乙醇_水精馏塔设计说明

符号说明：英文字母
Aa---- 塔板的开孔区面积，m2
A f---- 降液管的截面积, m2
A T----塔的截面积 m
C----负荷因子无因次
C20----表面张力为20mN/m的负荷因子
d o----阀孔直径
D----塔径
e v----液沫夹带量 kg液/kg气
E T----总板效率
R----回流比
R min----最小回流比
M----平均摩尔质量 kg/kmol
t m----平均温度℃
g----重力加速度 9.81m/s2
F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)
h l----进口堰与降液管间的水平距离 m
h c----与干板压降相当的液柱高度 m
h f----塔板上鼓层高度 m
h L----板上清液层高度 m
h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m
h ow----堰上液层高度 m
h W----溢流堰高度 m
h P----与克服表面张力的压降相当的液注高度 m
H-----浮阀塔高度 m
H B----塔底空间高度 m
H d----降液管内清液层高度 m
H D----塔顶空间高度 m
H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m
H T----塔板间距 m
l W----堰长 m
Ls----液体体积流量 m3/s
N----阀孔数目
P----操作压力 KPa
△P---压力降 KPa
△Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数
u----空塔气速 m/s
V s----气体体积流量 m3/s
W c----边缘无效区宽度 m
W d----弓形降液管宽度 m
W s ----破沫区宽度 m
希腊字母
θ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度 mPa.s
ρ----密度 kg/m3
σ----表面张力N/m
φ----开孔率无因次
X`----质量分率无因次
下标
Max---- 最大的
Min ---- 最小的
L---- 液相的
V---- 气相的
m----精馏段
n-----提馏段
D----塔顶
F-----进料板
W----塔釜
一、概述
乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。

因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。

近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。

山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。

但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据
本设计依据于教科书理论及查阅教参文献为设计实例，对所提出的题目进行分析并做
出理论计算。

1.2 技术来源
目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

1.3 设计任务及要求
原料：乙醇—水溶液年产量50000吨
乙醇含量：42%（质量分数）料液初温：45℃
设计要求：塔顶乙醇含量为90%（质量分数）
塔釜乙醇含量不大于0.5%（质量分数）
物性附表：
表一：乙醇—水汽液平衡数据
1.4 方案选择
塔型选择：
根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为kg h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液6944/
面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

操作压力：
由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压
其中 塔顶压强为：0kPa （表压）
饱和蒸汽压力：0.25MPa （表压） 进料状态：
虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料 加热方式：
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。

