的原则
板式精馏塔的设计原则是尽可能多地采用先进技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。

1、满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，必须保证产品达到任务规定的要求，其次，所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定围进行调节，第三，要考虑必需装置的仪表及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，以便采取相应措施．
2、满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用，适当处理塔顶，塔底的废热，冷却水出口的温度，回流比等对操作费和设备费都有影响．流体通过塔设备时阻力降小时，可以节省动力费用。

3、保证安全生产
本塔是在指定常压下操作的，塔压力过大或塔骤冷而产生真空，会使塔破坏，因而需安全装置．
1.3设计方案的确定
1.操作压力
蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏相加压蒸馏。

一般，除热敏性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷凝下来的物系、都应采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂：而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。

本设计采用塔顶压强为101.325kPa（绝压）。

2、进料状态
进料热状态以进料热状况参数q表达，即
q 使每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量
每摩尔进料的汽化热
【1】食品工程原理，成梅罗舜青继建主编
有五种进料热状况，即q>1.0时,为低压泡点温度的冷液进料；q＝1.0时，为泡点下的饱和液体进料；q＝0时，为露点的饱和蒸汽进料；1>q>0时为介于泡点和露点间的气液混合物；q<0时，为高于露点的过热蒸汽进料。

进料热状况不同，影响塔各层塔板的气、液相负荷。

本设计采用泡点进料。

3、加热冷却方式
蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

有时也可采用直接蒸汽加热，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，且最低浓度下轻组分的相对挥发度较大时(如乙醇与水混合液)有用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备，但由于直接蒸汽的加入，对釜溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分浓度一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。

本设计采用间接蒸汽加热方式，蒸汽压力为3.2atm饱和水蒸汽。

4、热能利用
采用泡点进料，而塔顶采用冷凝器全凝，可以直接得到常温产品，易于保存及处理。

本设计采用的是25℃进45℃出水。

1.4工艺流程示意图
乙醇与水混合液经原料泵泡点进料。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至储槽。

塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入储槽。

流程图如图1－1所示。

第二部分：精馏塔的工艺设计计算
二、精馏塔的物料衡算
2.1原始数据：
2.2. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
乙醇的摩尔质量 A M =46kg/kmol
水的摩尔质量 B M =18kg/kmol
7982.018
946914691
0.0079218
98462462
1647.018
5.66465.33465
.33=+==+==+=xD xW xF 2.3. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
F
M =0.1647⨯46+(1-0.1647) ⨯18=22.612kg/kmol D
M =0.7982⨯46+(1-0.7982) ⨯18=40.350kg/kmol W M =0.00792⨯46+(1-0.00792) ⨯18=18.222kg/kmol
2.4.物料衡算
h
kmol D h kmol W WxW DxD FxF W D F h
kmol F /0.8037,/286.067)2)(1(....(2)....................)1(......................./78.35622.6122430058100000
==+=+==⨯⨯=
得：联立易挥发组分总物料衡算
表2-1物料衡算表 进
出 项目
数量（kmol/h ）
项目
数量(kmol/h)
进料F
356.87
产品D 70.803 塔底出量W 286.067 合计
356.87
356.87
三、塔板数N 的确定
3.1理论塔板数的确定
乙醇—水属理想物系，可采用M.T.图解法求N T
1、 由手册查得乙醇-水溶液常压下平衡数据.
图3-1 乙醇-水溶液常压下平衡数据
2、求最小回流比及操作回流比[2]《化工原理课程设计》，化学工业，申迎化 赫晓刚主编
根据乙醇—水溶液气液平衡数据，在常压下作（y-X ）平衡相图。

