化工设计文档

1）设计要求
在一常压操作的连续精馏塔内分离三氯硅烷-四氯化硅混合物。

已知原料液的处理量为3000吨/年、组成为26.32％（三氯硅烷的质量分率，w%），要求塔顶馏出液的组成为92.4％（三氯硅烷的质量分率，w%），塔底釜液的组成为0.1％（三氯硅烷的质量分率，w%）。

设计条件如下：
操作条件 4 kPa 进料热状况 自选 回流比 自选 单板压降 ≤0.7 kPa 全塔效率 E T 由经验公式计算 建厂地址 安徽芜湖
根据以上工艺条件作出筛板塔的设计计算。

2）物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率和平均分子量
由设计要求可知三氯硅烷产量为3000吨/年，则每小时平均产量为
6
310416.77200
⨯=kg/h 。

进料自选为泡点进料。

其中三氯硅烷为轻组分（三氯硅烷的摩尔质量为135.43g/mol ），四氯化硅为重组分（四氯化硅的摩尔质量为170 g/mol ）。

产物中三氯硅烷为组成92.4％（三氯硅烷的质量分率，w%），塔顶产品的摩尔分率和平均分子量分别为：
X D =
92.4/135.4392.4/135.437.6/170+=0.682
0.6820.0447
+=0.938；
M D =（0.938×135.43+0.062×170）=（127.0333+10.54）=137.573 g/mol ；
D=416.7/137.573=3.0289 Kmol/h 。

进料中三氯硅烷组成为26.32％（三氯硅烷的质量分率，w%），原料液的摩尔分率和平均分子量分别为：
X F =
170/68.7343.135/32.2643.135/31.26+=0.194
0.1940.433
+=0.309；
M F =(0.309×135.43+0.691×170)=（41.848+117.47）=159.318 g/mol 。

釜液出料组成控制在0.1％（三氯硅烷的质量分率，w%）以内，塔底产品的摩尔分率和平均分子量分别为：
X W =
170/9.9943.135/1.043.135/1.0+=0.000738
0.0007380.587647
+=0.00125；
M W =(0.00125×135.43+0.99875×170)=（0.169+169.788）=169.957 g/mol 。

2.物料衡算 全塔物料衡算
F D W =+
F D W Fx Dx Wx =+
F W D W D F
D F W
x x x x x x ==---
3.02890.3090.001250.9380.001250.9380.309
F W
==
--- 解得
9.219Kmol/h F = ， 6.190Kmol/h W =。

整理计算结果如下：
9.219Kmol/h F = ， 3.0289Kmol/h D =， 6.190Kmol/h W =；
0.309F x =，0.938D x =，0.00125W x =。

3）塔板数的确定
1.气液平衡数据的计算
由兰氏化学手册（第十三版中文版第十章）查得四氯化硅的安托尼方程为：
lg(P)=6.85726-1138.92/(t+228.88)
式中：t-温度，单位℃；P-四氯化硅饱和蒸气压，单位mmHg ；适用温度0～53℃。

四氯化硅的另外一个安托尼方程来源于网络为：
lg(P)=6.0886-1175.50/(t+231.11)
式中：t-温度，单位℃；P-四氯化硅饱和蒸气压，单位KPa ；适用温度21～56.8℃。

由兰氏化学手册（第十三版中文版第十章）查得三氯硅烷的安托尼方程为：
lg(P)=6.7739-1009.0/(t+227.2)
式中：t-温度，单位℃；P-三氯硅烷饱和蒸气压，单位mmHg ；适用温度2～32℃。

三氯硅烷的另外一个安托尼方程来源于网络为：
P=exp(42.504+(-4149.6/T)+(-3.0393*lnT)+(1.3111E-17)*T6)/1000
式中：T-温度，单位K 。

P-三氯硅烷饱和蒸气压，单位KPa ；适用温度144.95～479 K,即-128.2～205.85 ℃。

利用上述四个公式进行压力的计算，并对计算结果做了对比，结果偏差较小；另外因为网络公式的适用温度条件较为适合，因而采用各自的网络公式。

以下是先
利用网络公式计算出SIHCL 3和SICL 4在常压下的饱和蒸气压，再通过B
A A B
P P x P P ο
οο
-=-和
A B
A A B
P P P y P P P οοο
ο
-=⨯-在常压操作条件下，计算出SIHCL 3的x 和y 值。

2.由平衡数据作得t-x-y和x-y相图
利用上图数据中的温度、x和y的数据绘制t-x-y相图；另外，利用x和y 的数据绘制x-y相图。

分别如下所示：
3.求最小回流比和操作回流比
利用进料为泡点进料q=1（q 线为通过F x 的竖直线），在x-y 相图中通过画图可获得R min 下的精馏段操作线，即min min min 1
11
D R y x x R R =
+++，通过此操作线的斜率
min
min 1
R R +，利用a 和q 两点间求斜率计算得min R =2.289 。

