乙醇—水分离过程板式精馏塔设计_板式蒸馏塔化工原理课程设计 精品推荐

武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书
论文题目：乙醇—水分离过程板式精馏塔设计
邮电与信息工程学院
课程设计任务书
专业07过控班级2班学生姓名汪尧全
发题时间：2010 年 6 月22 日
一、课题名称
乙醇——水分离过程板式精馏塔设计
二、课题条件（原始数据）
原料：乙醇、水
年处理量：50000t
原料组成（乙醇的质量分率）：0.40
料液初温： 30℃
操作压力、回流比、单板压降：自选
进料状态：饱和液体进料
塔顶产品浓度： 98%
塔底釜液含乙醇含量不高于0.2%（质量分率）
塔顶采用全凝器，泡点回流
塔釜：饱和蒸汽间接/直接加热
塔板形式：筛板
生产时间：330天/年，每天24h运行
冷却水温度：30℃
设备形式：筛板塔
厂址：武汉地区
三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大标题即可）
1 设计方案的选定
2精馏塔的物料衡算
3塔板数的确定
4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）
5精馏塔塔体工艺尺寸的计算
6塔板主要工艺尺寸的计算
7塔板的流体力学验算
8塔板负荷性能图（精馏段）
9换热器设计
10馏塔接管尺寸计算
11制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）
12绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）
13撰写课程设计说明书一份
设计说明书的基本内容
⑴课程设计任务书
⑵课程设计成绩评定表
⑶中英文摘要
⑷目录
⑸设计计算与说明
⑹设计结果汇总
⑺小结
⑻参考文献
14 有关物性数据可查相关手册
15 注意事项
●写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源
●每项设计结束后列出计算结果明细表
●设计最终需装订成册上交
四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）
1.设计动员，下达设计任务书0.5天
2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天
3.初步确定设计方案及设计计算内容5-6天
4.绘制总装置图2-3天
5.整理设计资料，撰写设计说明书2天
6.设计小结及答辩1天
指导教师（签名）：年月日
学科部（教研室）主任（签名）：年月日
说明：
1．学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。

设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。

2．如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。

3．所有签名均要求手签,以示负责。

目录
摘要 (I)
Abstract (II)
第一章概述 (1)
1.1精馏操作对塔设备的要求 (1)
1.2板式塔类型 (2)
第二章设计方案的确定 (3)
2.1操作条件的确定 (3)
2.2确定设计方案的原则 (4)
第三章塔的工艺尺寸得计算 (6)
3.1精馏塔的物料衡算 (6)
3.1.1摩尔分率 (6)
3.1.2平均摩尔质量 (6)
3.1.3 物料衡算 (6)
3.1.4 回收率 (6)
3.2塔板数的确定 (7)
3.2.1理论板层数N的求取 (7)
3.3 精馏塔有关物性数据的计算 (9)
3.3.1 操作压力计算 (9)
3.3.2 操作温度计算 (10)
3.3.3 平均摩尔质量计算 (10)
3.3.4 平均密度计算 (11)
3.3.5 液体平均表面张力计算 (12)
3.3.6 液体平均黏度计算 (14)
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 (15)
3.4.1 塔径的计算 (15)
3.4.2 精馏塔有效高度的计算 (16)
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (16)
3.5.1 溢流装置计算 (16)
3.5.2 塔板布置 (18)
3.6 筛板的流体力学验算 (19)
3.6.1 塔板压降 (19)
3.6.2液面落差 (20)
3.6.3 液沫夹带 (20)
3.6.4 漏液 (21)
3.6.5 液泛 (21)
3.7 塔板负荷性能图 (22)
3.7.1 漏液线 (22)
3.7.2 液沫夹带线 (22)
3.7.3 液相负荷下限线 (23)
3.7.4 液相负荷上限线 (24)
3.7.5 液泛线 (24)
第四章塔附属设计 (28)
4.1 塔附件设计 (28)
4.2 筒体与封头 (30)
4.3 塔总体高度设计 (31)
4.3.1 塔的顶部空间高度 (31)
4.3.2 塔的底部空间高度 (31)
4.3.3 塔体高度 (31)
4.4 附属设备设计 (32)
4.4.1 冷凝器的选择 (32)
4.4.2 泵的选择 (32)
设计小结 (34)
附录 (35)
参考文献 (36)
摘要
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。