作X=D X 于对角线相交于点a=(0.7982,0.7982)，过a 点作相平衡曲线的切线，交轴于b 点,如图2-2
图2-2 常压下y-X 图
上图可以得出b=0.394407 由于1
m in +=
R X b D
,解得min R =1.0238
选取R=（1.3、1.5、1.7、1.9、2.1）Rmin 一系列数据，作图3.11求出相对应的理论塔板数NT ，如下表3.12,并作图对应N-R 图2-3
序号 Rmin 的倍数
R
截距b
理论塔板数N
1 1.
2 1.22856 0.358169 21 2 1.4 1.43332
0.328029
15 3
1.6
1.63808 0.302569
12
图2-3 N-R图
如图可得最佳操作回流比R=1.4737
作出x-y图，从而求出理论塔板数，如图：
图2-4 理论塔板数
由图可得，理论塔板数15 N ， 进料板位置为13层
精馏段12块 提馏段3块（包括进料板）
3.2 实际板层数的求取
对于常压操作，可根据塔顶、进料板、塔底的液相组成在t-x-y 图上直接查取塔顶、进料板和塔底的操作温度。

t-x-y
75
8085
9095100
20
40
60
80
x（y）/%
t /℃
75
80
85
90
95
100
由图解法可得塔顶温度T D =78.4℃，进料板温度T F =84.09℃,塔底温度 T w=97.68℃
全塔平均温度=+=
2
W
D T T T 88.04℃
精馏段平均温度=+=
2
F
D m T T T 精81.25℃
提馏段平均温度=+=
2
W
F m T T T 提90.89℃ 利用全塔平均温度T=88.04℃，查表t-x-y 得x=0.07225,y=0.3882
15.8)
3882.0-1(07225.0)07225.0-1(3882.0)-1()-1(=⨯⨯===
y x x y K K j i α 在温度m t =88.04℃下查得s Pa O H ⋅=0.323m 2μ s mPa O H c ⋅=40.062μ
因为L i
Li
x μμ
=
∑
∑⋅=⨯+⨯==s mPa x I
L i L 3357.0323.0)1647.0-1(40.01647.0μμ
则根据奥康纳尔法383.0)3357.015.8(49.0)(49.0245.0-245.0-=⨯⨯==L T
E αμ
实际塔板数===
383.051T
P E
N N 40块 精馏段 N 精=12/0.383≈32块 提馏段 N 提=3/0.3838≈块
3.3确实进料位置
实际加料板块精331=+=N N m 即第33块为加料板
塔的有效高度：T P H N Z )1(-= 塔板间距T H ，取0.4m
m N Z P 15.60.4)1-40(1)H (T =⨯=-=
四、热量衡算
加热蒸汽用量的计算
由热量衡算得出进Q Q =，即W V L F Q Q Q Q +=+
4.1.原料液带进的热量F Q
原料液泡点进料，进料温度84.09℃,查表可得：F I =397.07kj/kg 则h kj I M F Q F F F /3023851.23397.0322.612356.87=⨯⨯=⋅⋅= 4.2.回流液带进的热量L Q 回流液温度C t R ︒=4.78,查表得：
()C kg kJ C P ︒⋅=/12.3乙醇 ()C kg kJ C P ︒⋅=/901.4水
35
.6190.4)7982.0-1(12.37982.0=⨯+⨯=pm C ()C kg kJ ︒⋅/
R D R D L t C M RD t C M L Q ⋅⋅⋅=⋅⋅⋅=pm pm
47.20960134.7835.6350.40803.704737.1=⨯⨯⨯⨯=()C kg kJ ︒⋅/
4.3塔顶蒸汽带出的热量V Q
塔顶温度=78.4℃，查表得：kg kJ I V /45.9712=
()kj/h 8805414.681245.9740.3502.473770.8031=⨯⨯⨯=⋅⋅+=⋅=∴V
D V V V I M R D I W Q
4.4塔底蒸汽带出的热量W Q 塔釜温度
=97.68
℃,查表得：
()C kg kL C P ︒⋅=/925.3乙醇‘
()
C kg kJ C P ︒⋅=/209.4'
水 ℃）⋅=⨯+⨯=kg kj C Pm /(207.4)00792.0-1(209.4925.300792.0
)/(2142111.097.684.20718.222286.067℃⋅=⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=kg kj t C M W Q m Pm W W
4.5水蒸汽的用量的计算
绝压为3.2atm 的水蒸气进入塔，器汽化热为kg kJ r /2.2160=
r
Q Q Q Q G L
F W V B --+=
2697.72.216047
.2096013-23.3023851-0.214211168.8805414=+=
kg/h
4.6冷却水用量计算
间接冷却加热，进口温度C t ︒=52进
,C t ︒=45出
故C t t t m ︒=+=+=
532
45
522出进 查表的m t 温度下水的比热容为()C kg kJ C P ︒⋅=/174.4
kg kj r /520=乙醇
()()()()h
kj I I M D R Q D V D C /7038989.0249.95-1245.9740.35070.80311.4737-1=⨯⨯⨯+=⋅+=
冷却水的用量为：()()