1.5 厂址
厂址位于宁夏地区 宁夏地区大气压为： 二、工艺计算
由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数
原料液的摩尔组成：
22223
3
3
3
222223
3
3
1424258
/(
)/()0.2207464618
F CH CH OH
CH CH OH
CH CH OH
CH CH OH
CH CH OH H O
CH CH OH
CH CH OH
H O
n m m m X n n M M M -=
=
+
=
+=+同理可得：X D =0.7788 X W =0.0016 原料液的平均摩尔质量：
322(1)0.220746(10.2207)1824.18/F F CH CH OH F H O M X M X M kg kmol =+-=⨯+-⨯=
同理可得：M D =39.81kg/Kmol M W =18.04kg/Kmol 45℃下，原料液中：23
2
3
3971/,735/CH CH
H O OH Kg m Kg m ρρ==
由此可查得塔顶、塔底混合物的沸点，详见表三
表三：原料液、馏出液与釜液的流量与温度
2.1.1 相对挥发度的计算 由相平衡方程式(1)
1(1)(1)
x y x y x x y ααα-=
=+--可得
根据乙醇—水体系的相平衡数据可以查得（表一）：
111W m 0.7788,0.7427()0.5376,0.22070.0016,0.0143()=1.219 4.105,=9.053 3.56
D F F W W F y x x y X x y αααα===========塔顶第一块板塔釜因此可以求得：
，全塔的相对平均挥发度：
2.2.2 最小回流比及操作回流比的确定 当进料为饱和液体时： min (1)110.7788
3.56(10.7788)[][]0.711 3.5610.220710.5376
m D D m F F x x R x y αα-⨯-=
-=-=---- min (1.2~2)opt R R =，则0.24~1.4opt R =
取 1.1R =
2.3 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算
2.3.1 以年工作日为300天，每天开车24h 计算，进料量
3
5000010287.2/3002424.18
F kmol h ⨯==⨯⨯
由全塔的物料衡算方程可写出：
2.3.2 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：
由汽液平衡数据查得组成X F =0.2207的乙醇—水溶液泡点温度为82.97℃，在平均温度（82.97+45）/2=64℃下，由附录查得乙醇与水的相关物性如下： 乙醇的汽化潜热： r A =1000kJ/kg 水的汽化潜热： r B =2499kJ/kg 则可得平均汽化潜热：
10000.22072499(10.2207)2168/A A B B r r x r x kJ kg =+=⨯+⨯-=
精馏段：V=(R+1)D
则塔顶蒸汽全部冷凝为泡点液体时，冷凝液的热负荷为
7
(1)(1.11)80.639.812168 1.460810/C Q Vr R Dr kJ h ==+=+⨯⨯⨯=⨯
0000,0,0,1()
D 80.6/,375.9/,169.3/F D W
X X X V F D W y V y F D W W L L qF RD qF q kmol h W kmol h V kmol h
+=+=+=+==+=+====泡点则可得：
取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20℃和30℃则平均温度下的比热
4.182/C kJ kg c =⋅︒，于是冷凝水用量可求得：
7
21 1.460810349306/() 4.182(3020)
C C Q W kg h C t t ⨯===-⨯-
2.3.3 热能利用
以釜残液对预热原料，则将原料加热至泡点所需的热量F Q 可记为：
2182.9745
(),63.982
F F F F F Fm Q W C t t t +=-=
=其中℃，在进出预热器的平均温度以及63.98Fm t =℃ 的情况下可以查得比热 4.188/C kJ kg =⋅℃，所以：
3
65000010 4.188(82.9745) 1.10410/30024
F Q kJ h ⨯=⨯⨯-=⨯⨯
釜残液放出的热量：12()W W W W Q W C t t =- 那么平均温度99.6255
77.32
Wm t +=
=℃ 查其比热为 4.19/W C kJ kg =⋅℃，因此
6Q 422.5418.04 4.19(99.6255) 1.42510/W kJ h =⨯⨯⨯-=⨯
可知，W F Q Q >，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 2.4 理论塔板层数的确定
由上述计算可知0.2207,0.7788,0.0016; 1.1, 1.F D W x x x R q =====
按平衡数据可得平衡曲线如图所示，在对角线上找到a 点，该点横坐标为0.7788D x =。

由精馏段操作曲线截距
0.7788
0.3711 1.11
D x R ==++，找出b 点，连接ab 即为精馏段操作曲线；以对角线上f 点(0.2207)F x =为起点，因为q=1，所以作0.2207F x =与ab 的交点为d ，由0.0016W x =在对角线上确定点c ，连接c 、d 两点可得提馏段操作线，从a 点起在平衡线与操作线之间作阶梯，求出总理论板数，由图可知
所需总理论板数为19块，第15块板加料，精馏段需板14块板，提馏段需5块板。