计算方法如下：
R min 下的精馏段操作线经过a 、q 两点。

a 点坐标为（0.938，0.938），q 点坐标为（0.309，0.500），利用两点间斜率法可求得此直线的斜率为
min
min 0.5000.9380.69610.3090.938
q d q d y x R R x x --===+--
∴ R min =2.289 取操作回流比为
R=1.4×R min =3.205
4.求算精馏塔的气液相负荷
=3.205 3.0289=9.7089.7089.21918.927L RD V L D L L F V V =⨯+=/
/kmol/h
=+=（9.708+3.0289）kmol/h ＝12.737kmol/h =+=（）kmol/h kmol/h ==12.737kmol/h
5.求操作线方程
精馏段操作线方程：
11 3.2051
0.9380.7620.22311 3.2051 3.2051
n n D n n R y x x x x R R +=+=+⨯=+++++
提馏段操作线方程 ：
//
///1//18.927 6.190
0.00125 1.4860.000608
18.927 6.19018.927 6.190
m m w m m L W y x x x x L W L W +=-=-⨯=-----6.图解法求算理论板数
采用逐板画图法求理论板层数，如图所示。

求解的结果为：
N （包括再沸器）
总理论板层数24.7
T
进料板位置 7F N =
7.求实际板层数
理论板层数与实际板层数的关系如下：
0.2450.49()T
T m L P
N E N αμ-=
=⨯⨯ 式中 m α------塔顶、进料和塔底的平均相对挥发度；
L μ------塔顶、进料和塔底的平均液相粘度，mPa·s 。

①全塔平均相对挥发度m α计算公式如下：
m D F W ααα=
式中 D α------塔顶相对挥发度；
F α------进料相对挥发度；
W α------塔底的相对挥发度。

D F 3F 105.185 2.42243.431165.983 2.29272.431223.979322 2.212101.2781062.422 2.307
SA SB SA SB SA W SB m D W P KPa
P KPa P KPa P KPa
P KPa
P KPa
αααααα=======
=====
②塔顶D t 、进料F t 、塔底温度w t 及全塔平均温度m t
根据塔顶、进料和塔底的组成，再通过查t-x-y 相图即可获得塔体各处的温度：
∵0.938D y = ∴D t =34.35℃ ∵0.280x =进料板 ∴t 进料板=47.69℃ ∵0.00125W x = ∴w t =56.75℃
34.3547.6956.75138.79
46.26333
D F W m t t t t ++++=
===℃
③双组分系统的L μ计算公式如下：
mi Ai mAL Bi mBL x x μμμ=⨯+⨯
3
mD mF mW
L μμμμ++=
式中 mi μ-------塔顶、进料、塔底各处液相平均黏度，mPa·s ；
Ai x ------塔顶、进料、塔底各处的液相中易挥发组分的摩尔分数；
Bi x ------塔顶、进料、塔底各处的液相中难挥发组分的摩尔分数；
mAL μ------塔顶、进料、塔底各处的液相中难挥发组分的摩尔分数； mBL μ------塔顶、进料、塔底各处的液相中难挥发组分的摩尔分数； mD μ-------塔顶液相平均黏度，mPa·s ；
mF μ-------进料液相平均黏度，mPa·s ；
mW μ-------塔底液相平均黏度，mPa·s 。

一般液体物料黏度的计算可参考Bruce E.Poling,John M.Prausnitz 和John P.O ′Connell 编著的《气液物性估算手册》第五版译本（化学工业出版社出版）第九章黏度相关内容。

但由于三氯氢硅和四氯化硅物料的特殊性，在这里我们采用ChemCAD 来辅助求算，通过ChemCAD 我们获得三氯氢硅和四氯化硅物料的黏度与温度曲线关系，具体曲线图如下：
三氯氢硅的黏度与温度曲线
四氯化硅的黏度与温度曲线
通过查图可以获得平均温度m t 为46.26℃时，三氯氢硅的黏度mAL μ为
0.0002755 Pa·s ，四氯化硅的黏度mBL μ为 0.0003825 Pa·s 。

0.9380.0002755(10.938)0.00038250.00025840.000023720.000282Pa s
mD AD mAL BD mBL
x x μμμ=⨯+⨯=⨯+-⨯=+=⋅
0.3090.0002755(10.309)0.00038250.000085130.00026430.000349Pa s
mF AF mAL BF mBL
x x μμμ=⨯+⨯=⨯+-⨯=+=⋅
0.001250.0002755(10.00125)0.00038250.0000003440.0003820.000382Pa s
mW AW mAL BW mBL x x μμμ=⨯+⨯=⨯+-⨯=+=⋅
将以上计算结果代入相应公式可得
0.0002820.0003490.0003820.000338Pa s=0.338mPa s
33
mD mF mW L μμμμ++++===⋅⋅0.2450.2450.49()0.49(2.3070.338)0.49 1.06280.521T m L E αμ--=⨯⨯=⨯⨯=⨯=
精馏段实际板数 6
11.5120.521N =
=≈精 提馏段实际板数 18.7
35.9360.521N =
=≈提
全塔实际板数 24.7
47.4480.5210.521
T P N N =
==≈ 4）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以精馏段为例进行计算。