h kg t t C Q G p C C /8431925-454.1747038989.0
-=⨯==
进出
五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
5.1操作压力的计算
塔顶的压力kPa p D 3.101=，每层单板压降△P=0.7kPa 进料板压力kPa P F 124.40.733101.3=⨯+= 塔底压力kPa Pw 3.1297.0403.101=⨯+= 精馏段平均压力kPa P m 85.1122
4
.1243.101=+=精
提馏段平均压力kPa P m 85.1262
3.129
4.124=+=提
5.2操作温度的计算
由图解法可得塔顶温度T D =78.4℃，进料板温度T F =84.09℃,塔底温度 T w=97.68℃ 全塔平均温度=+=
2
W
D T T T 88.04℃
精馏段平均温度=+=
2
F
D m T T T 精81.25℃
提馏段平均温度=+=
2
W
F m T T T 提90.89℃ 5.3平均摩尔质量的计算
（1）塔顶
D x =1y =0.7982 查平衡线得1x =0.7680
M VDm =0.7982×46+（1-0.7982）×18=40.35kg/kmol M LDm =0.7680×46+（1-0.7680）×18=39.50kg/kmol
（2）进料板:
由图解理论板（见x-y 图），得F y =0.421 , 查平衡曲线（见x-y 图），得F x =0.0889
M VFm =0.421×46+（1-0.421）×18=29.79 kg/kmol M LFm =0.0889×46+（1-0.0889）×18=20.49 kg/kmol
（3）塔底，由图解理论版（见x-y 图），得W y =0.00792,查平衡曲线（见x-y 图），得W x =0.000540
M VWm =0.00792⨯46+(1-0.00792)⨯18=18.22 kg/kmol M LWm =0.000540⨯46+(1-0.000540)⨯18=18.01 kg/kmol 则精馏段平均摩尔质量：kmol Kg M V /07.352
79
.2935.40m =+=
（精）
kmol Kg M L /30.002
20.49
39.50m =+=（精）
提馏段的平均摩尔质量：kmol Kg M Vm /24.012
18.22
29.79(=+=
提）
kmol Kg M Lm /19.252
18.01
20.49(=+=
提）
5.4 平均密度的计算
（1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即
ρVm 精= P Mm 精M Vm （精）/[RT m （精）]
=112.85×35.07/[8.314×(81.25+273.15)]=1.343 kg/m ³ ρVm 提= P Mm 提M Vm （提）/[RT m （提）]
=126.85×24.01/[8.314×(90.89+273.15)]=1.006 kg/m ³
（2）液相平均密度计算
依下式计算，即1/ρLm =∑a i /ρi （a 为质量分数） 1.塔顶
由 T D =78.4℃,查手册得, ρA =728kg/m ³，ρB =973 kg/m ³
1/ρLDm =0.91/728 +0.09/973
ρLDm =744.88 kg/m ³
进料板 x F =0.0889
由 T F =84.0℃,查手册得, ρA =720.0kg/m ³，ρB =969.2kg/m ³
1/ρLFm =0.20/720.0+(1-0.20)/ 969.2 ，ρLFm =906.5 kg/m ³
3.精馏段液相平均密度
0.20
18
)0.0889-1(460.088946
0.0889=⨯+⨯⨯=A α
3m 825.69kg/m 2
906.5
744.88=+=
（精）L ρ
4.塔底 x W =0.000540
由 T W =97.68℃,查手册得, ρA =706kg/m ³，ρB =959.2kg/m ³
0.0014180.000540-1460.00054046
0.000540=⨯+⨯⨯=）（α
1/ρLWm =0.0014/706+(1-0.0014)/ 959.2 ，ρLWm =958.72kg/m ³
5.提留段液相平均密度
3/932.612
958.72
906.5m kg Lm =+=提ρ
5.5 液体表面力的计算
⑴塔顶液面平均表面力的计算
当乙醇的质量分数为91%时，查图得m N /10223-25⨯=℃σ，且乙醇的临界温度为243℃，水的临界温度为374.2℃，则混合液体的临界温度为：
iC i mCD T x T ∑==0.7982×243+0.2018×374.2=269.5℃
()0.74425-269.578.4-269.5 1.2
1.2
2525t =⎪⎭
⎫
⎝⎛=--=℃
℃T T T T mCD D
mCD
D σσ
解得tD σ=16.37×103-N/m ⑵进料板液相平均表面力的计算
乙醇的质量分数为33.5%时，查得m N /100.1733-25⨯=℃σ
ic i mCF T x T ∑==0.1674×243+0.8326×374.2=352.2℃
0.78725-52.23 4.098-2.2352
.12
.12525=⎪⎭
⎫
⎝⎛=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛--=℃℃T T T T mcF F mCF tF
