乙醇和水的精馏塔设计

毕业论文（设计）
2012 届
题目：乙醇-水精馏塔工艺设计与塔顶冷凝器选型设计专业：煤炭深加工与利用
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前言
1.1精馏原理及其在化工生产上的应用
实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。

对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。

精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。

精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。

1.2精馏塔对塔设备的要求
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。

常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流
动。

二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于
达到所要求的真空度。

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会
使效率发生较大的变化。

五：结构简单，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.4常用板式塔类型及本设计的选型
常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。

而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。

近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。

实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。

浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。

所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。

乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。

所以有必要做好本次设计
1.4．本设计所选塔的特性
浮阀塔的优点是：
1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。

2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。

5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。

但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。

随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。

近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适
第二章流程的确定和说明
2.1设计思路
首先，乙醇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，然后，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乙醇的储罐，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，完成乙醇和水的分离。

2.1设计流程
乙醇—水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。

摘要
本设计是以乙醇――水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。

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乙醇－－水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。

通过逐板计算得出理论板数为16块，回流比为2.78,算出塔效率为0.518，实际板数为32块，进料位置为第11块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米，有效塔高13.6米，浮阀数（提馏段每块76）。

通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。

本次设计过程正常，操作合适。

关键词：乙醇，水，二元精馏，浮阀连续精馏精馏塔，提馏段
1塔的工艺计算
查阅文献，整理有关物性数据表1-1
1.1 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
根据公式 ： B
B
A A A A A M w
M w M w n +=
（1-1）
原料液中易挥发组分的摩尔分数：21.001
.186
.007.464.007.464.0=+
=
F x 馏出液中易挥发组分的摩尔分数：86.001
.1806
.007.4694.007.4694.0=+
=
D x 塔釜残液中易挥发组分的摩尔分数：002.001.18996
.007.46004.007.46004.0=+
=
w x 1.2 平均摩尔质量
根据公式可得： b a a a M x M x M )1(_
-+= （1-2） 原料液的平均摩尔质量： kmol kg M F /90.2301.18)21.01(07.4621.0=⨯-+⨯= 馏出液的平均摩尔质量： kmol kg M D /14.4201.18)86.01(07.4686.0=⨯-+⨯= 塔釜残液的平均摩尔量： kmol kg M W /07.1801.18)002.01(07.46002.0=⨯-+⨯= 1.3全塔物料衡算：
设计任务书中给出此精馏塔的年处理能力为20000吨，现对其进行单位转换：
h kg F /5.959
.232436510200003
=⨯⨯⨯=
采出率：
242.0002
.086.0002.021.0=--=--=W D W F x x x x F D 塔顶馏出液量为： h kmol F D /1.235.95242.0242.0=⨯== 塔釜残液量为： h kmol D F W /4.721.235.95=-=-=
1．4回流比的确定
1.4.1平均相对挥发度的计算
由相平衡方程 x
x
y )1(12-+=
α （1-3）
得： )
1()
1(--=
y x x y α （1-4） 表1-2由常压下乙醇-水的平衡数据
由道尔顿分压定律 y i P P = B B A
A B A i x P x P V V =
=α （1-5） 得 )
1()
1(A A A A B A B A i x x y y x x y y --==
α （1-6） 将上表数据代入得：
则 04.3...1010321==ααααα 则平衡线方程 x
x
x x x x y 04.2104.3)104.3(104.3)1(12+=-+=--=
α
1.4.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定
21.0=F x 86.0=D x 002.0=W x
因为 1=q 所以 21.0==F q x x 相平衡方程： 447.0)1(1=-+=
x
x
y αα
泡点进料 ： q y y = 最小回流比 ： 74.121
.0447.0447
.086.0min =--=
--=
q
q q D x y y x R
任务要求操作回流比是最小回流比的1.6倍 78.274.16.16.1min =⨯==R R 1.4.3精馏段和提馏段操作线方程的确定
精馏段： h kmol RD L /22.641.2378.2=⨯==
h kmol D R V /32.871.23)178.2()1(=⨯+=+= 1
11+++=
+R x x R R
y x n n （1-7） 精馏段操作线方程： 228.1735.01+=+n n x y 提馏段： h kmol ql l L /72.1595.95122.64=⨯+=+= h kmol F F q V V /32.87)11(32.87)1(=-+=-+= w m m x V
W
x V L y -+1
（1-7） 提馏段操作线方程：0017.0829.11-=+m m x y
通过精馏段操作线方程和提馏段操作线方程用图解法所得
理论塔板数为16块，其中第12块为进料板，精馏段的理论塔板数为12块。