1. 精馏段平均压力计算
塔顶操作压力 P D =101.33 kPa 每层塔板压降 △P =0.7 kPa
进料板压力 P F =101.33+N 精×0.7=101.33+12×0.7=109.73 kPa 精馏段平均压力 P m =(P D + P F )/2=(101.33+109.73)/2=105.53 kPa 2.精馏段平均摩尔质量的计算
①塔顶气相平均摩尔质量和液相平均摩尔质量 由0.938D x =,所以10.938D y x ==,再查气液平衡曲线图，得
10.938y = 10.863x =
VDm M =（0.938×135.43+（1-0.938）×170）=（127.0333+10.54）=137.573 kg/kmol ； LDm M =（0.863×135.43+（1-0.863）×170）=（116.876+23.29）=140.166 kg/kmol ；
②进料板气相平均摩尔质量和液相平均摩尔质量 由图解理论板中可以获得进料板处气相组成，查图得
0.470F y = 0.280F x =
VFm M =（0.470×135.43+（1-0.470）×170）=（63.652+90.1）=153.752 kg/kmol ；
LFm M =（0.280×135.43+（1-0.280）×170）=（37.920+122.4）=160.320 kg/kmol ；
精馏段平均摩尔质量
Vm M =（VDm M +VFm M ）/2=（137.573+153.752）/2=145.663 kg/kmol ； Lm M =（LDm M +LFm M ）/2=（140.166+160.320）/2=150.243 kg/kmol ；
3.精馏段平均温度的计算
根据塔顶、进料板的组成，再通过查t-x-y 相图即可获得塔体各处的温度： ∵0.938D y = ∴D t =34.35℃ ∵0.280x =进料板 ∴t 进料板=47.69℃
34.3547.6982.04
41.022
22
D m t t t ++=
=
==进料板
精馏段℃
4. 精馏段平均密度的计算
①精馏段气相平均密度
105.53145.66315371.816
5.8858.314(273.1541.02)2612.009
m Vm V m m P M RT ρ⨯⨯=
===⨯+ kg/m 3 ②精馏段液相平均密度
塔顶液相平均密度的计算
查化工物性算图手册 1.71氯硅烷混合液的密度，由塔顶液相摩尔组成为
A x =0.863 ，经转化计算得其质量组成为w A α=0.834,塔顶温度D t 为34.35℃，由
图查得其密度为：
LD = 1332 ρkg/m 3
进料板液相平均密度的计算
查化工物性算图手册1.71氯硅烷混合液的密度，由进料板液相摩尔组成为
A x =0.280 ，经转化计算得其质量组成为w A α=0.237, 进料板温度t 进料板为
47.69℃，由图查得其密度为：
LF = 1388 ρkg/m 3
精馏段液相平均密度为
Lm LD LF =(+)/2=(1332+1388)/2=1360ρρρ kg/m 3
4. 精馏段液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力的计算公式如下：
Lm i i x σσ=⨯∑
塔顶液相平均表面张力的计算
由塔顶温度D t 为34.35℃，通过查兰氏化学手册（第十三版中文版）第10章表10-34，可得表面张力的计算关系如下：
σ=a-bt
式中 σ------物料表面张力，dyn ·cm -1；
a 、
b ------常数； t ------温度，℃；
三氯硅烷 a=20.43 b=0.1076 四氯化硅 a=20.78 b=0.09962
经过计算可得：
A =20.43-0.107634.35=16.734σ⨯ dyn ·cm -1
B =20.78-0.0996234.35=17.358σ⨯ dyn ·cm -1
LDm i i =0.86316.734+ 0.13717.358=14.4414+2.378=16.819x σσ=⨯⨯⨯∑ dyn ·cm -1
进料板液相平均表面张力的计算
由进料板温度D t 为47.69℃，通过查兰氏化学手册（第十三版中文版）第10章表10-34，可得表面张力的计算关系如下：
σ=a-bt
式中 σ------物料表面张力，dyn ·cm -1；
a 、
b ------常数； t ------温度，℃；
三氯硅烷 a=20.43 b=0.1076 四氯化硅 a=20.78 b=0.09962
经过计算可得：
A =20.43-0.107647.69=15.299σ⨯ dyn ·cm -1
B =20.78-0.0996247.69=16.029σ⨯ dyn ·cm -1
LFm i i =0.28015.299+ 0.72016.029=4.284+11.541=15.825x σσ=⨯⨯⨯∑ dyn ·cm -1
5. 精馏段液相平均黏度的计算 液相平均粘度计算公式如下：
L i i lg (lg )m m x μμ=⨯∑
并且查得三氯氢硅和四氯化硅液体粘度和温度的关系如下： 三氯氢硅：-73-52LA -310t 510t 0.0043t+0.397μ=⨯+⨯+ 四氯化硅：-73-52LB -510t 810t 0.0068t+0.5749μ=⨯+⨯+ 式中
t -------温度，单位℃；
LA μ------三氯氢硅粘度，单位1×10-3Pa ·s ； LB μ------四氯化硅粘度，单位1×10-3Pa ·s ；
塔顶液相平均粘度的计算
由塔顶温度D t 为34.35℃，根据上式计算可得
-73-52LDA -310t 510t 0.0043t+0.397
=-30.004053+50.011799+0.147705+0.397
=-0.012159+0.058995+0.147705+0.397 =0.5915
μ=⨯+⨯+⨯⨯
-73-52LDB -510t 810t 0.0068t+0.5749
=-50.004053+80.011799+0.23358+0.5749
=-0.020265+0.094392+0.23358+0.5749 =0.8826
μ=⨯+⨯+⨯⨯
LD Di Di lg (lg )
[0.863lg 0.5915lg 0.8826] [0.8630.228(0.05424)] 0.196760.00743 0.20419m m x μμ=⨯=⨯+⨯=⨯-+⨯-=--=-∑（）（1-0.863）（）0.137
∴LD 0.6249m μ= mPa ·s 进料板液相平均粘度的计算
由进料板温度D t 为47.69℃，根据上式计算可得
-73-52LFA -310t 510t 0.0043t+0.397
=-30.0108463+50.022743+0.205067+0.397
=-0.0325389+0.113715+0.205067+0.397 =0.6832
μ=⨯+⨯+⨯⨯
-73-52LFB -510t 810t 0.0068t+0.5749
=-50.0108463+80.022743+0.324292+0.5749
=-0.0542315+0.181944+0.324292+0.5749 =1.02691
μ=⨯+⨯+⨯⨯
LF Di Di lg (lg )
[0.280lg 0.6832lg1.0269] [0.2800.16550.01153] 0.046340.008301 0.038039m m x μμ=⨯=⨯+⨯=⨯-+⨯=-+=-∑（）（1-0.280）（）0.72
∴LF 0.9161m μ= mPa ·s 5）精馏段的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