2.5 全塔效率的估算
用奥康奈尔法(`)O conenell 对全塔效率进行估算：
m 3.56α===
全塔的平均温度：
78.4382.9799.62
8733
D F W m t t t t ++++=
==℃
在温度m t 下查得20.326,=0.388H O a a mP S mP S μμ=乙醇 因为L i
Li
x μμ
=
∑，所以可得：
0.22070.388(10.2207)0.3260.339LF a mP S μ=⨯+-⨯=
全塔液体的平均粘度：
()/3(0.3390.3880.326)/30.351Lm LF LD LW μμμμ=++=++=
全塔效率0.245
0.2450.49()
0.49(3.560.351)46.4%T L E αμ--==⨯⨯≈ 2.6 实际塔板数P N 19
410.464
T P T N N E =
==块（含塔釜） 其中，精馏段的塔板数为：14/0.46432= 三、精馏段的工艺条件 3.1 操作压力
塔顶操作压力 101.325D P P kPa ==表 每层塔板压降 0.7P kPa ∆=
塔釜操作压降 0.741101.3250.741130.025W D P P kPa =+⨯=+⨯= 进料板压降 0.732101.3250.732123.725F D P P kPa =+⨯=+⨯= 精馏段平均压降 ()/2(101.325123.725)/2112.525m D F P P P kPa =+=+= 提馏段平均压降 ()/2(123.725130.025)/2126.875n F W P P P kPa =+=+= 3.2 操作温度
由乙醇-水体系的相平衡数据可以得到： 塔顶温度78.43D t =℃ 进料板温度82.97F t =℃ 塔釜温度99.62W t =℃
精馏段平均温度(78.4382.97)/280.7m t =+=℃
提馏段平均温度(82.9799.62)/291.29n t =+=℃ 3.3 平均摩尔质量及平均密度 3.3.1 平均摩尔质量 精馏段
整理精馏段的已知数据列于下表，由表可得：
液相平均摩尔质量：31.99/2
Lm M kg kmol ==
气相平均摩尔质量：33.0538.7935.92/2
Vm M kg kmol
+==
同理可得： 提馏段 液相平均摩尔质量：21.11/2Ln M kg kmol ==
气相平均摩尔质量：18.433.0525.73/2
Vn M kg kmol +==
3.3.2 平均密度 精馏段
（1）在平均温度下查得：33
=971.3/,734/kg m kg m ρρ=水乙醇 液相平均密度为：
,,
11
Lm
Lm
Lm
x x ρρρ-=
+
乙醇
水
其中，平均质量分数,
0.420.881
=
=0.6512
Lm x +
所以，3
802/Lm kg m ρ=
（2）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即
3112.52535.92
1.37/8.314(80.7273.15)
m Vm Vm m P M kg m Rt ρ⨯=
==⨯+ 同理可得提馏段
33
901/126.87525.73
1.08/8.314(91.29273.15)
Ln n Vn Vn n kg m P M kg m RT ρρ=⨯=
==⨯+ 3.3.3 液体平均表面张力的计算
（1）塔顶液相平均表面张力的计算
当乙醇的质量分数为90%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25℃）可得
32522.310/N m 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： 0.77882430.2212374.2271.8mCD i iC
T x T
=
=⨯+⨯=∑℃
将混合液体的临界温度代入可得
1.2 1.2
2525278.178.43()()0.7523/278.125
tD mCD D mCD T T N m T T σσ--===--℃℃ 解得：0.1678/tD N m σ=
（2）进料板液相平均表面张力的计算
当乙醇的质量分数为42%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25℃）可得
32526.510/N m 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： 0.22072430.7793374.2345.2mCF i iC
T x T
=
=⨯+⨯=∑℃
将混合液体的临界温度代入可得
1.2 1.2
2525345.282.97()()0.7869/345.225
tF mCF F mCF T T N m T T σσ--===--℃℃ 解得：0.2085/tF N m σ=
（3）塔釜液相平均表面张力的计算
当乙醇的质量分数为0.5%时，查得图乙醇-水混合液的表面张力（25℃）可得
32561.310/N m 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： 0.00162430.9984374.2373.9mCW i iC
T x T
=
=⨯+⨯=∑℃
将混合液体的临界温度代入可得
1.2 1.2
2525393.999.62()()0.7625/393.925
tW mCW W mCW T T N m T T σσ--===--℃℃ 解得：0.4674/tW N m σ=
所以，精馏段液相平均表面张力：3
(0.16780.2085)/218.8210/Lm N m σ-=+=⨯ 提馏段液相平均表面张力：3
(0.20850.4674)/233.7910/Ln N m σ-=+=⨯
四、塔体工艺尺寸计算 4.1 塔径的计算
4.1.1 精馏段、提馏段的气液相负荷 精馏段的汽液相负荷：
33331.180.688.66/88.6631.99 3.54/0.00098/802(1)(1.11)80.6169.26/169.2635.924438/ 1.233/1.37
Lm m Lm Vm m Ln L RD kmol h
LM L m h m s
V R D kmol h VM V m h m s
ρρ==⨯=⨯=====+=+⨯=⨯====
提馏段的汽液相负荷：
33331.180.6287.2375.86/375.8621.11
8.81/0.00245/901(1)169.26/,1169.2625.73
4032/ 1.120/1.08
Ln
n Ln
Vn
n Vn
L L qF RD F kmol h LM L m h m s
V V q F V kmol h q VM V m h m s
ρρ=+=+=⨯+=⨯=
=
===--===⨯=
=
==
塔径计算
（1）由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，取两段的塔径相等，根据以上计算结果可得：
汽塔的平均蒸汽流量：31.233 1.120
1.176/22
m n S V V V m s ++=
== 汽塔的平均液相流量：30.000980.00245
0.0017/22
m
n S L L L m s ++===
汽塔的气相平均密度：31.37 1.08
1.23/22Vm Vn
V kg m ρρρ++=
=
= 汽塔的液相平均密度：3802901851/2
2
Lm
Ln
L kg m ρρρ++===
（2
）由上可知功能参数：0.0017(
()0.0381.176S S L V == 查史密斯关联图得：200.073,C =则可得：
0.20.2
20max 18.82(
)0.073()0.0720.0220
0.072 1.89/0.7 1.89 1.323/ 1.064C C m s m s
D m
σ
υυ=======⨯==
=
=
根据他镜系列尺寸圆整为D 1200mm = 由此可由塔板间距与塔径的关系表选择塔板间距0.45T H m = 此时，精馏段的上升蒸汽速度为：
22
44 1.233
1.091/3.14 1.2m Vm m s D υπ⨯===⨯ 提馏段的上升蒸汽速度：
22
44 1.120
0.991/3.14 1.2
n n V m s D υπ⨯=
==⨯ 4.2 塔高的计算
精馏塔的塔体总高度（不包括裙座和封头）由下式决定：
`
(2)D P T T F B H H N S H SH H H =+--+++
式中：
`0.8(m)2()0.45(,)
0.6()
0.6()41()
3(/)
D B T T F P H H m H m H m H m N m S m =======塔顶空间，塔底空间，塔板间距开有人孔的塔板间距，进料板高度，实际塔板数，人孔数目不告扩塔顶空间和塔底空间的人孔，
所以，0.8(4123)0.4530.60.6221.4H m =+--⨯+⨯++= 4.2 塔板工艺尺寸的计算 4.2.1 溢流装置计算
因本设计塔径D=1200mm ，则可选用单溢流型分块式塔板，各项计算如下： （1）堰长W l
取0.660.66 1.20.792W l D m ==⨯= （2）溢流堰高度W h
有W L OW h h h =-，选用平直堰。