在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。

与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。

而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。

本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。

关键词：板式精馏塔筛板计算校核
Abstract
The principles of chemical engineering course design is to cultivate students' ability of important chemical design teaching, through the curriculum design that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design, design principles and methods, To learn all kinds of manual operation and physical properties, chemical properties of searching methods and techniques, Grasp the results, can draw process, tower structure, etc. In the design process should not only consider the feasibility of the theory, consider the safety in production and economic rationality.
Plate column is an early tower, since the 1950s to plate column on a large scale, industrial master sieve-plate tower, and formed a complete design method. Compared with the blister tower, has the following advantages: board distillation production capacity (20-40%) tower efficiency (10-50% plate) and simple structure, cost reduce 40% tray, installation, maintenance is easier. But in the plate column, sieve-plate tower structure than float valves is more simple, easy processing, the cost is about 60% of the tower of blister, float valves for about 80% of the advantages of large capacity and processing, considering the design conforms to the requirements. The main contents of this course design is the process of material, craft calculation, the structure design and check.
Keywords: plate rectifying column; sieve-plate tower; design
第一章概述
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精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，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，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能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。

（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

（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）塔内的滞留量要小。

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，进行选型。

1.2板式塔类型
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。

精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。

板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。

目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：
（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

（2）操作弹性较小(约2～3)。

（3）小孔筛板容易堵塞。

第二章设计方案的确定
本设计任务为乙醇—水混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.1操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。

例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。

下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

2.1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。

确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。

例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。

对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。

当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。

但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。

有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。

2.1.2 进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。

在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。

此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

2.1.3加热方式
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

有时也可采用直接
蒸汽加热。

若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。

这样，可节省一些操作费用和设备费用。

然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。

但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。

对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。

2.1.4冷却剂与出口温度
冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。

如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。

如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。

水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。

冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。

冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。

2.2确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。

为此，必须具体考虑如下几点：
2.2.1满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。

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范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。

因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。

计算传热面积和选取操作指标时，也
应考虑到生产上的可能波动。

再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)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，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

2.2.2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。

如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。

又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。

同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

2.2.3保证安全生产
例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。

又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。

但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

第三章塔的工艺尺寸得计算
3.1精馏塔的物料衡算
3.1.1摩尔分率
乙醇的摩尔质量 46/A M kg kmol = 水的摩尔质量 18/B M kg kmol = 原料液40/46
0.206940/4660/18
F x ==+
塔顶98/46
0.950498/462/18
D x =
=+
塔底产品0.2/46
0.000780.2/4699.8/18
W x =
=+
3.1.2平均摩尔质量
原料液0.206946(10.2069)1823.79/F M kg kmol =⨯+-⨯= 塔顶0.950446(10.9504)1844.61/D M kg kmol =⨯+-⨯= 塔底产品kmol kg M W /02.1818)00078.01(4600078.0=⨯-+⨯=
3.1.3 物料衡算
进料流量500001000
265.37/23.7933024
F kmol h ⨯=
=⨯⨯
馏出液流量0.20690.00078
265.3757.60/0.95040.00078
F W D W x x D F kmol h x x --=∙
=⨯=--
釜液流量265.3757.60207.77/W F D kmol h =-=-=
3.1.4 回收率
乙醇的回收率
57.600.9504
100%100%99.70%265.370.2069
D A F Dx Fx η⨯=
=⨯=⨯ 水的回收率
(1)207.77(10.00078)100%100%98.64%(1)265.37(10.2069)
W B F W x F x η-⨯-=
⨯=⨯=-⨯-
3.2塔板数的确定
3.2.1理论板层数N 的求取
3.2.1.1 乙醇与水的平均相对挥发度的计算 已知乙醇的沸点为78.3℃，水的沸点为100℃。