σσ
解得tF σ=23.74×103-N/m ⑶塔底液相平均表面力的计算
乙醇的质量分数为2%时，查得m N /10583-25⨯=℃σ
ic i mCw T x T ∑== 0.00792×243+0.99208×374.2=373.16℃
0.75525-73.16397.68-3.16372
.12
.12525=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=⎪⎪⎭⎫
⎝⎛--=℃℃T T T T mcw
w mCw tw σσ
解得tw σ=43.79×103-N/m 精馏段液相平均表面力的计算
LM σ=（16.37×103-+23.74×103-）/2=0.02006N/m 提馏段平均表面力
33770.02
0.04379
23740.0=+=提m σ N/m
5.6 液体平均黏度的计算
依下式计算，即lg μLm =∑x i lg μi
由 T D =78.4℃,查手册得, μA =0.45mPa.s , μB =0.363 mPa.s
lg μLDm =0.7982×lg0.45+(1-0.7982) ×lg0.363, μLDm =0.431 mPa.s 由 T F =84.09℃,查手册得, μA =0.40 mPa.s , μB =0.339 mPa.s
lg μLFm =0.1647×lg0.40+(1-0.1647) ×lg0.339 , μLFm =0.348 mPa.s 由 T W =97.68℃,查手册得, μA =0.33 mPa.s , μB =0.290 mPa.s lg μLWm =0.000792lg0.33+(1-0.000792) ×lg0.290 , μLWm =0.29 mPa.s 则精馏段液相平均黏度为：
提馏段液相平均黏度为：
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
6.1 塔径D 的计算
精馏段如下：
精馏段的气、液相体积流率为:
V=(R+1)D=(1.4737+1) ×70.803=175.15 kmol/h L=RD=1.4737×70.803=104.34 kmol/h
s
mPa L ⋅=+=0.3692
0.390
0.348m 提μ
s m M V V m V V S /1.271.343
360035.07
175.1536003,,=⨯⨯=
=
精精ρ
s m M L Ls /0.00105825.69
360030.0
104.3436003m L,L,=⨯⨯=
=精
精ρ
提馏段
V ’=V=175.15/kmol h
,''3600V s V m V M V ρ=提
提= s m /161.1006
.1360001.2415.1753=⨯⨯
L ’=L+F=104.34+356.87=461.21/kmol h
,''3600L s L m L M L ρ=
提
提
=
s m /00264.061
.932360025
.1921.4613=⨯⨯
参照资料初选板间距H T =0.4m ，取板上液层高度为h L =0.05m ，故H T -h L =0.4-0.05=0.35 m
精馏段：
2
/1⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V
L S
S V L ρρ= 0.02051.343825.691.270.001051/2
=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯
提馏段：
2
/1⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛V
L
S S V L ρρ= 0.06921.006932.611.1610.002641/2
=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯
参照资料初选板间距H T =0.4m ，取板上液层高度为h L =0.05m ，故H T -h L =0.4-0.05=0.35 m
由上图可得 精馏段
20
C =0.07 提馏段
20
C =0.0725
精馏段
校核至物系表面力为20.9m N/m 时的C ，即
C=20C 0.2
20σ⎛⎫
⎪⎝⎭
=0.0706
1.75m/s 1.343
1.343
-825.690.0706-max =⨯==V V L C
ρρρμ
可取安全系数0.7，则
1.4m
D 1.32m 4/1.2251.750.70.7max ===
=⨯==为所以按标准塔径圆整后则u
Vs
D s m u πμ 提馏段
C=20C 0.220σ⎛⎫
⎪⎝⎭= 0.07542024.30.07250.2
=⎪
⎭⎫ ⎝⎛⨯
max u
= 2.291.0061.006-932.610.0754=⨯
可取安全系数0.7，则u=0.7max u =0.7⨯2.29=1.603m/s 所以 0.96m u
4==
πS
V D 所以按标准塔径圆整后为D=1.4m
塔横截面积为A T =
24
D π=1.54m 2
精馏段实际空塔气速s A Vs T 0.825m/1.54
27.1u ===
提馏段实际空塔气速s m A V u T S /0.7541.54
161
.1===
七、塔板主要工艺尺寸的计算
7.1 溢流装置计算
采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

