化工原理课程设计乙醇和水

设计任务书
(一) 设计题目：
试设计一座乙醇-水连续精馏塔提纯乙醇。

进精馏塔的料液含乙醇25% （质量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于94% ；残液中乙醇含量不得高于0.1% ；要求年产量为17000吨/年。

(二) 操作条件
1) 塔顶压力4kPa（表压）
2) 进料热状态自选
3) 回流比自选
4) 塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）
5) 单板压降≤0.7kPa。

(三) 塔板类型
自选
(四) 工作日
每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

(五) 设计内容
1、设计说明书的内容
1) 精馏塔的物料衡算；
2) 塔板数的确定；
3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5) 塔板主要工艺尺寸的计算；
6) 塔板的流体力学验算；
7) 塔板负荷性能图；
8) 精馏塔接管尺寸计算；
9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2、设计图纸要求：
1) 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）；
2) 绘制精馏塔设计条件图（A2号图纸）。

目录
1. 设计方案简介 (1)
1.1设计方案的确定 (1)
1.2操作条件和基础数据 (1)
2.精馏塔的物料衡算 (1)
2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (1)
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (1)
2.3物料衡算 (2)
3.塔板数的确定 (2)
3.1理论板层数N T的求取 (2)
3.1.1 求最小回流比及操作回流比 (2)
3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 (3)
3.1.3 求操作线方程 (3)
3.1.4 图解法求理论板层数 (3)
3.2 塔板效率的求取 (4)
3.3 实际板层数的求取 (5)
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (5)
4.1操作压力计算 (5)
4.2 操作温度计算 (5)
4.3 平均摩尔质量的计算 (5)
4.4 平均密度的计算 (6)
4.4.1 气相平均密度计算 (6)
4.4.2 液相平均密度计算 (6)
4.5液体平均表面张力计算 (7)
4.6液体平均黏度计算 (7)
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8)
5.1塔径的计算 (8)
5.1.1精馏段塔径的计算 (8)
5.1.2提馏段塔径的计算 (9)
5.2精馏塔有效高度的计算 (9)
5.3精馏塔的高度计算 (10)
6.塔板主要工艺尺寸的计算 (10)
6.1溢流装置计算 (10)
6.1.1堰长lw (10)
6.1.2 溢流堰高度hw (11)
6.1.3 弓形降液管宽度W d和截面积A f (11)
6.1.4 降液管底隙高度h o (11)
6.2塔板布置 (12)
6.2.1塔板的分块 (12)
6.2.2边缘区宽度确定 (12)
6.2.3开孔区面积计算 (12)
6.2.4筛孔计算及其排列 (12)
7.筛板的流体力学验算 (13)
7.1塔板降 (13)
7.1.1干板阻力h c计算 (13)
7.1.2气体通过液层的阻力h l计算 (13)
7.1.3液体表面张力的阻力hσ计算 (13)
7.2液面落差 (13)
7.3液沫夹带 (14)
7.4漏液 (14)
7.5液泛 (14)
8.塔板负荷性能图 (15)
8.1漏液线 (15)
8.2液沫夹带线 (15)
8.3液相负荷下限线 (16)
8.4液相负荷上限线 (17)
8.5液泛线 (17)
9.主要接管尺寸计算 (19)
9.1蒸汽出口管的管径计算 (19)
9.2回流液管的管径计算 (19)
9.3进料液管的管径计算 (19)
9.4釜液排出管的管径计算 (19)
10.塔板主要结构参数表 (20)
11.设计过程的评述和有关问题的讨论 (21)
参考文献 (23)
1. 设计方案简介
1.1设计方案的确定
本设计任务为分离乙醇—水混合物提纯乙醇，采用连续精馏塔提纯流程。

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，回流比较大，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