当温度为78.3℃时，lg A P °48
.2313.7805
.165233827.7+-
= ⇒ A P °=KPa 23.101
lg B P °02
.2273.7846
.165707406.7+-= ⇒ B P °KPa 20.44=
29.21== B
A
P P α
当温度为100℃时，lg A P °48
.23110005
.165233827.7+-
= ⇒ A P °KPa 16.226=
lg B P °02
.22710046
.165707406.7+-=⇒ B P °KPa 32.101=
32.22== B
A
P P α
平均挥发度 30.232.229.221=⨯=∙=ααα 3.2.1.2 最小回流比及操作回流比计算 因 1=q ，故 0.2069P F x x == 将P x 代入相平衡方程 2.300.2069
0.3751(1)1(2.301)0.2069
P P P x y x αα∙⨯=
==+-+-⨯
min 0.95040.375
3.420.3750.2069
D P P P x y R y x --=
==--
min 22 3.42 6.84R R ==⨯=
3.2.1.3 逐板法求塔板数
因0.2069F x = 0.9504D x = 00078.0=W x 1=q 6.84R = 3.2=α 则相平衡方程 y
y
y
y
x 3.13.2)1(-=
--=
αα )(a
精馏段操作线方程 0.8720.12111
D x R
y x x R R =+=+++ )(b 塔釜气相回流比R '
F
D W D F D W F x x x
x q x x x x R R ---+--+=')1()
1(0.20690.00078(6.841)0 2.170.95040.2069-=+⨯
+=- 提馏段操作线方程 1
1.460.00036W x R y x x R R '+=
-=-''
)(c 操作线交点横坐标 (1)(1)(6.841)0.20690
0.20696.841
F D f R x q x x R q ++-+⨯+=
==++
理论板数计算：先交替使用相平衡方程)(a 与精馏段操作线方程)(b 计算如下
110.95040.893D y x x ==−−−→=相平衡
220.9000.796y x =−−→=
330.8150.657y x =−−→= 440.6940.496y x =−−→= 550.5540.351y x =−−→=
660.4270.245y x =−−→= 770.3350.180y x =−−→=＜f x
第7板为加料板。

以下交替使用提馏段操作线方程)(c 与相平衡方程)(a 计算如下
70.180x =
880.2620.134y x =−−−→=相平衡
990.1950.0953y x =−−→=
10100.1390.0656y x =−−→= 11110.09540.0438y x =−−→= 12120.06360.0287y x =−−→= 13130.04150.0185y x =−−→= 14140.02670.0118y x =−−→= 15150.01690.00742y x =−−→= 16160.01050.00459y x =−−→= 17170.006340.00277y x =−−→= 18180.003680.00160y x =−−→= 19190.001980.00086y x =−−→= 20200.000900.00039y x =−−→=﹤Xw
总理论板数为20块，精馏段理论板数为6块，第7块为进料板。

3.2.2实际板层数的求取
取全塔效率52.0=T E ， 则有
125.1152.0/6≈==精N
14/0.5227N ==提
3.3 精馏塔有关物性数据的计算
3.3.1 操作压力计算
取塔顶表压为4Kpa 。

塔顶操作压力 101.34105.3D P KPa =+= 每层塔板压降 0.7P KPa ∆=
进料板压力 105.30.712113.7F P KPa =+⨯=
塔底操作压力 113.70.727132.6W P KPa =+⨯= 精馏段平均压力 (105.3113.7)/2109.5m P KPa =+=
提馏段平均压力 '(113.7132.6)/2123.15m P KPa =+=
3.3.2 操作温度计算
利用表5-1中数据由拉格朗日插值可求得F t 、D t 、W t 。