提馏段的理论塔板数为4块。

得图如下：
图1-1 理论塔板数图解
1.5 精馏塔的塔顶、进料板、塔釜温度、全塔效率的确定
1.5.1全塔的相对平均挥发度的计算
常压下乙醇和水的气液平衡数据
表1—3 乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃乙醇摩尔数/%沸点t/℃乙醇摩尔数/%
气相液相气相液相
99.90.0040.0538227.356.44
99.80.040.5181.333.2458.78
99.70.050.7780.642.0962.22
99.50.12 1.5780.148.9264.70
99.20.23 2.9079.8552.6866.28
99.00.31 3.72579.561.0270.29
98.750.39 4.5179.265.6472.71
97.650.798.7678.9568.9274.69
95.8 1.6116.3478.7572.3676.93
91.3 4.1629.9278.675.9979.26
87.97.4139.1678.479.8281.83
85.212.6447.4978.2783.8784.91
83.7517.4151.6778.285.9786.40
82.325.7555.7478.1589.4189.41根据乙醇-水体系的相平衡数据可得：
乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18
86.01==D x y 67.01=x C t d ︒=16.78 (塔顶第一块板) 495.013=y 140.013=x C t f ︒=61.83 (加料版) 103.016=y 01.016=x C t W ︒=3.99 (塔底)
由相平衡方程式（1-3）和（1-4）得
由此式可求得 02.31=α 02.613=α 37.1116=α 精馏段的相对平均挥发度： 26.4131==ααα 提馏段的相对平均挥发度： 27.81613==ααα 精馏段的平均温度： C t t t f
d m ︒=+=
9.802
提馏段的平均温度： C t t t f
w m ︒=+=
5.912
,
,
表1-4 乙醇和水的粘度
在C ︒90.80时，根据上图可知对应的375.0=x ，由《化工原理课本附录十二（液体粘度共线图）》查得s p u a .m 42.0=乙醇()8.13,5.10==y x
在C ︒5.91时，根据上图可知对应的041.0,=x ，由《化工原理课本附录十二（液体粘度共线图）》查得s u .m p 365.0a =乙醇(8.13,5.10==y x ) 因为： 粘度li i L u x ∑=ϑ
所以：精馏段的平均粘度：.s 363.0329.0)375.01(42.0375.0a L mp u =⨯-+⨯= 提馏段的平均粘度：s .311.0308.0)041.01(365.0041.0,
a L mp u =⨯-+⨯=
用奥康奈尔法计算全塔效率 1.1)(49.0245.0⨯⨯=-L T u E α
得： 精馏段的全塔效率：%4.481.1)363.026.4(49.0245.0=⨯⨯⨯=-T E 提馏段的全塔效率：%8.421.1)311.027.8(49.0245.0=⨯⨯⨯=-T E
3实际塔板数的计算
根据公式： T
T
P E N N = （1-8） 得：
精馏段的塔板数: 79.24%4.4812
==P N 取整25块，考虑安全系数加一块为26块
提馏段的塔板数： 35.9%
8.424
==P N 取十块，考虑安全系数加一块为11块。