堰上层流高度OW h 由下式计算可得： 2/32/3
2.84 2.840.00173600()1()0.011100010000.792
s OW W L h E m l ⨯=
=⨯⨯= 取板上液层高度
0.06,0.060.0110.049L W L OW h m h h h m
==-=-=则
（3）弓形降液管宽度Wd 和截面积Af ，由
0.66W
l D
=查弓形降液管的宽度与面积关系图可得：
0.0722,
0.124f d
T
A W A D
==，其中 2223.14
1.2 1.134
4
T A D m π
=
=
⨯= 则可得： 20.07220.0722 1.130.08160.1240.124 1.20.1488f T d A A m W D m
==⨯===⨯=
验算：
液体在精馏段降液管内的停留时间：0.08160.45
37.5[5]0.00098
f T m m A H s s L τ⨯=
=
=>
液体在提馏段降液管内的停留时间：0.08160.45
15[5]0.00245
f T n n
A H s s L τ⨯==
=>
由此可知降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度o h
`S o W o
L h l υ
=
取`
0.08/o m s υ=，则：
`0.0017
0.0270.7920.08
0.0490.0270.022[0.006]
S
o W o
W o L h m
l h h m m υ=
=
=⨯-=-=>
由此可知降液管底隙高度设计合理。

4.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列
本实验采用1F 重阀，重量为33g ，孔径为39mm 。

（1）浮阀数目
取阀动能因数11F =，则由
式o υ=
可得气体通过阀孔时的速
度
9.92/o m s υ=
=
= 因此浮阀数目2244 1.176
1003.140.0399.92
s o o V N d πυ⨯=
=≈⨯⨯个
取边缘区宽度0.06C W m =，破沫区宽度0.07S W m =。