⑴ 堰长 w l
取堰长 w l =0.66D
w l =0.66⨯1.4=0.924m ⑵ 出口堰高
w h =L ow h h -
选用平直堰，堰上液层高度ow h 由下式计算
ow h =
2/3
2.841000h w L E L ⎛⎫ ⎪⎝⎭
精馏段： 近似取E ≈1 由.007260924.000105.036001100084.23
2
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=
OW h
故 m h h h OW L w 04274.000726.0-05.0==-= 提馏段： 近似取E ≈1 由0134.0924.000264.036001100084.23
2
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=
OW h 故 m h h h OW L w 0366.00134.0-05.0==-= ⑶弓形降液管的宽度d W 与弓形降液管的面积f A 由
66.04
.1924.0==D l w 查《化工设计手册》得 d
W D =0.125, f T
A A =0.072 故 d W =0.125D=0.175 m f A =0.072
()
2
4
D π=0.11082m
依下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段：
f T s A H L τ=
42.200105
.04
.0.11080=⨯=
>5s
提馏段：
f T s
A H L τ=
16.7800264
.04
.0.11080=⨯=
>5s
所以降液管设计合理可用
⑷ 降液管底隙高度 h ο
精馏段：
h ο=w h -0.005=0.04274-0.005=0.03774m 提馏段：
h ο=w h -0.005=0.0366-0.005=0.031m
7.2 、塔板布置及浮阀数目与排列
浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡
罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。