进料口F t ：
84.184.182.7
16.6123.3720.6916.61
F t --=-- , F t =83.26℃
塔顶D t ：78.1578.1578.41
89.4374.7295.0489.43D t --=--，D t =78.05℃
塔釜W t ：100
10095.50 1.900.0780
W t --=--，W t =99.82℃
精馏段平均温度 183.2678.05
80.6622F D t t t -++==
=℃ 提馏段平均温度 283.2699.82
91.5422
F W t t t -++==
=℃
表5-1乙醇—水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系
温度
/℃ 液相 气相 温度
/℃ 液相
气相
温度
/℃
液相
气相
100 0 0
82.7
23.37 54.45 79.3 57.32 68.41
95.5 1.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 89.0 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.7 9.66
43.75 80.7
39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64 84.1
16.61 50.89 79.7
51.98 65.99
3.3.3 平均摩尔质量计算
3.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量 精馏段平均温度1t -
=80.66℃ 液相组成1x ：
180.779.880.6679.839.6550.7950.79
x --=--，1x =40.15%
气相组成 1y ：
180.779.880.6679.8
61.2265.6465.64
y --=
--，1y =61.42% 所以 1460.401518(10.4015)29.24L M -
=⨯+⨯-= kg/kmol 1460.614218(10.6142)35.20V M -
=⨯+⨯-= kg/kmol 3.3.3.2 提馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度2t -
=91.54℃ 液相组成2x ：
295.589.091.5489.0
1.97.217.21x --=
--，2x =5.13% 气相组成2y ：
295.589.091.5489.0
17.0038.9138.91
y --=
--，2y =30.35% 所以 2460.051318(10.0513)19.44L M -
=⨯+⨯-= kg/kmol 2460.303518(10.3035)26.50V M -
=⨯+⨯-= kg/kmol
3.3.4 平均密度计算
求得在1t -与2t -
下乙醇与水的密度。

不同温度下乙醇和水的密度见表5-2。

表5-2不同温度下乙醇和水的密度
温度/℃ ρ乙
ρ水
温度/℃ ρ乙
ρ水
80 735 971 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90
724
965.3
精馏段平均温度1t -
=80.66℃
858080.6680
730735735
ρ--=
--乙，ρ乙=733.57 kg/3m
858080.6680968.6971.8971.8
ρ--=
--水, ρ水=971.38 kg/3m 同理 2t -
=91.54℃
959091.5490720724724
ρ--=
--乙， ρ乙=722.77 kg/3m
959091.5490961.85965.3965.3
ρ--=
--水， ρ水=964.24 kg/3m 在精馏段，液相密度1L ρ：
1
1
0.401546/[0.40154618(10.4015)]10.6316734.34971.38
L ρ⨯⨯+⨯--=
+
31806.88/L kg m ρ=
气相密度1V ρ：
1V ρ=
35.20273.15
22.4(273.1580.66)
⨯⨯+=1.21 kg/3m
在提馏段，液相密度2L ρ：
2
10.051346/[0.05134618(10.0513)]10.1214
722.77964.24
L ρ⨯⨯+⨯--=
+
32926.66/L kg m ρ=
气相密度2V ρ：
2V ρ=
26.50273.15
22.4(273.1591.54)
⨯⨯+=0.886 kg/3m
3.3.5 液体平均表面张力计算
不同温度下乙醇和水的表面张力见表5-3。