1.2操作条件和基础数据
进料中乙醇含量（质量分数） w F = 0.25； 产品中乙醇含量（质量分数） w D = 0.94； 塔釜中乙醇含量（质量分数） w W = 0.001； 处理能力 G F = 17000吨/年； 塔顶操作压力 4 kPa ； 进料热状况 泡点进料； 单板压降 ≤0.7kPa ；
2.精馏塔的物料衡算
2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 M A =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmo l x F =
02.18/75.007.46/25.007
.46/25.0+=0.115
x D =
02
.18/06.007.46/94.007
.46/94.0+=0.860
x W =
02
.18/999.007.46/001.007
.46/001.0+=0.0004
2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F ==⨯-+⨯02.18)115.01(07.46115.021.25kg/kmol
M D ==⨯-+⨯02.18860.0107.46860.0）（42.14kg/kmol M W ==⨯-+⨯02.18)001.01(07.46001.018.05kg/kmol 2.3物料衡算
每年300天，每天工作24小时，其处理量为17000吨/年
故原料液的处理量为 F=
=⨯⨯25
.2124300/10170003）
（111.11kmol/h 总物料衡算 111.11= D + W
乙醇的物料衡算 111.11⨯0.115 = 0.860D + 0.0004W 联立解得 D = 14.81kmol/h W = 96.30kmol/h
3.塔板数的确定
3.1理论板层数N T 的求取 3.1.1 求最小回流比及操作回流比
乙醇-水是非理想物系，先根据乙醇-水平衡数据（见下表1），绘出平衡线，如下图所示。