故进料板为27块，实际塔板数37块。

1.6精馏塔主体尺寸的确定
1.6.1精馏段的气液体积流量 精馏段的已知数据
液相平均摩尔质量：kmol kg M M M D F /02.332/)14.4290.23(2/)(=+=+=
液相平均温度：C t t t D F m ︒=+=+=89.802/)16.7861.83(2/)(
在平均温度为C ︒89.80时
表1-5 乙醇和水的密度
用内插法求得：
3/179.971m kg =水ρ 3/110.735m kg =乙醇ρ
液相平均密度为：
水
乙醇
ρρρlm
x lm
x lm
,,-11
+
=
（1-9）
其中，平均质量分数67.02/)94.04.0(,=+=lm x 则：
00125.0179
.97167
.01110.73567.01=-+=
lm
ρ
所以 3/800m kg lm =ρ
精馏段的液相负荷 h kmol RD L /22.641.2378.2=⨯== h m LM
L lm
n /65.2800
02
.3322.643=⨯=
=ρ
由 RT M m nRT PV == PRT RT V
m
PM == 所以： RT
PM
=
ρ （1-10） 精馏段塔顶压强 a D KP P 3.1053.1014=+= 若取单板压降为a KP 7.0， 则：
进料板压强： a D F KP P P 5.123267.0=⨯+= 气相平均压强： a F D m KP P P P 4.1142
5
.1233.1052=+=+=
气相平均摩尔质量：kmol kg M Vm /94.372
95
.4492.30+=
气相平均密度： 3/593.1)
27389.80(314.894
.375.123m kg RT M P Vm F Vm +⨯⨯==
ρ
气相负荷： h kmol D R V /32.871.23)178.2()1(=⨯+=+= s m VM V vm
Vm
n /7.2079597
.194
.3732.873=⨯=
=
ρ
精馏段的负荷列于下表：
1.6.2提馏段的气液体积流量 整理提馏段的已知数据列于下表:
采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的气液相负荷，列于下表：
1.7塔径的计算
由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。

由以上的计算结果可以得到：
塔的平均蒸汽流量：s m V V V sT
sj S /7025.02
578
.0827.02
3=+=
+=
塔的平均液相流量：
s m L L L ST
Sj S /00106.02
000736
.0001275.02
3=+=
+=
塔的气相平均密度: 3/25.8622
5
.9248002
m kg Vi
Vj V =+=
+=
ρρρ 由塔径公式 u
V D s
π4=
（1-11） 可知：由于示意的空塔气速ax um u )8.06.0(-=，因此，需先计算出最大允许气速ax um 。

即 v
c
um v
L ax ρρρ-= （1-12） 取塔板间距m H T 4.0=，板上液高度m mm H L 06.060== 那么分离空间高度：m H H L T 34.006.04.0=-=- 气液动能参数：
0205.056
.425
.8627025.000106.0=⨯V L S S V L ρρ
从《化工原理》133P 的史密斯关联图查得：
图1-2 史密斯关联图
表面张力：069.020=C ,因为2
.020)20
6(
C C =,需先求平均表面张力 表1-6 乙醇和水的表面张力
温度（℃）
20 30 40
50
60
70
80
90
100
110
水的表面张力（mN ） 72.7 71.0
69.3
67.7
66.0
64.3
62.7
60.0
58.4
56.8
乙醇的表面张力（mN ）
22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18.0 17.1 16.2 15.2 14.4
根据上图使用内插法得：
塔顶：m N /m 3.17=乙醇σ m N /m 99.62=水σ
塔顶平均表面张力：m mN mD /7.2399.62)86.01(3.1786.0=⨯-+⨯=σ 进料板 m /m 78.16N =乙醇σ m N /m 76.61=水σ
进料板的平均表面张力：m mN mF /31.5276.61)21.01(78.1621.0=⨯-+⨯=σ 塔底 m N /m 27.15=乙醇σ m /m 52.58N =水σ
塔底的平均表面张力： m /43.5852.58)002.01(27.15002.0m mN w =⨯-+⨯=σ
精馏段液体平均表面张力：m mN m /71.372
31
.527.231=+=
σ
提馏段液体平均表面张力：m mN m /37.552
43
.5831.522=+=σ
全塔液相平均表面张力：m mN m /0448.081.44343
.5831.527.23==++=σ
0811.0)0448
.0020.0(069
.0)6020.0(2.02.020===
C C
s m C
u V V L /098.2286
.1286
.125.8620811.0max =-⨯=-=ρρρ 取空塔速率为最大允许速率的0.7倍，则空塔速率为：s m u /469.1098.27.0=⨯= 则塔径为： m u
V D g
867.0469
.114.37025
.044=⨯⨯=
=
π
根据标准塔径圆整为： mm m D 10001== 此时，精馏塔的上升蒸汽速度为：s m D V U sj j /754.11
14.3377
.1442
2=⨯⨯=
π 提馏段的上升蒸汽速度为：s m D V U sT i /752.1114.3375
.1442
2=⨯⨯==
π 安全系数：
793.0098
.2754
.1max
==
U U j 792.0098.2752.1max ==
U U T m ax U U T
和max
U U j 均在0.6-0.8之间，符合要求。