表5-3乙醇和水不同温度下的表面张力
温度/℃
70
80 90 100 乙醇表面张力/2
3
10/N m - 18 17.15 16.2 15.2 水表面张力/2
3
10/N m -
64.3
62.6
60.7
58.8
3.3.5.1 精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度1t -
=80.66℃ 水的摩尔流量318
22.31/806.88W
m W
m V cm mol ρ=
=
=
乙醇的摩尔流量346
38.02/1.21
o
o o
m V cm mol ρ=
=
= 乙醇表面张力：
908016.217.15
17.0879080.6616.2σσ--=⇒=--乙乙
水表面张力：
90809080.66
62.47560.762.660.7σσ--=⇒=--水水
222
()[(1)]()()
w w w o w o o O w w o O o O w w o O x V x V x V x V x V x V x V x V ϕϕ-==
++ =2
[(10.4015)22.31]0.401538.02(0.598522.310.401538.02)
-⨯⨯⨯⨯+⨯=0.408 因为D x =0.4015,所以w x =1-0.4015=0.5985
B=2
g()g 0.4080.389w o
l l ϕϕ==-
Q=2
2
3
3217.08738.02
0.441(
)[62.47522.31]80.66273.152
⨯⨯⨯-⨯+=-0.993 A=B+Q=-0.389-0.993=-1.382
联立方程组A=2
g()sw so
l ϕϕ，sw ϕ+so ϕ=1
代入求得：sw ϕ=0.184，so ϕ=0.816
111444
0.18462.4750.81617.08722.43m m σσ=⨯+⨯⇒=
3.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度2t -
=91.54℃
'318
19.42/926.66
w
m w
m V cm mol ρ=
=
=
'346
51.92/0.886
o
o o
m V cm mol ρ=
=
= 乙醇表面张力：
''
1009010091.548
16.04615.216.215.2σσ--=⇒=--乙乙
水表面张力：
'
'
1009010091.5460.40758.860.758.8σσ--=⇒=--水水
222
()[(1)]()()
w w w o w o o O w w o O o O w w o O x V x V x V x V x V x V x V x V ϕϕ-==
++
=2
[(10.0513)19.42] 6.040.051351.92(0.948719.420.051351.92)
-⨯=⨯⨯⨯+⨯ 因为'D x =0.0513,所以'w x =1-0.0513=0.9487
'
B =2
'g()g 6.040781w o
l l ϕϕ==
'
Q =2
2
3
3216.04651.92
0.441(
)[60.40719.42]91.54273.152
⨯⨯⨯-⨯+ =-0.785
'''A B Q 0.7810.7850.004=+=-=-
联立方程组'
A ='2
'g()sw so
l ϕϕ，'sw ϕ+'so ϕ=1
代入求得：'sw ϕ=0.616，'so ϕ=0.384
111444
0.61660.4070.38416.04638.19m
m σ
σ=⨯+⨯⇒=，，
3.3.6 液体平均黏度计算
精馏段平均温度1t -
=80.66℃ 查液体黏度共线图得：
0.345mPa s μ=⋅水 0.456mPa s μ=⋅乙
提馏段平均温度2t -
=91.54℃ 查液体黏度共线图得：
'0.293mPa s μ=⋅水 '0.356mPa s μ=⋅乙
精馏段黏度：111x x μμμ=--1乙水（）
0.3896mPa s ⨯⨯=⋅=0.4560.4015+0.345(1-0.4015)
提馏段黏度：221x x μμμ''=--2乙水（）
0.2962mPa s ⨯⨯=⋅=0.3560.0513+0.293(1-0.0513)
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计
3.4.1 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
3v (1)57.6035.20
3.65/36003600 1.21
S v VM R V m s ρ+⨯⨯=
==⨯
31111 6.8457.6029.240.0040/360036003600806.88
L L S L L LM RD M L m s ρρ⨯⨯=
===⨯
同理，提馏段的气、液相体积流率为 33.75/S V m s '=
30.0038/S L m s '=
由
max u =式中 C 由式0.220()20
M
C C σ= 计算，其中的20C 由史密斯关联图查取，图的横坐
标为
11
12210.00403600806.88()()0.02833.653600 1.21
h L h v L V ρρ⨯==⨯ 同理，提馏段的为 1
222
()0.0328h L h V L V ρρ=
取板间距 0.45T H m =，板上液层高度0.05L h m = ，则
0.450.050.40T L H h m -=-=
同上，200.086C =
同理，提馏段的板间距取 0.4T H m '=，板上液层高度 0.05L h m '=。