表1乙醇—水系统t —x —y 数据
在上图对角线上，自点c （0.115,0.115）作垂线ec 即为q 线，该线与相平衡线的由a 点引出的切线的交点坐标为 y q =0.354 ， x q =0.115 故最小回流比为 R min =--=115.0354.0354.086.012.2
R =1.5R min =1.5⨯2.12=3.18 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 L 10.4781.1418.3=⨯==RD kmol/h V =91.6181.14)118.3()1(=⨯+=+D R kmol/h
L '21.15811.11110.47=+=+=F L kmol/h V '91.61==V kmol/h 3.1.3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 y 206.0761.0860.091
.6181.1491.6110.47+=⨯+=+=
x x x V D x V L D
提馏段操作线方程为
y '
001.0555.20004.091.6130.9691.6121.158''''''-=⨯-=-=x x x V W x V L W 3.1.4 图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，结果见上图，得理论塔板数N T =15块（不包括
再沸器），精馏段12块，提馏段3块（不包括再沸器）
3.2 塔板效率的求取
操作温度计算：
由乙醇—水的气液两相平衡图【1】可查得组成分别为⎪⎩⎪⎨⎧===0004.0115.0860.0W
F D x x x 的泡点温度： ⎪⎩
⎪⎨⎧===℃塔釜温度：℃进料板温度：℃塔顶温度：5.99t 5.85t 5.78t W F D
由乙醇—水的气液两相平衡图可查得：
塔顶和塔釜的气液两相组成为：⎪⎪⎩
⎪⎪⎨⎧⎩⎨⎧==⎩⎨⎧==002.00004.0860.0860.0A A A A y x y x 塔釜：塔顶：
查化工物性算图手册得：⎩⎨⎧==2.1502.1底
顶αα 则塔内相对挥发度：94.32.1502.1=⨯=⋅=底顶αααm
全塔液体平均粘度的计算：
液相平均粘度的计算，即 i i Lm x μμlg lg ∑=
塔顶液相平均粘度的计算
由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得：
s mPa A ⋅=45.0μ s mPa B ⋅=36.0μ
)36.0lg(140.0)45.0lg(860.0lg +=LDm μ
解出 s mPa LDm ⋅=44.0μ
塔底液相平均粘度的计算
042.0=A y 塔釜
由C 5.99︒=W t ，查手册【3】得：
s mP A ⋅=34.0μ s mPa B ⋅=29.0μ 【1】
)29.0lg(958.0)34.0lg(042.0lg +=LWm μ
解出 s mPa LWm ⋅=29.0μ
则全塔液相平均粘度为
s mP Lm ⋅=+=37.02)29.044.0(μ
故 s mP Lm m ⋅=⨯=46.137.094.3μα
查奥康内尔（o'connell ）关联图【1】得： %450=E
因为筛板塔全塔效率相对值为1.1【1】，故精馏塔的全塔效率为
%50%451.11.10=⨯=⨯=E E
3.3 实际板层数的求取
精馏段实际板层数 N 2450.0/12==精
提馏段实际板层数 N ==50.0/3提 6
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1操作压力计算
塔顶操作压力 3.10543.101=+=D P kpa
每层塔板压降 kPa P 7.0=∆
进料板压力 1.122247.03.105=⨯+=F P kpa
精馏段平均压力 7.1132/1.1223.105m =+=
）（P kpa 4.2 操作温度计算
从乙醇-水溶液的气液相平衡图【1】查得泡点温度（近似看作是操作温度）为： 塔顶温度 C 5.78︒=D t
进料板温度 ℃5.85=F t 精馏段平均温度为：℃822/)5.855.78(=+=m t
4.3 平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由860.01==y x D ，查平衡曲线（x-y 图），得
kmol
kg M kmol kg M x LDm VDm /81.4102.18)848.01(07.46848.0/14.4202.18)860.01(07.46860.0848
.01=⨯-+⨯==⨯-+⨯==
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板（x-y 图），得
415.0=F y
查平衡曲线（x-y 图），得
105.0=F x
kmol kg M VFm /08.3002.18)430.01(07.46415.0=⨯-+⨯=
kmol kg M LFm /25.2102.18)115.01(07.46105.0=⨯-+⨯=
精馏段平均摩尔质量
kmol kg M Vm /11.362)08.3014.42(=+=
kmol kg M Lm /53.312)25.2181.41(=+=
4.4 平均密度的计算
4.4.1 气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
55.1)
15.27382(314.811.367.113m =+⨯⨯==m Vm m V RT M P ρkg/3m 4.4.2 液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
i i Lm a ρρ∑=1
塔顶液相平均密度的计算
由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得
3/0.611m kg A =ρ 3/7.972m kg B =ρ
塔顶液相的质量分率
940.002
.18140.007.46860.007.46860.0=⨯+⨯⨯=A a 3/9.6247.972060.00.611940.01m kg LDm =+=
ρ 进料板液相平均密度的计算
由℃5.85=F t ，查手册【2】得
3/0.505m kg A =ρ 3/6.867m kg B =ρ
进料板液相的质量分率
230.002
.18895.007.46105.007.46105.0=⨯+⨯⨯=A a 3/2.7736.867770.00.230.01m kg LFm =+=
ρ 精馏段液相平均密度为
3/1.6992)2.7739.624(m kg Lm =+=ρ
4.5液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
∑=i i Lm x σσ
塔顶液相平均表面张力的计算
由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得
m mN A /3.17=σ m mN B /9.62=σ
m mN LDm /7.239.62140.03.17860.0=⨯+⨯=σ
进料板液相平均表面张力的计算
由℃5.85=F t ，查手册得
m mN A /9.15=σ m mN B /4.60=σ
m mN LDm /3.554.60885.09.15115.0=⨯+⨯=σ
精馏段液相平均表面张力为
m mN Lm /5.392)3.557.23(=+=σ
4.6液体平均黏度计算
液相平均粘度依下式计算，即
i i Lm x μμlg lg ∑=
塔顶液相平均粘度的计算
由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得：
s mPa A ⋅=45.0μ s mPa B ⋅=36.0μ
)36.0lg(140.0)45.0lg(860.0lg +=LDm μ
解出 s mPa LDm ⋅=44.0μ
进料板液相平均粘度的计算
由℃5.85=F t ，查手册【3】得：
s mP A ⋅=45.0μ s mPa B ⋅=36.0μ 【1】
)36.0lg(926.0)45.0lg(074.0lg +=LFm μ
解出 s mPa LWm ⋅=37.0μ
精馏段液相平均粘度为
s mPa Lm ⋅=+=41.02)37.044.0(μ
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1塔径的计算
5.1.1精馏段塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
40.055.1360011.3691.613600=⨯⨯==
Vm Vm s VM V ρm 3/s 0006.01
.699360053.3110.473600=⨯⨯==Lm Lm s LM L ρm 3/s 由 V
V L C u ρρρ-=max 式中C 由式2.02020⎪⎭
⎫ ⎝⎛=L C C σ计算，式中C 20由图（史密斯关系图）【4】查得，图的横坐标为
032.055.11.69940.00006.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V L s s V L ρρ
取板间距m H T 40.0=，板上液层高度m h L 06.0=，则
m h H L T 34.006.040.0=-=-
查图（史密斯关系图）【4】得 073.020=C
084.0205.39073.0202.02.020=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫ ⎝⎛=L C C σ
s m u /78.155
.155.11.699084.0max =-= 取安全系数为0.7，则空塔气速为
25.178.17.07.0max =⨯==u u m/s
64.025
.114.340.044=⨯⨯==u V D s πm 5.1.2提馏段塔径的计算
提馏段塔径计算，所需数据可从相关手册【1，2，4】查得，计算方法同精馏段。