1.8塔高的计算
1.8.1 塔的高度可以由下式计算: W F T T P H H SH H S N H Z +++--+=)2(
一直实际塔板数N=37块，板间距m H T 4.0=，由于料液较轻的话，无需经常清洗，可取每隔8块
板设一个人孔，则人孔数目S 为： 个463.318
37
≈=-=
S 取人孔两板之间的间距m H T 6.0=，则塔顶空间m H P 2.1=，塔底空间m H W 5.2=，进料板空间高度： m H F 8.0=，
那么全塔高度： m Z 7.195.28.06.044.0)4237(2.1==+⨯+⨯--+= 1.8.2塔板结构尺寸的确定
由于塔径大于800mm ，所以采用单溢流型分。

取无效边缘区宽度mm W C 40=,泡沫区宽度mm W S 70= 查得堰长： mm Lw 650= 弓形溢流管宽度: mm W D 120= 弓形降液管面积: 20534.0m A f = 降液管面积与塔截面积之比：
%8.6=T
f A A
堰长与塔径之比
650.01000
650
==D L W 降液管的体积与液相流量之比τ，即液体在降液管中停留时间一般应大于5S,液体在精馏段降液管内的停留时间：
S L A ST
H f T 502.29000736
.04
.00534.0>=⨯=
=
⋅τ符合要求
液体在提馏段降液管内的停留时间：
s L H A ST
T f 575.16001275
.04
.00534.0>=⨯=
=
⋅τ符合要求
1.8.3弓形降液管
采用平直堰，堰高OW L W h h h -=
L h —板上液层深度一般不宜超过60—70mm OW h —堰上液流高度
堰上液流高度可根据如下公式计算：
32
)(00284.0W
OW
L Ls
E h =
E —液体的收缩系数 S L —液相的体积流量 W L —堰长 精馏段：E E h OW 0157.0)65
.065.2(00284.03
2
==
由
65.0=D L w 78.765.065
.2)(5
.25.2==W
S L L 查手册知76.0=E 则 m h OW 0119.076.00157.0=⨯= m L W 05881.00119.0065.0=-= 降液管底部离塔板距离O h ,考虑液封取O h 比W h 小mm 15 即 04381.0015.00581.0=-=O h 同理
提馏段: E E h ow 0412.0)65
.059.4(00248.03
2
==
由
65.0=D
LW
78.1365.059.4)(5.25.2==w s L L 查手册 E=1.038
m h ow 043.0038.10412.0=⨯= m h w 017.0043.006.0=-=
m h o 002.0015.0017.0=-= 1.8.4开孔面积的计算 已知 m W d 12.0=
近取无效边缘区宽度m W c 04.0= 泡沫区宽度m W S 07.0= 阀孔总面积可由下式得：
⎥⎦⎤⎢⎣⎡
+-=︒
)arcsin(1802222r x r x r x A a π （1-13） m W W D x d s 31.0)102.007.0(21
)(2=+-=+-=
46.004.05.02=-=-=C W D
r
所以 2
222523.0)46.031.0arcsin(46.018014.331.046.031.02m A a =⎥⎦⎤⎢⎣
⎡⨯⨯+-⨯=︒ （1）筛板的筛孔和开孔率
因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用mm 3=δ的碳钢板，取筛孔直径mm d o 5= 筛孔按正三角排列：
图1-3 筛孔的排列方式
孔中心距mm d t o 15533=⨯== 筛孔数目：26927.2691152532
.011580001158000≈=⨯==
t
A n a 个
开孔率： %07.10)5
15(907.0)(907.041222
2