200.062C '=
0.20.2
2022.43(
)0.086(
)0.088020
20
M
C C σ==⨯=
max 2.271/u m s ==
同理，提馏段的为 0.062C '=
max 2.282/u m s '=
取安全系数0.7，则空塔气速为
max 0.70.7 2.271 1.590/u u m s ==⨯=
1.710D m =
== 按标准塔径圆整后为D=1.8m
同理，提馏段为 1.597/u m s '= 1.73
0D m '= 按标准塔径圆整后为 1.8D m '= 塔截面积为2221.8 2.5434
4
T A D m π
π
=
=
⨯=
实际空塔气速为 3.65
1.435/
2.543
u m s =
= 同理，提馏段的为 22.543T A m '=
1.476/u m s '=
3.4.2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
(1)(121)0.45 4.95T Z N H m =-=-⨯=精精
提馏段有效高度为
(1)(271)0.359.1T Z N H m =-=-⨯=提提
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ， 故精馏塔的有效高度为
0.8 4.959.10.814.85m Z Z Z =++=++=精提
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算
3.5.1 溢流装置计算
因塔径 D=1.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下：
3.5.1.1 堰长
取0.660.66 1.8 1.19w l D m ==⨯=
同理，提馏段的为0.660.66 1.8 1.19w l D m ''==⨯= 3.5.1.2溢流堰高度 由w L ow h h h =+
选用平直堰，堰上液层高度：2
32.84()100h ow w
L h E l =，近似取E=1
则2
32.840.00436001()0.0151000 1.19
ow h m ⨯=
⨯⨯= 同理，提馏段的为0.014ow h m '= 取板上清液层高度60L h mm = 故0.060.0150.045w h m =-= 同理，提馏段的为0.046w h m '= 3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积 由
0.66w
l D
= 由弓形降液管的参数图查得
0.0722f T
A A =，
0.124d
W D
= 故20.0755 2.5430.184T A m =⨯=
0.1240.124 1.80.223d W D m ==⨯=
同理，提馏段的为 20.184f A m '=
0.223d W m '=
验算液体在降液管中停留时间为：
360036000.1840.45
20.750.0043600
f T
h
A H s s L θ⨯⨯=
=
=>⨯
同理，提馏段的为 19.45s s θ'=>
故降液管设计合理 3.5.1.4 降液管底隙高度
0'
3600h
w L h l u =
取'00.09/u m s = 则00.0043600
0.037/3600 1.190.09
h m s ⨯=
=⨯⨯
00.0450.0370.0180.006w h h m m -=-=>
同理，提馏段的为 00.035/h m s '=
00.0110.006w h h m m ''-=>
故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度'50w h m =。