精馏塔气液体积流率计算 ①精馏段：
=3.205 3.0289=9.708L RD V L D =⨯kmol/h
=+=（9.708+3.0289）kmol/h ＝12.737kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为
4339.708150.2431458.559
2.97910/360036001360489600012.737145.6631855.3096
0.0876/36003600 5.88521186
Lm Lm Vm Vm LM Ls m s
VM Vs m s
ρρ-⨯====⨯⨯⨯=
===⨯
②提馏段：
9.7089.21918.927L L F V V +=//
=+=（）kmol/h kmol/h ==12.737kmol/h
未完成
由
max u ==公式中C 由 下式计算
0.2
2020L C C σ⎛⎫
= ⎪
⎝⎭
式中 C---操作物系的负荷因子，m/s ；
L σ----操作物系的液体表面张力，mN/m ；
其中C 20由史密斯关联图可以查得，图的横坐标为
41/21/22.979101360()()()()0.0034015.20180.051690.0876 5.885
S L S V L V ρρ-⨯=⨯=⨯= 取板间距0.450T H m =，板上液层高度0.050L h m =,则
0.4500.0600.400T L H h m -=-=
查《化工原理》下册史密斯关联图
得 200.088C =
0.2
0.2
2015.8250.088()0.083972020
L C C σ⎛⎫
==⨯= ⎪
⎝⎭
max 1360 5.885
0.08397 1.27375.885
L V V u C
ρρρ--=== m/s 利用公式
max (0.6~0.8)u u =
取安全系数为0.6，即
max 0.60.6 1.27370.7642/u u m s =⨯=⨯=
估算塔径
440.0876
0.3823.14160.7642
S V D m u π⨯=
==⨯ 常用的塔径系列标准尺寸有：
整块式塔板D(mm)：300，350，400，450，500，…800，900 分块式单流塔板D(mm)：800，1000，1200，1400，…2800，3000 按照标准塔径圆整后为
0.400D m =
则塔截面积
2223.14160.40.12644
T A D m π==⨯=
空塔气速
0.08760.695/0.126
S T V u m s A =
== 2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
1110.450 4.950T Z N H m m =-⨯=⨯=精精（）
提馏段有效高度为
1350.45015.75T Z N H m m =-⨯=⨯=提提（）
故精馏塔的全塔有效高度为
4.9501
5.7520.70Z Z Z m =+=+=精提
6）塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
2.塔板布置
7）筛板的流体力学验算 1.塔板压降
2.液面落差
3.液沫夹带
4.漏液
5.液泛
8）塔板负荷性能图 1.漏液线
2.液沫夹带线
3.液相负荷下限线
4.液相负荷上限线
5.液泛线
筛板塔设计计算结果一览表
以下部分以乙醇和水为例说明精馏过程的计算
目录
一、总体设计计算------------------------------------------
1.1气液平衡数据---------------------------------------- 1.2物料衡算-------------------------------------------- 1.3操作线及塔板计算-----------------------------------
1.4全塔E t%和N p的计算-------------------------------
二、混合参数计算------------------------------------------
2.1混合参数计算---------------------------------------- 2.2塔径计算-------------------------------------------- 2.3塔板详细计算---------------------------------------- 2.4校核-------------------------------------------------
2.5负荷性能图------------------------------------------
三、筛板塔数据汇总----------------------------------------
3.1全塔数据--------------------------------------------
3.2精馏段和提馏段的数据-------------------------------
四、讨论与优化--------------------------------------------
4.1讨论-------------------------------------------------
4.2优化-------------------------------------------------
五、辅助设备选型------------------------------------------
5.1全凝器---------------------------------------------- 5.2泵---------------------------------------------------
一、总体设计计算
1.1汽液平衡数据（760mm Hg）
以下为：
75
80
85
90
95
100
01020304050100
X (Y)T
t-x-y 相图
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
01020
8090100
T
x-y 相图
1.2 物料衡算
1.1-1已知：
1.进料：F=6 kmol/h q=0 X f =0.45
2.压力：p 顶=4KPa 单板压降≤0.7KPa
3.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水
4.要求：X d =0.88 X w =0.01
5.选定：R/R min =1.6
D=(X f -X w )/(X d -X w )×F
=(0.45-0.01)/(0.88-0.01)×6=3.03 kmol/h
W=F-D=6-3.03=2.97 kmol/h
查y-x 图得 X d /(R min +1)=0.218
∴R min =3.037 ∴R=1.6R min =4.859
∵饱和蒸汽进料 ∴q=0
L=RD=4.859×3.03=14.723 kmol/h
V=(R+1)D=(4.859+1)×3.03=17.753 kmol/h
L'=L+qF=14.723+0×6=14.723 kmol/h
V'=V-(1-q)F=17.753-(1-0)×6=11.753 kmol/h
1.3操作线及塔板计算
1.精馏段操作线：
Y=R×X/(R+1)+X d/(R+1)
∴Y=0.829X+0.150
2.提馏段操作线：
Y=(L'/V')×X-(W/V')×X w
∴ Y=1.253X-0.00025
3.理论塔板的计算
利用计算机制图取得理论板数
N t=29.33块, 其中精馏段塔板N t1=26.85块,第27块为加料板,提馏段N t2 =2.48块。