===⨯=d t t
d n o
πϕ (在5-15%范围内)
气体通过筛孔的气速为： a
S
o A V u ϕ= （1-14） 则精馏段： s m u oJ /97.10523
.01007.0578
.0=⨯=
提馏段： s m u ot /44.15523.01007.0827
.0=⨯=
1.9塔体的流体力学验算 1.9.1气体通过塔板的压力降p h
气体通过塔板的压力降（单板压降） σh h h h l c p ++= （1-15）
p h --气体通过每层塔板压降相当的液柱高度
c h --气体通过筛板的干板压降 l h --气体通过板上液层的阻力 σh --克服液体表面张力的阻力
（1）干板阻力c h
干板压降c h ，由此公式计算：L
V
o o c C u h ρρ2)(
051.0= （1-16） 根据
67.13
5
2
==
δ
d 查干筛孔的流量系数图
图1-4 孔流系数
得 78.0=o C
精馏段：m h c 059.080068
.4)78.097.10(051.02=⨯⨯=液柱
提馏段：m h c 096.05.92443.4)78.044.15(051.02,
=⨯⨯=液柱
（2）板上充气液层阻力l h
板上液层阻力l h 用此的公式计算：)(ow w L l h H h h +==ββ （1-17）
L h --板上清液层高度
β--反应板上液层充气程度的因数（充气因数）
降液管横截面积3
0534.0m A f =，塔横截面积22
2
785.04
114.34m D A T =⨯==π 精馏段：s m A A V U f T S /79.00543
.0785.0587
.02=-=-=
动能因子： 71.168.479.0=⨯==V ua F a ρ 查充气系数β与a F 的关联图可得59.0=β 则m h h L l 035.006.059.0=⨯==β 提馏段：132.10543
.0785.0827.0,
,
=-=-=f T S a
A A V U 动能因子：38.243.4132.1,=⨯==V a F a ρμ 查充气系数β与a F 的关联图 可得 56.0=β
则 0336.006.056.0,
=⨯==l l h h β （3）由表面张力引起的阻力σh 液体表面张力的阻力计算公式 ：o
Lgd h ρδ
σ4=
（1-18） 精馏段：m h 00419.0005
.081.98001008.4143
=⨯⨯⨯⨯=
-σ
提馏段：m h 00501.0005
.081.95.9241080.5643,
=⨯⨯⨯⨯=-σ
综上，故精馏段 m h p 0982.000419.0035.0059.0=++=液柱 压降 a kp gh P 77.00982.081.9800=⨯⨯==∆ρ 提馏段 m h p 134.000501.00336.0096.0=++=液柱 压降 a kp gh p 215.1134.081.95.924,=⨯⨯==∆ρ 1.9.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

1.9.3液沫夹带
板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，叫做液沫夹带。

为保证板式塔能维持正常的操作效果，通常塔板上液沫夹带量气液kg kg e V /1.0<，可按下式计算：
2.3,
6
)(107.5e f
T V h H u -⨯=
-σ
（1-19） 精馏段：气液kg kg e V /006.0)06.05.24.079
.0(1071.37107.52.33
6=⨯-⨯⨯⨯=-- 提馏段：气液kg kg e V /0129.0)06.05.24.0132.1(10
37.55107.52.33
6=⨯-⨯⨯⨯=-- 故在本设计中液沫夹带量V e 在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。