这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。

但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。

浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。

塔径从200mm 到6400mm ，使用效果均较好。

国外浮阀塔径，大者可达10m ，塔高可达80m ，板数有的多达数百块。

浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：
①处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20-40%，而接近于筛板塔。

②操作弹性大，一般约为5-9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大多。

③塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

④压强小，在常压中每块板的压强降一般为30-50N/m2。

⑤液面梯度小。

⑥使用周期长。

粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。

⑦结构简单，安装容易，其制造费约为泡罩塔的60-80%，但为筛板的120-130%。

（1）塔板的布置
溢流区：降液管及受液盘所占的区域 破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，
S
W =0.07m
无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。

c
W =0.06m
开孔区面积 212sin 180a x A R R π-⎡
⎤=⎢⎥⎣⎦ R=
2c D
W -=1.4/2 -0.06=0.64m x=()2
d D W Ws -+=0.455m
故
2
1-222.52804.605.450sin 4.6018014.35.450-4.605.4502a m A =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+⨯=
（2）浮阀的排列
采用F1型浮，由于塔径为1.0m ，故塔板采用整块式。

浮阀排列方式采用正
三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m 。

（3）阀数确定
气相体积流量V S =1.27s m /3
已知，由于阀孔直径d 0=0.039m ，因而塔板上浮阀数
目n 就取决于阀孔的气速u 0。

V
F u ρ00=，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能
因子 F ο=12 精馏段： 孔速 u ο
10.35m/s 1.343
12==
浮阀数 N=
2
4s
V d u οπ
10210.350.0394
3.14 1.27
2
=⨯⨯=
个
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=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距t ’
mm m Nt Aa 69690.0075
.0102285.0t'==⨯==
排间距不宜取75,mm ，所以t ’=65mm=0.065m ，
按t=75mm ，t ’=65mm 以等腰三角形叉排方式作图，阀数104个
提馏段；
孔速 u ο
s m /11.961.006
12==
浮阀数 N=
24s
V d u ο
π
个8211.96
390.04
14
.3161
.12=⨯⨯=
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=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距t ’
mm m Nt Aa 85.88580.0075.082285.0t'==⨯==
t ’=80mm=0.08m
按t=65mm ，t ’=80mm 以等腰三角形叉排方式作图，阀数84个。

精馏段 提馏段
按n=104，重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段=
=
N
d V u s
2
004
π
10.231040.0394
3.14
1.272=⨯⨯
11.851.34310.23=⨯=精F 仍在9～12围。

按n=84，重新核算孔速及阀孔动能因数
提馏段=
=
N
d V u s
2
004
π
10.03840.00394
3.14
1.0062=⨯⨯
10.061.00610.03=⨯=提F 仍在9～12围。

（4）开孔率
%07.84.1039.010*********=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪
⎪⎪⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯=D d n D D d n ππφ精
%52.64.1039.08444220220=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪
⎪⎪⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯=D d n D D d n ππφ精
开孔率在5%~15%围，故符合设计要求。

八、塔板流体力学验算
8.1 气相通过浮阀塔板的压强降
σh h h h c p ++=1
1、干板阻力 阀全开前()oc u u ≤0 L
o
c
u h ρ175
.09
.19= （1）
阀全开后()oc u u ≥0 2
5.342V c L u h g
ορρ= （2）
精馏段：
临界气速s m u V
OC /8.936343
.11
.731
.73825
.1825
.1==
=ρ ∵,0OC u u ≥
m g u h L o V c 0463.081
.969.825223.10343.134.5234.52
2=⨯⨯⨯⨯==ρρ液柱
提馏段：
临界气速s m u V
OC /47.10.006
11
.731
.73825
.1825
.1==
=ρ ∵,0OC u u ≥
m g u h L o V c 0295.081
.961.932203.10006.134.5234.52
2=⨯⨯⨯⨯==ρρ
2、板上充气液层阻力：本设备分离乙醇和水的混合液。

即液相为碳氢化合物可取充气充数0ε＝0.5 (0ε=0.4~0.5)
100.50.050.025L h h m ε==⨯=液柱
3、液体表面力所造成的阻力力很小，可忽略不计，因此，与气体流径一层深阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：
σh h h h c p ++=1精＝0.0463+0.025＝0.0813m 液柱
σh h h h c p ++=1提＝0.0295+0.025＝0.0545m 液柱
则单板压降 Pa g h Pp L p 53.65881.969.8250813.0=⨯⨯==∆ρ精
Pa g h Pp L p 498.6281.9932.610.0545=⨯⨯==∆ρ提 (<0.7K a P ,符合设计要求)
8.2 淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度
)(w T d h H H +≤φ
d l p d h h h H ++=
1、与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度p h 精＝0.0813 m 液柱，p h 提＝0.0545 m 液柱（已算出）
2、液体通过降液管的压头 （不设进口堰）
液柱精m h
l L h o w S
d 0.000140.03774.924000105.0153.00.1532
2
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛= 液柱精m h
l L h o
w S
d 0.00130.031.924026400.0153.00.1532
2
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛= 3、板上液层高度：已选定板上液层高度：L h ＝0.05m 则， d H 精＝0.0813+0.05+0.000014＝0.131m 液柱 d H 提＝0.0545+0.05+0.00013＝0.105m 液柱
取Φ＝0.5 由已选定H T ＝0.4m W h 精＝0.04274m ，W h 提＝0.0366m
Φ精（H T +W h ）＝0.5（0.4+0.04274）＝0.221m Φ提（H T +W h ）＝0.5（0.4+0.0366）＝0.218m
可见)(w T d h H H +<φ，符合防止淹塔的要求
8.3 雾沫夹带
100%F b
板上液体流径长度 L Z 精＝D －2d W ＝1.4-2×0.0175＝1.365m
L Z 提＝D －2d W ＝1.4-2×0.0175＝1.365m
板上液流面积21.3184m 0.11082-1.542=⨯=-=f T A A A 精σ
21.3184m 0.11082-1.542=⨯=-=f T A A A 提σ
乙醇和水为正常系统物性系数 K ＝1.0查泛点负荷系数C F 精＝0.1 F C 提=0.095
精馏段：57.62%1.3184
0.11.0 1.365
0.001051.361.343
-825.691.343
1.27=⨯⨯⨯⨯+⨯
=
泛点率
提馏段： 33.32%1.3184
0.0981.0 1.365
0.002641.361.006
-932.611.006
1.161=⨯⨯⨯⨯+⨯
=
泛点率
泛点率都在80％以下 故可知雾沫夹带量能够满足V e <0.1kg(液)/kg （气）的要求。