计算结果为
52.0=D m
比较精馏段与提馏段计算结果，两段的塔径相差不大，圆整塔径，取
8.0=D m
塔截面积为
50.08.04
14.3422=⨯==D A T π
m 2 实际空塔气速为
8.050
.040.0===T s A V u m/s 5.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
2.94.0)124(1=⨯-=-=
T H N Z ）（精精m 提馏段有效高度为
24.0)16(1=⨯-=-=
T H N Z ）（提提m
故精馏塔的有效高度为
2.1122.9=+=+=提精Z Z Z m
5.3精馏塔的高度计算
实际塔板数 块；30=n
进料板数 块1=F n ；
由于该设计中板式塔的塔径mm D 800≥，为安装、检修的需要，选取每6层塔板设置一个人孔【4】，故人孔数
5=p n ；
进料板处板间距 m H F 5.0=；
设人孔处的板间距m H p 6.0=；
为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距【4】，故选取塔顶间距 m H H T D 68.040.07.17.1=⨯==；
塔底空间高度 m H B 2.1=【4】
封头高度 mm H 3751=；【5】
裙座高度 mm H 10002=。

故精馏塔的总高度为
2121H H H H H n H n H n n n H B D p P F F T P F ++++++---=
）（ 00.1375.0220.168.060.0550.0140.0)15130(+⨯+++⨯+⨯+⨯---= =16.33m
6.塔板主要工艺尺寸的计算
6.1溢流装置计算
因为塔径8.0=D m ，一般场合可选用单溢流弓形降液管【4】，采用凹形受液盘。

各项计算如下：
6.1.1堰长lw
取 53.08.066.066.0=⨯==D l W m
6.1.2 溢流堰高度hw
由 OW L W h h h -=
选用平直堰，堰上液层高度h OW 由下式计算，即
3
2100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W h OW l L E h 近似取E =1，则
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=23253.036000006.01100084.2100084.2W h OW l L E h 0.007m 取板上清液层高度 mm h L 60=
故 053.0007.006.0=-=-=OW L W h h h m
6.1.3 弓形降液管宽度W d 和截面积A f
由 66.0=D
l W 查图（弓形降液管的参数）【4】，得
072.0=T f
A A 12.0=D
W d 故 m D W m A A d T f 096.08.012.012.0036.050.0072.0072.02
=⨯===⨯== 依式h T
f L H A 3600=θ 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即
s L H A h T
f 52436000006.040.0036.036003600>=⨯⨯⨯=
=θ 故降液管设计合理。

6.1.4 降液管底隙高度h o
'=003600u l L h W h
取 s m u /08.00='
则 '=003600u l L h W h m 014.008
.053.0360036000006.0=⨯⨯⨯= m m h h W 006.0039.0014.0053.00>=-=-
故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度mm h W 50=' 【4】
6.2塔板布置
6.2.1塔板的分块
因为mm D 800=，故塔板采用分块式。