1.9.4漏液
漏液验算，根据公式：g
L
h h C L o
ow ρρμσ)13.00056.0(4.4-+= （1-20）
稳定系数： 0.25.1->=
ow
o
K μμ o μ--筛孔气速
ow μ--漏液点气速 精馏段：s m ow /16.468
.4800
00419.006.013.00056.078.04.4=⨯-⨯+⨯
⨯=μ
实际孔速：s m o /97.10=μ 稳定系数为5.164,216
.497
.10>==
K
提馏段：54.443
.45
.92400501.006.013.00056.078.04.4,
=⨯-⨯⨯⨯⨯=ow μ
实际孔速：s m o /44.15,=μ 稳定系数：5.14.354
.444
.15>==
K 故在本设计中无明显漏液。

1.9.5液泛
为阻止塔内发生液泛，降液管内液层高d H 应服从的关系：
)(w T d h H H +≤ϕ （乙醇-水不易分离的体系）
精馏段： m h H w T 247.0)0119.040.0(6.0)(=+=+ϕ 又因为 d L p d h h h H ++= 板上不设进口堰：
液柱m h o d 00068.0667.0153.0)(153.022,
=⨯==μ
液柱m H 0782.00175.006.000068.0d =++=
247.0)(d ≤+=w T h H H ϕ
提馏段： m h H w T 242.0)0039.04.0(6.0)(=+⨯=+ϕ
0113.0)272.0(153.0)(153.022,0=⨯==μd h 液柱m H d 0769.00056.006.00113.0=++= 242.0)(≤+=w T d h H H ϕ
故在本设计中不会发生液泛现象。

1.10.塔板负荷性能图 1.10.1精馏段塔板负荷性能图
（1）漏液线
s m U o /97.10min =
s
m s m nu d V o o S /38.2086/5796.097.102692005.0785.04
min 332min 1==⨯⨯⨯==
π
据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线 （2）液沫夹带线
以2.36)1(6107.5f
h T ua
ev -+⋅⨯=-
7316
.00534.0785.0S
S f T s a V V A A v u =
-=-=
32
)(00284.0,017.0),(5.25.2lw
V
E h m h h h h h L ow
w ow w L f ==+==
32
3
2
912.0)65
.03600(038.10028.0L L h s ow
=⨯⨯=
则3
23
228.20425.0)912.0017.0(59.2L L h f +===
3
23
228.23575.028.20425.04.0s s f T L L H H -=--=-
1.028.23575.01081.44107.53
2
32
36=⎥
⎥⎦⎤
⎢⎢⎣
⎡-⨯⨯=--s S V L V e 解得 =S V 32067.00105.0s
L - 计算所得：
（3）液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上清液层高度m h ow 006.0=作最小液体负荷标准，由
E L L E h w
s ow
86.0)3600(00284.03
2
== 038.1=E
则：
s m L S /000522.03600
65
.0)038.100284.0006.0(332
min
=⨯= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3 （4）液相负荷上限线
以s 5=θ 作为液体在降液管管中停留时间的下限
5==
s
T f L H A θ s m H A L T
f s /00427.05
4
.00534.05
m in 3,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4 （5）液泛线
令σϕh h h h h h h H h H H L c P d L p d w T d ++=++=+=,),(
ow w L L h h h h h +=⨯=,1β
联立的： h h h h h H d C ow w T ++++=--+)1()1(ββϕϕσ （1-21） 整理得： 3
22
2
''''s s s L d aL c b V a --=
=⨯⨯⨯⨯==
)25.86265
.4()78.02692005.04
(051.0)()(051.0'222
πL
o o p pv C A a 0.162 =⨯--+⨯=--=017.0)155.06.0(4.06.0)1('w T h H b βϕϕ0.224
5.328)0332.065.0(153
.0)(153.0'2
2=⨯==
o w ah l c
=⨯+⨯⨯⨯=+⨯=--3
2
332
3
)65
.03600()55.01(038.11084.2)3600)(1(1084.2'w l E d β 1.434
3
2
2234.145.328224.0162.0s s s L L V --=
162
.0434.15.328244.0667
.02S S S L L V ⨯-⨯-=
(1-14)
列表计算如下
由此表数据即可做出液泛线5
根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能曲线:
图1-5 精馏塔负荷曲线图
1.11提馏段塔板的负荷性能图 1.11.1漏液线
s m U O /44.15min ,=
=⨯⨯⨯==
44.152692005.0785.0min 4
22
min ,o o S nu d V π
0.816
据此可得出与流体流量无关的水平漏液线。