1.4全塔Et%和N p的计算
1.精馏段：
t=(t顶+t进)=(79.25+87.32)/2=83.285℃
X a=0.34 X b=1-X a=0.66
Y a=0.59 Y b=1-Y a=0.41
查得液体粘度共线图μa=0.382 cp, μb=0.592 cp
αμL=Y a X bμL/X a Y b=1.454
查得：Et1%=0.49(αμL) -0.245=0.5471
N p1=N t1/E t1=49.08
2. 提馏段：t=(t底+t进)/2=(99.9+87.32)/2=9
3.61
X a=0.045 X b=1-X a=0.955
Y a=0.27 Y b=1-Y a=0.730
查得液体粘度共线图μa=0.468cp, μb=0.532 cp
μL=ΣX iμi=0.045×0.468+0.955×0.532=0.5291
αμL=Y a X bμL/X a Y b=4.15
查得：Et2%=0.49(αμL) -0.245=0.346
N p2=N t2/Et2=7.17
∴N p=N p1+N p2=49.08+7.17=56.25
圆整为57块
其中精馏段49块，提馏段8块。

二混合参数计算
2.1混合参数计算
溶质 C2H5OH 分子量： M a=46.07 kg/kmol
溶剂 H2O 分子量：M b=18.016 kg/kmol
ρa=0.789 g/m l ρb=1.000 g/ml
(1)精馏段：
进料板液体温度：t进=87.32 ℃
塔顶温度：t顶=79.25 ℃
t m=(87.32+79.25)/2=83.285℃
X m=0.34 Y m=0.59
μa=0.382cp μb=0.592cp
M l=X m×M a+(1-X m)M b=0.34×46.07+(1-0.34)×18.016 =27.55 kg/kmol
M g=Y m×M a+(1-Y m)M b=0.59×46.07+(1-0.59)×18.016 =34.56 kg/kmol
质量分率: W a=X m M a/M l=0.34×46.07/27.55=0.6855
W b=1-W a=1-0.6855=0.3145
1/ρl= W a/ρa+W b/ρb=0.6855/0.789+0.3145/1.00
ρl=845.1 kg/m3
P=105325Pa
ρv=PM g/RT=105325×34.56/(8314× (273.15+79.25)) ∴ρv=1.2424 kg/m3
(2)提馏段：
t进=87.32℃ t底=99.9℃ tm=93.61℃
X m=0.045 Y m=0.27
M l=X m×M a+(1-X m)M b=0.045×46.07+(1-0.045)×18.016 =19.278 kg/kmol
M g=Y m×M a+(1-Y m)M b=0.27×46.07+(1-0.27)×18.016 =25.59 kg/kmol
质量分率: W a=X m M a/M l=0.045×46.07/19.278=0.1275
W b=1-W a=1-0.1275=0.8725
1/ρl= W a/ρa+W b/ρb=0.1275/0.789+0.8725/1
ρl=1.0341 kg/m3
P=105325Pa
ρv=PM g/RT=105325×25.59/(8314× (273.15+93.16)) ∴ρv=0.8839 kg/m3
σa=58.46 dyn/cm , σb=18.4 dyn/cm
σ=ΣXσ=0.688×58.46+(1-0.688)×18.4=45.96 dyn/cm
2.2塔径计算
(1)精馏段：
L s=L×M l/(3600ρl)=442.03×27.55/(3600×845.1)
=0.004 m/s
V s=V×M v(3600ρv)=543.39×34.56/(3600×1.1952)
=4.365m/s
t m=83.285℃
此温度下液体的表面张力
σa=18.2 dyn/cm σb=67.3 dyn/cm
σ=X mσa+(1-X m)σb=0.34×18.2+0.66×67.3=50.606
两相流动参数：
F l v=L s/V s×(ρl/ρv) 0.5
=0.00013/0.137×(845.1/1.2424) 0.5=0.0247
初设板间距H T=0.5 m 清液层高度H L=0.06m
∴H T-H L=0.44 m
由Smith关联图查得： C f,20 = 0.093
液气气相负荷因子：C f= [(σ/20)0.20] × C f,20 =0.112
气体气速：
u n,f = C f [(ρl-ρv)/ρv] 0.5
=0.112×[(845.1-1.2424) / 1.2424]0.5 = 2.919 m/s 空速： u n=0.7u n,f=0.7×2.919=2.0433 m/s
初估塔径：
D=(V s/(0.785u n)) 0.5
=(0.137/(0.785×2.0433)) 0.5=0.292 m
圆整为 D=0.3 m
u f=v s/(0.785×D2)=0.137/（0.785×0.32）=1.939 m/s
实际泛点百分率： u f/u n,f=1.939/2.919=0. 6643
(2)提馏段：
L s=L’×M l/(3600ρl)
=14.723×19.278/(3600×1034.1)=0.000076 m/s
V s=V’×M v(3600ρv)
=11.753×25.59/(3600×0.8839)=0.0945 m/s
t m=93.61℃
此温度下液体的表面张力
σa=18.2 dyn/cm σb=67.3 dyn/cm
σ=X mσa+(1-X m)σb=0.045×18.2+0.955×67.3=65.091
两相流动参数：
F l v=L s/V s×(ρl/ρv) 0.5
=0.000076/0.0945×(1034.1/0.8839) 0.5=0.0275
初设板间距H T=0.5 m 清液层高度H L=0.06m
∴H T-H L=0.44 m
查得： C f,20=0.0947
液气气相负荷因子：C f=[(σ/20) 0.20]×C f,20=0.1199
气体气速：
u n,f=C f[(ρl-ρv)/ρv] 0.5
=0.1199×[(1034.1-0.8839)/0.8839] 0.5=4.099 m/s
空速： u n=0.7u n,f=0.7×4.099=2.869 m/s
初估塔径：
D=(V s/(0.785u n)) 0.5
=(0.0945/(0.785×2.869)) 0.5=0.205 m
圆整为 D=0.25 m
u f=v s/(0.785×D2)=0.0945/（0.785×0.252）=1.926 m/s 实际泛点百分率： u f/u n,f=1.926/4.099=0.470
2.3塔板的详细设计
1.流动型式: 选取单溢流型
2.堰的计算:
（1）精馏段：
堰长取 l w=0.6D=0.6×0.3=0.18 m
堰高 h w=0.04 m
l h/l w2.5=0.00013×3600/0.18 2.5=34.046
又 l w/D= 0.6 查得： E=1.03
堰上清液高 h ow=0.00284E(L h/l w) 2/3=0.00553 m
清液层高度 h l=h w+h ow=0.04+0.00553=0.04553 m
降液管底隙高 h o=h w-0.008=0.032 m
（2）提馏段：
堰长取 l w=0.6D=0.6×0.25=0.15 m
堰高 h w=0.04 m
l h/l w2.5=0.00013×3600/0.15 2.5=53.705
又 l w/D= 0.6 查得： E=1.03
堰上清液高 h ow=0.00284E(L h/l w) 2/3=0.00137 m
清液层高度 h l=h w+h ow=0.04+0.00137=0.04137 m
降液管底隙高 h o=h w-0.012=0.028
3.塔板的布置
(1)精馏段：
选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4 mm，孔径d o=6 mm 取孔中心距t=18 mm，t/d o=3
开孔率φ=A o/A a=0.907/(t/d o) 2=0.1008
A o—开孔面积， A a—开孔区面积
A f—降液管截面积，A t—空塔截面积
取外堰前的安定区：W s1=0.02 m
取内堰前的安定区：W s2=0.02 m
边缘区：W c=20mm （D≤2.5m）
l w/D=0.6
r = D/2-W c=0.3/2-0.02=0.13 m
W d=0.1×0.3=0.03
x=D/2-(W d+W s)=0.1
A n=2[x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)]=0.0463
开孔区面积/塔板面积=0.0463/(0.785×0.32)=0.6553 m2筛孔总面积 A0=A n×φ=0.0463×0.1008=0.004667 m2
孔数：N=A0/u=0.004667/(0.785×0.0062)=165.15
取整：N=166 孔
(2)提馏段：
选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4 mm，孔径d o=6 mm
取孔中心距t=18 mm，t/d o=3
开孔率φ=A o/A a=0.907/(t/d o)2=0.1008
A o—开孔面积， A a—开孔区面积
A f—降液管截面积，A t—空塔截面积
取外堰前的安定区：W s1=20mm
取内堰前的安定区：W s2=20mm
边缘区：W c=20mm （D≤2.5m）
l w/D=0.6
r = D/2-W c=0.25/2-0.02=0.105 m
W d=0.1×0.25=0.025
x=D/2-(W d+W s)=0.08
A n=2[x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)]=0.030
开孔区面积/塔板面积=0.030/(0.785×0.252)=0.7856 m2筛孔总面积 A0=A n×φ=0.030×0.1008=0.003024 m2
孔数：N=A0/u=0.003024/(0.785×0.0062)=107.006
取整：N=108 孔
2.4校核
(1)精馏段
1.压降校核
δ=4mm，d o/δ=1.5，查干筛孔流量系数图得C o=0.78
H c—干板压降，C o—孔流系数
下板阻力 H c=0.051（ρv/ρl）×（U o/C o）2
U o筛孔汽速，U o=V s/A o=0.137/0.004667=29.355
∴ H c=01062（m液柱）
H l—液层有效阻力，F o—气相动能因子
U a=V s/(A t-2A f)=0.137/0.063162=2.169
F a=U a(pv)0.5=2.4176
查充气系数β与F a关联图表得β=0.6
H l=β(h w+h ow)=0.6×0.04553=0.02732m（液柱）
总压降--H p=H l+H c=0.1335（m液柱）≤0.6 kg液/kg气
∴ 合格
2.液沫夹带的校核
U g--气体通过有效截面的面积的速率
U g=V s/(A t-A f)=2.0477 m/s
h f板上鼓泡层高度Φ物系的起泡系数
h f=h l/Φ=0.07167 m , Φ=0.6
∴Ev=(5.7E10-3/σ)(U g/(H t-h f)) 3.2
=0.01392 kg(液)/kg（汽）≤ 0.1 kg(液)/kg(汽) ∴不产生过量液沫夹带，合格.
3.液泛校核
H d降液管液面高度，h d液相流经降液管的阻力
h d=0.153(L s/(l w×h o)) 2=0.0000779 ｍ
H d=h w+h ow+h d+H p=0.179 m , Φ=0.6
H d/φ=0.2984 m≤0.44 m
∴合格，不会产生液泛
4.停留时间的校核
A f=0.003744 m2
τ=A f×H t/L s=0.003744×0.5/0.004=27.91 ≥(3∽5s)
∴ 合格
5.漏液校核
hσ-表面张力压头, U om-漏点气速, C o-孔流系数
hσ=4σ/9810ρl×d o=0.00407 (m液柱)
d o/δ=1.5 查干筛孔流量系数图得C o=0.78
U om=4.4C o×((0.0056+0.13h l-hσ)×ρl/ρv)0.5＝6.381 m/s K=U o/U om=4.6≥1.5
∴ 操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。