查表（塔板分块数）【4】，mm D 800=，则塔板分为3块。

6.2.2边缘区宽度确定
取 m W W s s 07.0='=，m W c 035.0=
6.2.3开孔区面积计算
开孔区面积a A 按下式计算，即
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 12
22sin 1802π 其中 m W W D x s d 23.0)07.0096.0(2
8.0)(2=+-=+-=
m W D r C 365.0035.02
8.02=-=-= 故 a A =⨯+-⨯=-）（365.023.0sin 180365.014.323.0365.023.0212220.31m 2 6.2.4筛孔计算及其排列
本次所处理的物系无腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm d 50=。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 mm d t 155330=⨯== 筛孔数目n 为 1592015
.031
.0155.1155.12
2=⨯==t A n a 个 开孔率为
%1.10015.0005.0907.0907.02
2
0=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯=⎪⎭
⎫ ⎝⎛=t d φ
气体通过阀孔的气速为 78.1231
.0101.040.00=⨯==
a s A V u m/s 7.筛板的流体力学验算
7.1塔板降
7.1.1干板阻力h c 计算 干板阻力h c 由下式计算，即
⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛=L V c c u h ρρ2
00051.0 由67.1350==d ，查图（干筛孔的流量系数）【4】得，772.00=c
故 031.01.69955.1772.078.12051.02
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=c h m 液柱
7.1.2气体通过液层的阻力h l 计算 气体通过液层的阻力h l 由下式计算，即
)
/(07.155.186.0/86.0036
.050.040
.02110m s kg u F s
m A A V u h h V a f T s a L
l ⋅====-=-=
=ρβ
查图（充气系数关联图）【4】得：61.0=β
故 037.0)007.0053.0(61.0)(=+=+==OW W L l h h h h ββm 液柱 7.1.3液体表面张力的阻力h σ计算
液体表面张力所产生的阻力h σ由下式计算，即
液柱m gd h L L 0046.0005.081.91.699105.39443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ
气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按下式计算，即
液柱
m h h h h h p l c p 073.00046.0037.0031.0=++=++=σ
气体通过每层塔板的压降为
kPa Pa g h P L p 7.06.50081.91.699073.0<=⨯⨯==∆ρ（设计允许值） 7.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（m m D 28.0<=）和液流量（s m L s /0006.03=）均不大，故可以忽略液面落差的影响。

7.3液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
m
h h h H u e L f f T a L
V 15.006.05.25.2107.52
.36
=⨯==⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯=
-σ 故 气液气液kg kg kg kg e V /1.0/008.015.040.086.0105.39107.52
.336<=⎪
⎭
⎫
⎝⎛-⨯⨯=--
故在本次设计中液沫夹带量e V 在允许范围内。

7.4漏液
对筛板塔，漏液点气速min ,0u 可由下式计算，即
s
m h h C u V
L L /77.655.1/1.699)0046.006.013.00056.0(772.04.4)13.00056.0(4.40min ,0=⨯-⨯+⨯=-+=ρρσ 实际孔速min ,00/78.12u s m u >= 稳定系数为
2
5.189.177.678
.12min
,00<<==
=
K u u K
故在本次设计中无明显漏液。

7.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H d 应服从下式的关系，即 )(W T d h H H +≤ϕ
乙醇—水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取6.0=ϕ【4】，则 m h H W T 27.0)053.040.0(6.0)(=+⨯=+ϕ 而 d L p d h h h H ++=
板上不设进口堰，h d 可由下式计算，即
液柱m u h d 001.0)08.0(153.0)(153.0220=⨯='
=
m
h H H m m H W T d d 27.0)(134.0134.0001.006.0073.0=+≤==++=ϕ液柱
故在本次设计中不会发生液泛现象。

8.塔板负荷性能图
8.1漏液线
由 V L L h h C u ρρσ)13.00056.0(4.40min ,0-+= 0
min ,min ,0A V u s =
OW W L h h h += 3
2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=W h OW
l L E h
得
55
.11.6990046.092.036001100084.2053.013.00056.031
.0101.0772.04.4100084.213.00056.04.43
2320min ,⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯⨯=⎪⎭
⎪
⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++=s V L W h W a
s L h l L E h A C V ρρσ
整理得 3
2min ,35.4156.311.0s
s L V +=
在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果列于表2。

表2
由上表数据即可作出漏液线1。

8.2液沫夹带线
以气液kg kg e V /1.0=为限，求V s —L s 关系如下： 由 2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=-f
T a
L V h H u e σ s s
f T s a V V A A V u 16.2036
.050.0=-=-=
)(5.25.2OW W L f h h h h +==
053.0=W h 3
23
271.092.036001100084.2s
s OW
L L h =⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=
故 3
278.113.0s
f L h +=
1
.078.127.086.0105.39107.578.127.02
.33236
3
2=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯⨯=-=---s s
V s
f T L V e L h H
整理得 3
298.1542.2s s L V -=
在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果列于表3。

表3
由上表数据即可作出液沫夹带线2。

8.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度m h OW 006.0=作为最小液体负荷标准。

则 006.03600100084.23
2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=W s OW l L E h
取1=E ，则
s m L s /00024.03600
53
.084.21000006.033
2min ,=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