九、 塔板负荷性能图
9.1 雾沫夹带线
精馏段：F b
按泛点率为80％计算如下：
精馏段：s
46.5-2.625V s 0.801.3184
0.11.0 1.365
L 1.361.343-825.691.343
V L s s ==⨯⨯⨯⨯+⨯
=化简后：泛点率
提馏段：F b
按泛点率为80％计算如下：
Ls
V 4.56-12.3s 80.1.3184
0.0981.0 1.365
Ls 1.361.006
-932.611.006
V s ==⨯⨯⨯⨯+⨯
=化简后：泛点率
根据此方程作出雾沫夹带线（1）。

9.2 液泛线
精馏段：
1()T p L d o L d C H hw h h h h h h h h φ+=++=++++
即： ⎥⎦⎤
⎢⎣⎡++++=+3/22020)3600(100084.2)1()(153.0234
.5)(W S W o W S L V l L E h h l L g u hw H ερρφ 由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且o u ＝
s 2
V d 4
N
π
.01540104039.0414.34u 22
2222
S S o S o
V V N d V =⎪⎪⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=π
2
2
20.0290.0154
81.969.8252343.134.5234.5S S L o V c V V g u h =⨯⨯⨯⨯⨯==ρρ
22
2
125.80.03774.9240153.00.153S S o w S
d L L h
l L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛= 取E=1.02 , 5.0=ε, 5.0=Φ
ow h =2/3
2.841000h w L E L ⎛⎫
⎪
⎝⎭323
2
717.0924.0360002.1100084.2S S L L =⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯= ow w L h h h +=
代入后整理得：322
2
24.7-4337.94.85S S S L L V -=
提馏段：
d L o C d p T h h h h h h h h hw H ++++=++=+1)(φ
即： ⎥⎦⎤
⎢⎣⎡++++=+3/22020)3600(100084.2)1()(153.0234
.5)(W S W o W S L V l L E h h l L g u hw H ερρφ 由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且o u ＝
s
2
0V d 4
N
π
.010*******.0414.34u 22
2222
S S o S o
V V N d V =⎪⎪
⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=π 2
2
20.0330.0101
81.969.8252.006134.5234.5S S L o V c V V g u h =⨯⨯⨯⨯⨯==ρρ
22
2
186.470.031.9240153.00.153S S o w S
d L L h
l L h =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛= 取E=1.03 , 5.0=ε, 5.0=Φ
ow h =
2/3
2.841000h w L E L ⎛⎫ ⎪⎝⎭
323
2
247.0924.0360030.1100084.2S S L L =⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=
ow w L h h h +=
代入后整理得：3
2
2
221.82-5650.63.8S S S L L V -=，
根据此方程作出液泛线（2）。