3.5.2 塔板布置
3.5.2.1 塔板的分块
因800D mm ≥，故塔板采用分块式。

查塔板分块数表得，塔板分为5块。

3.5.2.2边缘区宽度确定 取'0.065S S W W m ==，0.035C W = 3.5.2.3 开孔区面积计算
开孔区面积：2
12(sin )180a r x A x r
π-⨯=⨯ 其中 1.8
()(0.2230.065)0.61222
d s D x W W m =
--=-+= 1.80.0350.86522
c D r W m =-=-=
同理，提馏段的为 0.612x m '= 0.865r m '=
故2
1
0.8650.612
2(0.612sin )180
0.865
a A π-⨯=⨯ 21.924m =
同理，提馏段的为 21.924a A m '= 3.5.2.4 筛孔计算及其排列
本利所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=碳钢板，
取筛孔直径05d mm =。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
033515t d mm ==⨯=
同理，取提馏段的为 033515t d mm '==⨯= 筛孔数目n 为
22
1.155 1.155 1.924
98770.015
a A n t ⨯=
== 同理，提馏段的为 9877n '= 开孔率为22
00.0050.907(
)0.907()10.1%0.015
d t φ==⨯= 同理，提馏段的为 10.1%φ'= 气体通过阀孔的气速为00 3.65
18.78/0.101 1.924
S S a V V u m s A A φ=
===⨯ 同理，提馏段的为 019.30/u m s '=
3.6 筛板的流体力学验算
3.6.1 塔板压降
3.6.1.1 干板阻力计算 干板阻力：201
01
h 0.051(
)()V c L u c ρρ= 由 0/5/3 1.67d δ==，查查干筛孔的流量系数图得，00.772C = 故 218.78 1.21
h 0.051(
)()0.04530.772806.88
c m ==液柱 同理，提馏段的为 h 0.0305c m '=液柱
3.6.1.2 气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力：1h L h β=
3.65
1.547/
2.5430.184
S a T f V u m s A A =
==--
11
22
1.70/()
F kg s m
==
同理，提馏段的为 1.590/
a
u m s
'=
11
22
1.50/()
F kg s m
'=
查充气系数关联图，得0.58
β=，提馏段的0.58
β'=
故
1
h()0.58(0.0480.012)0.0348
L w ow
h h h m
ββ
==+=⨯+=液柱
同理，提馏段的为
1
h0.0348m
'=
3.6.1.3 液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力：
3
10
4422.4310
0.0023
806.889.810.005
m
L
h m
gd
σ
σ
ρ
-
⨯⨯
===
⨯⨯
液柱
同理，提馏段的为0.0034
h m
σ
'=液柱
气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即
1
p c
h h h h
σ
=++
0.04530.03480.00230.0824
p
h m
=++=液柱
同理，提馏段的为0.0687
p
h m
'=
气体通过每层塔板的压降为
1
0.0824806.889.816520.7
P P L
h g Pa kPa
ρρ
∆==⨯⨯=<（设计允许值）
同理，提馏段的为6250.7
P
Pa kPa
ρ'
∆=<（设计允许值）
3.6.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3.6.3 液沫夹带
液沫夹带量：
6
3.2
5.710
()
a
v
m T f
u
e
H h
δ
-
⨯
=
-
2.5 2.50.060.15
f L
h h m
==⨯=
故6 3.23
5.710 1.547
()0.048/0.1/22.43100.450.15
v e kg kg kg kg --⨯=⨯=<⨯-液气液气 同理，提馏段的为 0.056/0.1/v e kg kg kg kg '=<液气液气 故在本设计中液沫夹带量v e 在允许范围内。

3.6.4 漏液
对筛板塔，漏液点气速：0,min 4.4u C =
4.4=⨯9.242/m s = 实际孔速00,min 18.78/u m s u => 同理，提馏段的为 0,min 10.99/u m s '=
00,min 19.30/u m s u '=>
稳定系数为00,min
18.78
2.03 1.59.242
u K u =
=
=> 同理，提馏段的为 1.76 1.5K => 故在本设计中无明显漏液。

3.6.5 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 ()d T w H H h ϕ≤+ 乙醇—水物系属于一般物系，取0.5ϕ=，则
()0.5(0.450.045)0.248T w H h ϕ+=+=
同理，提馏段的为 ()0.223T w H h ϕ'+=
而 d p L d H h h h =++
板上不设进口堰，d h 可由式5-30计算，即
2200.153(')0.153(0.09)0.001d h u m ===液柱 0.08240.03480.0010.1182d H m =++=液柱
()d T w H H h ϕ≤+
同理，提馏段的为 0.001d h m '=液柱
0.1045d H m '=液柱
()d T w H H h ϕ''≤+
故在本设计中不会发生液泛现象。

3.7 塔板负荷性能图
3.7.1 漏液线
由0,min 4.4u C =,min 0,min 0
s V u A =
L w ow h h h =+ 2
32.84()1000
h ow w
L h E l =
得,min
04.4s V C A =
4.40.07720.101 1.924=⨯⨯⨯
=同理，提馏段的为
,min s V '=在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表9-1。

表9-1漏液线计算结果
3/(/)a L m s
0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 3/(/)s V m s
1.68
1.72
1.77
1.81
由上表数据即可作出漏液线1。