（2）排列
由上述可得：
211.20.040.5422 1.2()(0.14880.07)0.381222
2[sin ()]180C d S o D R W m D x W W m x A R R
π-∂=
-=-==-+=-+==
则：21
20.3812
2[0.38120.54sin ()]0.741800.56
o
A m π
-∂=⨯=
浮阀排列方式采用等腰三角形，取同一横排的孔心距750.075t mm m ==，则可按下式估
算排间距，即： `
0.74
0.098798.71000.075
a A t m mm Nt =
===⨯ 考虑到塔径的直径较大且各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用99mm ，而应该小于此值，故选取`
700.07t mm m ==
按`
75,70t mm t mm ==以等腰三角形叉排法方式作图（见附图），阀数116个，其中，通道板上可排阀孔44个，弓形板可排阀孔14个。

校核：
气体通过阀孔时的实际速度：2244 1.176
8.49/3.140.039116
S o o V m s d N υπ⨯=
==⨯⨯
实际动能因数：8.499.42(9~12)F ==在之间
开孔率：223.140.039116
100%100%12.3%44 1.13
o T d N A π⨯⨯⨯=⨯==⨯阀孔面积塔截面积
开孔率在10%~14%之间，满足要求。

五、流体力学验算
5.1 气体通过浮阀塔版的压降1p c h h h h σ=++ 5.1.1 干板阻力
浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为：
1/1.8251/1.825
73.1
73.1(
)(
)9.38/1.23
oc V
m s υρ=== 因o oc υυ<，则有：
0.1750.175
8.4919.919.90.034851
o c L h m υρ==⨯=
5.1.2 板上充气液层阻力
取板上液层充气程度因数0.5ε=，那么： 10.50.060.03L h h m ε==⨯=
5.1.3 克服表面张力所造成的阻力
因本设计采用浮阀塔，其张力引起的阻力很小，可忽略不计，因此，气体流经一层浮阀塔版的压降所相当的液柱高度为：
10.0340.030.064P C h h h m =+=+=
单板压降 0.0648519.81534.3P P L P h g Pa ρ∆==⨯⨯= 5.2 淹塔
为例防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度()d T W H H h φ≤+，d H 可用下式计算，即：
d P L d H h h h =++
（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度0.064P h m =
（2） 液体通过降液管的压头损失d h ，因不设置进口堰，所以可按下式计算：
220.00170.153(
)0.153()0.0009670.7920.027
S d W o L h m l h ==⨯=⨯ （3） 板上液层高度1h 取0.06L h m =，则有：
0.0640.0009670.060.125d P L d H h h h m =++=++=
取校正系数0.5,0.45,0.049,T W H h φ===则可得：
()0.5(0.450.049)0.249T W H h m φ+=⨯+= 可见(),d T W H H h φ≤+符合防止淹塔的要求。

5.3 雾沫夹带
泛点率1100%F b
F =
板上液体流经长度 2 1.220.14880.9024L d Z D W m =-=-⨯=
板上液流面积 22 1.1320.08160.9668b T f A A A m =-=-⨯=，水和乙醇可按正常系统按物性系数表查得K=1.0，又由泛点负荷图查得负荷系数0.118,F C =则可得：
1100%41.1%F =
= 因141.1%80%F =<，所以雾沫夹带在允许范围内。

六、塔板负荷性能图 6.1 雾沫夹带线
取泛点率为80%
代入泛点率计算式1F b
F =
有：
0.8=
2.402632.3S S V L =-
雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个S L 值，按上式算出相应的S V 值列于表中：
雾沫夹带线数据
6.2 液泛线
液泛线方程最终简化为：22/3
S S S aV b cL dL =--
其中： 5
52
2
1.23
1.9110 1.91100.027*******
V L a N ρρ=⨯⨯
=⨯⨯
=⨯
(1)0.50.45(0.51 1.5)0.060.165T W b H h φφε=+--=⨯+--⨯= 22
22
0.1530.153
334.60.7920.027W o c l h =
==⨯ 2/3
2/3
1
1
(1)(0.667)(10.5)10.667 1.1690.792
W
d E l ε=+=+⨯⨯⨯
= 所以，此方程为：222/3
5.8912123.242.36S S S V L L =--
在操作范围内任取若干个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于表中。