9.3 液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s 。

依下式知液体在降液管停留时间为
36003~5f T
h
A H s L θ=
=
从浮阀塔以液体在降液管的最小停留时间要求s 5=θ考虑，其液相负荷上限线方程为：
()s m h AfH L T S /00886.05
4
.01108.0max =⨯==
精 ()s m h AfH L T S /00886.05
4.01108.0max =⨯==
提 求出上限液体流量Ls 值（常数）。

在Vs －Ls 图上液相负荷上限限为与气体流量Vs 无关的竖直线（3）。

9.4 漏液线
对于F1型重阀V u F ρ00=＝5，则V
u ρ5
0=
，又
02
4
Nu d V o S π
=
，则V
o S N
d V ρπ
5
4
2
=
以05F =作为规定气体最小负荷的标准，则
()()s m V S /0.5291.34351040.0394
32min =⨯
⨯⨯=π精
()()s m V S /0.501.006
5840.0394
32min =⨯
⨯⨯=π精
根据此作出与液体流量无关的水平漏线（4）
9.5液相负荷下限线
取堰上液层高度OW h ＝0.005m 作为液相负荷下限条件，依OW h 的计算式计算出s L 的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线（5）。

()2/3
s min 36002.840.005=1000w L E l ⎛⎫ ⎪
⎝⎭
，取E ＝1.02
精馏段：
()s m l L w S /000582.03600
924.002.184.21000005.0360002.184.21000005.03
2
3
2
3
min =⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯⨯=⨯
⎥
⎦
⎤
⎢⎣⎡⨯⨯= 提馏段：
()s m l L w S /000582.03600
924.002.184.21000005.0360002.184.21000005.032
3
2
3
min =⨯⎥⎦⎤
⎢⎣⎡⨯⨯=⨯
⎥
⎦
⎤
⎢⎣⎡⨯⨯=
根据此作出液相负荷下限线，流线为气相流量无关的竖直线（5）
由塔板负荷性能图可以看出：
①认为规定的气、液负荷下的操作点P （设计点），处在适宜操作区的适中位置。

②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作线下限由漏液控制。

③按照固定的液气闭，由负荷性能图可查出
精馏段气相负荷上限()s m V S /56.23max =，气相负荷下限()s m V S /529.03min =； 提馏段气相负荷上限()s m V S /087.33max =，气相负荷下限()s m V S /50.03max =。

所以 4.840.5292.56==
精馏段操作弹性， 6.170.50
3.087
==提馏段操作弹性
十、塔体总高度及接管尺寸的设计
10.1塔体总高度
10.1.1板间距H T
板间距H T 的选定很重要，它与塔高、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。

塔间距与塔径之间的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整。

板间距H T 的大小与液气和雾沫夹带有密切关系。

板间距大，可允许气流速度较
高，塔径可小些;反之，所需的塔径就要增大。

一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有力，安装检修方便，但会增加塔的造价。

因此H T应适当选择。

其选择可参照表塔间距与塔径的关系。

表9.1 塔间距与塔径的关系
本设计取H T＝400mm。

所以根据上表可以知道原设计值相符。

10.1.2.开人孔处板间距H
’
T
’应等于或大于600mm，人孔直径一般为450~550mm。

本凡是人孔处板间距H
T
’＝600mm。

设计人孔取450mm。

本设计取H
T
10.1.3人孔速数目S
人孔速数目S是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。

对于易结垢，结焦的物料，因需经常清洗，每隔4-6块塔板就要开一个人孔；对于无需经常清洗的清洁物料可每隔8-10块板设置一个人孔，若塔板上下都可拆卸，可隔15块板设置一个人孔。

本设计每隔8块板设计一个人孔，故取人孔数目为4（不包括塔底和塔底人孔）。

10.1.4进料段高度H F
进料段空间高度H F取决于进料口的结构型式和物料状况，一般H F比H T大，有时要大一倍，为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装冲突实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，H F应保证这些实施的安装。

本设计取H F＝800mm。

10.1.5塔顶空间高度H D
塔顶空间高度H D指塔顶第一层塔板到塔顶封头的底边处的距离，其作用是安装塔板和开人孔的需要，也是气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还安装破沫装置。

塔顶空间高度H D一般取1.0～1.5m，塔径大时可适当增大。

本设计取H D＝1m＝1000mm。