(2)提馏段：
1.压降校核
δ=4mm，d o/δ=1.5，查干筛孔流量系数图得C o=0.78
H c-干板压降，C o-孔流系数
下板阻力 H c=0.051（ρv/ρl）×（U o/C o）2
U o筛孔汽速，U o=V s/A o=0.0945/0.003024=31.25
∴ H c=0.0700（m液柱）
H l—液层有效阻力，F o气相动能因子
U a=V s/(A t-2A f)=2.153
F a=U a(pv)0.5=2.0239
查充气系数β与F a关联图表得β=0.6
H l=β(h w+h ow)=0.02482m（液柱）
总压降--H p=H l+H c=0.09482（m液柱）≤0.6 kg液/kg气
∴ 合格
2.液沫夹带的校核
U g--气体通过有效截面的面积的速率
U g=V s/(A t-A f)=2.032 m/s
h f板上鼓泡层高度Φ物系的起泡系数
h f=h l/Φ=0.04137 m , Φ=0.6
∴ E v=(5.7E10-3/σ)(U g/(H t-h f)) 3.2
=0.01453 kg(液)/kg（汽）≤ 0.1 kg(液)/kg(汽) ∴不产生过量液沫夹带，合格.
3.液泛校核
H d降液管液面高度，h d液相流经降液管的阻力
h d=0.153(L s/(l w×h o)) 2=0.0000501 ｍ
H d=h w+h ow+h d+H p=0.1362 m , Φ=0.6
H d/φ=0.2270 m≤0.44 m
∴ 合格，不会产生液泛
4.停留时间的校核
A f=0.0026 m2
τ=A f×H t/L s=0.0026×0.5/0.000076=17.105 ≥(3∽5s) ∴合格
5.漏液校核
hσ-表面张力压头, U om-漏点气速, C o-孔流系数
hσ=4σ/(9810ρl×d o)=0.00428 (m液柱)
d o/δ=1.5 查干筛孔流量系数图得C o=0.78
U om=4.4C o×((0.0056+0.13h l-hσ)×ρl/ρv)0.5＝7.915 m/s K=U o/U om=3.948≥1.5
∴ 操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。