3.7.2 液沫夹带线
以 0.1/v e kg kg =液气为限，求s s V L -关系如下： 由 6
3.25.710(
)a
v m
T f
u e H h σ-⨯=
⨯-
0.4242.5430.184
s s
a s T f V V u V A A =
==--
同理，提馏段的为 0.424a s u V '=
2.5 2.5()f L w ow h h h h ==⨯+
0.045w h =
22
3
336002.841()0.591000 1.19
s ow s L h L =⨯⨯=
同理，提馏段的为 0.045w h '= 23
0.59ow s h L '= 故 2233
2.5 2.5(0.0450.59)0.11 1.5f L s s h h L L ==⨯+=+
2
23
3
0.450.11 1.50.34 1.5T f s s H h L L -=--=-
同理，提馏段的为 23
0.115 1.5f s h L '=+
23
0.285 1.5T f s H h L '-=-
6
3.223
3
0.4245.710[
]0.122.43100.34 1.5s v s
V e L --⨯==⨯-
整理得 23
5.1922.89s s V L =-
同理，提馏段的为 23
5.1427.03s s V L '=-
在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于表9-2。

表9-2液沫夹带线计算结果
3/(/)s L m s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 3/(/)s L m s
5.027
4.890
4.714
4.566
由上表数据即可作出液沫夹带线2。

3.7.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度0.006ow h m =作为最小液体负荷标准。

由式5-7得
2
336002.84()0.0061000s ow w
L h E m l ==
取 E=1，则 332,min
0.0061000 1.19()0.00102/2.843600
s L m s ⨯==
同理，提馏段的为 3,min 0.000102/s L m s '=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

3.7.4 液相负荷上限线
以4s θ=作为液体在降液管中停留时间的下限：
4T
s
A H L θ+=
= 故3,min
0.1840.45
0.0207/44
T s A H L m s +⨯== 同理，提馏段的为 3,max 0.0184/s L m s '=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

3.7.5 液泛线
令 ()d T w H H h ϕ=+
由 d p L d H h h h =++；1p c h h h h σ=++；1L h h β=；L w ow h h h =+ 联立得 (1)(1)T w ow c d H h h h h h σϕϕββ+--=++++
忽略h σ，将ow h 与s L ，d h 与s L ，c h 与s V 的关系式代入上式，并整理得
2
'2''2'
3
s s s aV b c L d L =--
式中 '12001
0.051()()
V L a A c ρρ=
'(1)T w b H h ϕϕβ=+--
'200.153/()w c l h = 2
'
3
336002.8410(1)()w
d E l β-=⨯+
将有关的数据代入，得
'2
0.051 1.21
()0.0034(0.101 1.9240.772)806.88
a =
⨯=⨯⨯ '0.50.45(0.50.581)0.0450.176b =⨯+--=
'2
00.153
61.25(1.190.042)c h =
=⨯
2
'
3
336002.84101(10.58)()0.9391.19
d -=⨯⨯⨯+=
同理，提馏段的为 0.0022a ''= 0.150b ''= 88.20c ''= 0.939d ''= 故 222
3
0.00340.17661.250939s s s V L L =-- 或 222
3
51.7618014.71276.18s s s V L L =--
同理，提馏段的为 22
2
3
68.1840090.91426.82s s s V L L '=--
在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于表9-3。

表9-3s L 、s V 值
3/(/)s L m s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 3/(/)s V m s
7.056
6.935
6.771
6.623
由上式数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图9-1所示。

由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。

所设计筛板的主要结果汇总于表9-4
表9-4筛板塔设计计算结果
序号 项目 数值
1 平均温度/m t ℃ 80.66
2 平均压力/m a p kP 109.5
3 气相流量3/(/)s V m s 3.65
4 液相流量3/(/)s L m s 0.0040
5 塔的有效高度Z/m 14.85
6 实际塔板数 39
7 塔径/m 1.
8 8 板间距 0.45
9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓型 11 堰长/m 1.19 12 堰高/m 0.045 13 板上液层高度/m 0.06 14 堰上液层高度/m 0.015 15 降液管底隙高度/m 0.037 16 安定区宽度/m 0.065 17 边缘区宽度/m 0.035 18 开孔区面积3/m 1.924 19
筛孔直径/m
0.005。