1.11.2液沫夹带线
以气液kg kg V /1.0=θ为限，求S S l V -如下：
2.36
)(
107.5f
T a
V h H e -⨯=
-μσ
（1-22）
7316
.00534.0785.0S
S f T S a V V A A V =
-=-=
μ )h (5.25.2ow +==w L F h h h ， m h w 009.0=，32
32
912.0)65
.03600(038.1100084
.2L L h s ow
=⨯⨯= 则3
232
286.20225.0)912.0009.0(5.2L L h f +=+=
3
232286.23975.0286.20225.04.0L L h H f T -=--=-
1.0)286.23975.0(
1081.44107.53
23
6
=-⨯⨯⨯=--L
V e S
v
解得：=S V 1.358-13.7
2
S L
可作出液沫夹带线2。

1.11.3液相负荷下限
006.0)3600(00284.03
2
==w
S ow
L L E h
=⨯⨯=3600
65
.0)064.100284.0006.0(min ,23
s L 0.000285
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 1.11.4液相负荷上限线
5=⨯=
S
f
f L H A θ s m H A L T
f S /00427.05
4
.00534.05
3min ,=⨯=
⨯=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 1.11.5液泛线
=⨯⨯⨯⨯==
)5.92443
.4()78.02692005.04
(051.0)()(051.0222,πρρL
V O O C A a 0.144
204.00366.0)158.06.0(4.06.0)1(,=⨯--+⨯=--+=w T h H b βϕϕ
=⨯==
2
,)002.065.0(153
.0)(153.0o ow h l c
513.1)65
.03600()58.01(074.11084.2)3600)(1(1084.23
2
332
3
,
=⨯+⨯⨯⨯=+⨯=--w l E d β
可得方程： 3
2
2
2513.12.776204.0144.0S S S L l V --= （1-23）
144.0513.12.776204.0667
.02S
S S L L V --=
列表计算如下：
根据以上各线方程，可做出筛板塔提馏段的负荷性能图
图1-6 提馏段负荷性能曲线图
1.12各接管尺寸的确定即及选型 1.1
2.1进料管尺寸的计算及选型
料液质量流率： h kg F FM G L F /45.228290.235.95=⨯=⨯=
进料温度：C t f ︒=61.83,在此温度下3/5.732m kg =乙醇ρ，3/k 968m g =水ρ
则从
96821
.015.73221.011
2
1
-+=
-+
=
ρρρx
x
f
可得 3/78.906m kg f =ρ 则其体积流量： s m h m GF
V F
L F s /1099.6/52.278
.90645
.2282343,,-⨯===
=
ρ
取管内流速： s m F /0.2=μ 则进料管管径： mm m V D F
L
F F L 21021.02
14.31099.6444
,,==⨯⨯⨯=
=-πμ
可选择进料管5Φ
1.1
2.2釜液出口管尺寸的计算与选型
釜液质量流率： h kg WM G w l W /27.130807.184.72,=⨯==
出料温度：C t w ︒=3.99,在此温度下3/kg 717m =乙醇ρ，m /kg 962=水ρ 则
321/961962
002
.01717002.011m kg x
x w =-+=
-+=ρρρ 体积流率： s m h m G V W
L W
SW /1078.3/36.1961
27
.1308343,-⨯===
=
ρ 取釜液出塔的流速:s m w /5.0=μ
则釜液出口管管径：mm m D W 31031.05.014.31078.344
==⨯⨯⨯=-
可选择釜液出口管。