2.5负荷性能图
(1)精馏段：
1.液相下限线
取h ow=0.006 m E=1.04
h ow=0.00284E(3600l s/l w) 2/3
∴ l s=0.000145 m3/s
2.液相上限线
取τ=5 s
τ=A f×H T/L s
L s=A f×H T/τ=(0.5×0.003744)/5=0.0003744
3.漏液线
h l=h w+h ow=0.04+2.155l s2/3 m
U om=V smin/A0=V smin/0.2028
U om =4.4C0[(0.0056+0.13h l-hσ)×(ρl/ρv)] 0.5
V smin=0.016[4.578+190.56l s2/3] 0.5
4.过量液沫夹带线：
取e v=0.1 , E=1.04
h f=2.5h l=0.1+5.388L s2/3
U g=V s/(A T-A f)=V s/0.0669
e v=(0.0057/σ)[U g/(H T-h f)] 3.2
V s=0.459-6.176L s2/3
5.液泛线：
取φ=0.6
H T+h w≥H dφ ,H d≤(0.4+0.04)/0.6=0.7333
h d=0.153(L s/(l w×h0) 2=4611.55L s2
h c=0.051(V s/A0C0) 2×(ρv/ρl)=5.658V s2
h l'=0.024+1.293L s2/3
h p=h c+h l'=0.024+1.293L s2/3+5.658V s2
H d=0.7333=h l+h d+h p
=0.1+5.388L s2/3+4611.55L s2+5.658V s2
∴ V s2=0.112-0.952L s2/3-815.05L s2
(2)提馏段：
1.液相下限线
取h ow=0.006 m E=1.04
h ow=0.00284E(3600l s/l w) 2/3
∴l s=0.000121 m3/s
2.液相上限线
取τ=5 s
τ=A f×H T/L s, L s=A f×H T/τ=(0.5×0.000076)/5=0.0000076
3.漏液线
h l=h w+h ow=0.04+2.434l s2/3 m
U om=V smin/A0=V smin/0.003024
U om =4.4C0[(0.0056+0.13h l-hσ)×(ρl/ρv)]0.5
V smin=0.0104[7.628+370.19l s2/3] 0.5
4.过量液沫夹带线：
取e v=0.1 , E=1.04
h f=2.5h l=0.1+6.085L s2/3
U g=V s/(A T-A f)=V s/0.0465
e v=(0.0057/σ)[U g/(H T-h f)] 3.2
V s=0.151-2.291L s2/3
5.液泛线：
取φ=0.6
H T+h w≥H dφ ,H d≤(0.4+0.04)/0.6=0.7333 h d=0.153(L s/(l w×h0)2=8673.47L s2
h c=0.051(V s/A0C0)2×(ρv/ρl)=7.835V s2
h l'=0.024+1.4604L s2/3
h p=h c+h l'=0.024+1.4604L s2/3+7.835V s2
H d=0.7333=h l+h d+h p
=0.1+6.085L s2/3+8673.47L s2+73835V s2
∴ V s2=0.081-0.7766L s2/3-1107.02L s2
三筛板塔数据汇总
1. 全塔数据
2. 精馏段与提馏段的数据
四讨论与优化
4.1讨论
从负荷性能图上观察，本设计对设计要求符合良好，设计点落与正常工作区中间，操作弹性适宜。