取5s θ=作为液体在降液管中停留时间的下限，则： 20.08160.45
0.00734/5
5
f T Smax A H L m s ⨯==
=
6.4 漏液线
对于1F 型重阀，依5o F υ==计算，则有：
222min 0.0391000.538/4
4
S o V d N
m s π
π
=
=
⨯⨯= 6.5 液相负荷下限线
取堰上液层高度0.006OW h m =作为液相负荷下限条件，依照：
2/3min 36002.84[]0.0061000S W
L E l =计算可得：
3/23/23min 0.00610000.00610000.792
(
)()0.000676/2.8413600 2.8413600
W S l L m s ⨯⨯==⨯=⨯⨯
6.6 操作线性能负荷图
由以上各线的方程式，可画出塔的操作性能负荷图，见附图。

根据生产任务规定的汽液负荷，可知操作点P （0.0017,1.176）在正常的操作范围内，连接OP 作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制，由图可得：
33
max min 2.18/,0.49/S S V m s V m s ==
所以，塔的操作弹性为：2.18/0.49 4.45=
有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表X 表X 浮阀塔工艺设计计算结果
项目
数值及说明
备注 塔径,D m 1.2 板间距,T H m 0.4
塔板型式 单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速,/m s υ 1.323
溢流堰长度,W l m 0.792 溢流堰高度,W h m 0.049 板上液层高度,L h m 0.06 降液管底隙高度,o h m 0.027
浮阀数N ，个 116 等腰三角形叉排
阀孔气速,/o m s υ 8.49
阀孔动能因数F 9.42 临界阀孔气速,/oc m s υ 9.38
孔心距,t m 0.075 同一横排的孔心距 排间距,
,t m 0.070 相临二横排的中心线距离
单板压降,a P P ∆
534.3 液体在降液管内的停留时间
,s θ
37.5 15 精馏段 提馏段 降液管内的清夜高度,d H m 0.125 泛点率,% 41.4 气相负荷上限max S V 2.18 雾沫夹带控制 气相负荷下限min S V 0.49 漏液控制
开孔率,% 112.3 操作弹性 4.45
七、各接管尺寸的确定 7.1 进料管
进料体积流量33287.224.18
7.62/0.00212/911
F
SF F
FM V m h m s ρ⨯=
=
==
取适宜的输送速度 2.0/F m s υ=
，故0.037F d m =
=
=
经圆整选取热轧无缝钢管(23164)YB -，规格：453mm φ⨯ 实际馆内流速：2
40.00212
1.7/0.039
F m s υπ⨯=
=⨯ 7.2 釜残液出料管
釜残液的体积流量： 3375.918.04
7.08/0.00197/958.4
W
SW W
WM V m h m s ρ⨯=
=
==
取适宜的输出速度 1.5/W m s υ=，则：
0.04W d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管(23164)YB -，规格：453mm φ⨯ 实际管内流速：2
40.00197
1.6/0.039
W m s υπ⨯==⨯ 7.3 回流液管
回流液体积流量： 380.639.81
4.30/0.00119/747
L
SL L
LM V m h m s ρ⨯=
=
==
取适宜的回流速度 1.5/L m s υ=，则：
0.05L d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管(23164)YB -，规格：57 3.5mm φ⨯ 实际管内流速：2
40.00119
0.6/0.050
L m s υπ⨯=
=⨯ 7.4 塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量： 33(1.11)80.639.81
4819/ 1.339/1.398
SV V m h m s +⨯⨯=
==
取适宜的回流速度20/V m s υ=，则：
0.292V d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管(23164)YB -，规格：32510mm φ⨯ 实际管内流速：2
4 1.339
18.3/0.305V m s υπ⨯=
=⨯
7.5 水蒸气进口管
通入塔的水蒸气体积流量： 33169.318
5104/ 1.418/0.597
SO V m h m s ⨯=
==
取适宜速度25/O m s υ=，则：
0.269O d m =
=
经圆整选取热轧无缝钢管(23164)YB -，规格：32510mm φ⨯ 实际管内流速：2
4 1.418
19.4/0.305O m s υπ⨯=
=⨯
八、参考文献
化工原理第三版（下）. 陈敏恒 丛德滋 方图南等编. 北京： 化学工业出版社.，
2006.5
化工原理课程设计. 申迎华 郝晓刚主编. 北京：化工工业出版社，2009.5 化工原理课程设计指导. 任晓光主编. 北京：化学工业出版社，2009.1
化工单元过程及设备课程设计. 匡国柱 史启才主编. 北京：化学工业出版社，
2007.10
《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。

北京：化学工业出版社，1989、7。