2冷凝器的选型
2.1每小时生产能力的计算
（1）根据设计任务，乙醇的年生产能力为2000年吨
（2）全年365天，除去机械维修等，实际连续工作日为328天。

（3）每昼24小时连续生产，则每小时生产能力为:
h h
kg
q kg 78.277243001020003=⨯⨯=
天吨
已知：10.01=⋅F X ,60.022==⋅⋅D F X X , x D, 2= 0.95，R = 2.78，t 1 = 30℃，t 2 = 78.16℃，
q D, 2
h kg h
d kg
/78.27724300102003=⨯⨯= 根据物料守衡，得
精馏塔Ⅱ q F, 2 x F, 2 = q D, 2 x D, 2
q F, 2 = q D, 2 + q W, 2
q L, 2 = R ×q D, 2
代入数据: q F, 2×60%＝277.78×95%
q F, 2 ＝277.78 kg/h +q W, 2 q L, 2 ＝2.78×277.78kg/h
得: q F, 2 ＝439.8 kg/h ＝0.44 t/h
q W, 2 ＝162.04 kg/h ＝0.162 t/h
q L, 2 ＝833.34 kg/h ＝0.833 t/h
精馏塔Ⅰ: q F, 1 x F, 1＝q D, 1 x D, 1
q D, 1＝q F, 2 q F, 1＝q D, 1
+ q W, 1
x
D, 1＝x F, 2 q L, 1＝R ×q D, 1
代入数据得: q F, 1
＝2638.8 kg/h ＝2.639 t/h q W, 1＝2199 kg/h ＝2.199 t/h
q L, 1＝2.78×439.8=1222.64 kg/h ＝1.223 t/h
（1）总进口谷物浆＝277.78 kg/h ×0.95×（0.1+0.1+0.8）/0.1＝2638.91 kg/h ＝2.64 t/h
水 ＝2638.91 kg/h ×0.80＝2111.13 kg/h 乙 醇＝2638.91 kg/h ×0.10＝263.89 kg/h 有机物＝2638.91 kg/h ×0.10＝263.89 kg/h
（2）精馏塔1中馏出液中乙醇流量不变，还是为263.89 kg/h ＝0.264 t/h ；
水的流量：263.89×0.40/0.60=175.93 kg/h ＝0.176 t/h
鉴残液中水的流量：2111.13－175.93= 1935.2kg/h ＝1.935 t/h ； 有机物的流量不变还为：263.89 kg/h ＝0.264 t/h （3）精馏塔2中进口组成也就是精馏塔1的馏出液组分组成。

馏出液，即为产品量：277.78 kg/h ＝0.278t/h ，其中
水流量为277.78 kg/h ×0.05=13.89 kg/h ＝0.0139 t/h
鉴残液只含有水，其流量为：175.93－13.89＝162.04 kg/h ＝0.162 t/h
2.2.能量衡算
原料液：Cp=0.96 C kg kcal ︒⋅/； Cp,c ＝4.174 C kg kcal ︒⋅/
表1-8乙醇和水的物理性质
2.2.1冷凝器1
(1)乙醇有相变传热
Q 1＝4×q n,D1×γ80℃
＝3600s/h
cal 4.1868kJ/k kg 375.0kcal/439.8kg/h 4⨯⨯⨯＝762.23kJ/s
(2)水的无相变传热
)(12,1,1t t C W Q c p c -=
6.087kg/s
30/174.4/23.762)(12,11,=︒⨯︒⋅=-=C
C kg kJ s
kJ t t C Q W c p h
2.2．2冷凝器2
(1)乙醇有相变传热。