4.2优化
通过反复优化才得到设计的最终的结果，观察负荷性能图，工作点状态良好，操作弹性优良。

通过在不断的优化过程中，得到以下几点经验：
根据实际情况，在工业生产中，液相上下限由人为规定，且在超过最大，最小液量仍能正常操作的情况还是存在的。

对于因夹带不能正常操作的情况，一般先调Ht，后调D，其中D的调整尤为灵敏。

对于因液泛不能正常操作的情况，Ht是灵敏因素。

一般应判断液泛是由于降液管阻力过大引起还是由于塔板阻力过大引起的，然后分别采用不同措施调整降液管底隙或开孔率。

若二者的调整不灵敏或已调整至上限，则应加大板间距。

应漏液不能正常操作的情况，一般只能减小开孔率。

本设计由于为过量液沫夹带线控制，所以通过调整Ht与D来完成设计要求，所以在提馏段取不等径塔及Ht=0.8来满足要求。

五辅助设备选型及校核
㈠全凝器
塔顶全凝器采用逆流形式，为了便于冷凝，饱和蒸气（水和乙醇）走壳程，冷凝水走管程。

1.1换热面积的估算
塔顶t=78.05℃
水的汽化潜热 r=2310.39 kJ/kg
乙醇的汽化潜热 r=597 kJ/kg
V=4.859 kmol/h=87.54 kg/h
Q c=r×V=2310.39×87.54 =202251 kJ/h
冷凝剂取深井水, t1=12℃ ,t2=60℃ (出口温度)
∴Δt m=((T-t1)-(T-t2))/ ln((T-t1)/(T-t2))=37℃
设传热系数: K=1118.0kcal/(m2×h×℃)
=1300w/(m2×℃)=4680Kj/(m2×h×℃)
A=Q c/(K×Δt m)=1.168 m2
精选 159-Ⅱ-2.45-2
D n=159 mm P n=2.45MPa A公=2
管程数 1 管长 2 m 管子φ25×2.5 最大管数 13
管程流通面积: 0.785×n×d2=V/u=0.042 m2
5.2 泵
5.2.1塔高
N1×H t+N2×H T=49×0.5+8×0.5=28.5 m
塔底高度取 1.5 m 裙座高 2.5 m
塔底停留时间取 15 s
塔釜离地高
W×15×19.278/(0.785×0.252×1034.1)=0.28 m
∴H=28.5+1.5+2.5+0.28=32.78 m
5.2.2 冷凝器离塔顶的距离
u=2m/s t=78.2 ℃ ρ=1047 kg/m3 μ=0.381cpL s=0.0079 m3/s 取φ32×4mm热扎无缝钢管 d0=32-2×4=24 mm
实际流速 u=0.00026/(0.785×0.0242)=0.575 m/s
R e=ρdu/μ=55572
ξ=0.15 m ξ/d=0.002 λ=0.024 回流管长为10m
h f=(λΣl e/d+Σζ)u2/2=1.68
h=h f/g+u××2/2g=0.188 m
5.2.2 泵的造型
冷凝水流速u=2m/s 12℃ 的水
ρ=995.7 kg/m3μ=0.8012cp
di=(Wc/0.785ρμ)=0.223 m
取φ32×4 mm 热扎无缝钢管 d i=32-2×4=24 mm
实际流速：
u=87.49/(0.785×995.7×0.242×995.7)=0.195m/s
R e=duρ/μ=0.024×0.195×995.7/(0.8012×10-3)=5816
ξ=0.15 mm ξ/d=0.725×10-4
查得：λ=0.0193
设水到泵头总损失为5m
∴L=32.78+0.188+10=37.97 m
各种局部阻力
K=8(λL/d+Σζ)/(π2×d4×g)=921.74
H=H0+KV02=50.33 m
流量Q=3600w/ρ=316.3 m3/h
选 1H200-150-400型
扬程H=50m 汽蚀余量 3.5m
流量400m3/h 轴功率69.8kw
转速1450r/min 配带电机号 YB280M-4 效率78% 功率90%
重量289kg。