8.4液相负荷上限线
以s 4=θ作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即
4==
s
T f L H A θ
故 s m H A L T f s /004.04
40
.0036.04
3max ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

8.5液泛线
令 )(W T d h H H +=ϕ
由 OW W L L l l c p d L p d h h h h h h h h h h h h H +==++=++=;;;βσ 联立得 σββϕϕh h h h h H d c OW W T ++++=--+)1()1(
忽略σh ，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 3
22
2
s s s L d L c b V a '-'-'='
式中 ()⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
'L V
c A a ρρ200051.0 W T h H b )1(--+='βϕϕ 20)(153.0h l c W ='
3
233600)1(1084.2⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛+⨯='-W l E d β
将有关的数据代入，得 ()19.01.69955.1772.031.0101.0051.02=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=
'a 19.0053.0)161.06.0(40.06.0=⨯--+⨯='b 97.2778)014.053.0(153
.02
=⨯=
'c
64.153.03600)61.01(11084.23
23
=⎪
⎭
⎫
⎝⎛+⨯⨯⨯='-d
故 3
22
2
64.197.277819.019.0s s s L L V --=
或 3
22
2
63.816.146261s s s L L V --=
在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果列于表4。

表4
由上表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，如下图所示。

在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。

由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制。

由图可查得 s m V s /86.03max ,= s m V s /47.03min ,= 故操作弹性为
83.147
.086
.0min ,max ,==s s V V 9.主要接管尺寸计算
9.1塔顶蒸汽管的管径计算
由于塔顶操作压力为4kpa ，故选取s m u v /00.15=[6]，则 m u V d v s v 18.000
.1514.340
.044=⨯⨯==
π 圆整直径为mm d v 8188⨯=φ 9.2回流液管的管径计算
冷凝器安装在塔顶，故选取s m u D /35.0=[6]，则 m u L d D s D 047.035
.014.30006
.044=⨯⨯==
π 圆整直径为mm d D 554⨯=φ 9.3进料液管的管径计算
由于料液是由泵输送的，故选取s m u F /00.2=[6]； 进料管中料液的体积流量 s m FM F LFm LFm /0009.02
.773360025
.2111.11136003=⨯⨯==
'ρ
故 m u F d F F 024.000
.214.30009
.044=⨯⨯='=
π 圆整直径为mm d F 430⨯=φ 9.4釜液排出管的管径计算
釜液流出速度一般范围为s m /00.1~50.0[6]，故选取s m u W /80.0=； 塔底平均摩尔质量计算 由
0004
.02==W x x ，得：
kmol kg M LWm /03.1802.18)0004.01(07.460004.0=⨯-+⨯=
塔底液相平均密度的计算 由C 5.99︒=W t ，查手册【2】得
3/5.588m kg A =ρ 3/5.949m kg B =ρ 塔底液相的质量分率 058.002
.18977.007.46023.007
.46023.0=⨯+⨯⨯=
A a
3/9.9165
.949942.05.588058.01
m kg LWm =+=
ρ
塔釜排液管的体积流量 s m WM W LVm LWm /0005.09
.916360003
.1830.9636003=⨯⨯==
'ρ
故 m u W d W W 028.080
.014.30005
.044=⨯⨯='=
π 圆整直径为mm d W 440⨯=φ
10.塔板主要结构参数表
所设计筛板的主要结果汇总于表5。

表5 筛板塔设计计算结果参数表
6 7 8 9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
26
27
有效段高度Z，m
塔径D，m
板间距H T，m
溢流形式
降液管形式
堰长l W，m
堰高h W，m
板上液层高度h L，m
堰上液层高度h OW，m
降液管底隙高度h o，m
安定区宽度W s，m
边缘区宽度W c，m
开孔区面积A a，m2
筛孔直径d0，m
筛孔数目n
孔中心距t，m
开孔率φ，%
空塔气速，m/s
筛孔气速，m/s
稳定系数
每层塔板压降P ，Pa
负荷上限
11.2
0.8
0.40
单溢流
弓形
0.53
0.053
0.06
0.007
0.014
0.07
0.035
0.31
0.005
1592
0.015
0.101
0.86
12.78
1.89
500.6
液泛控制
11.设计过程的评述和有关问题的讨论
11．1 筛板塔的特性讨论
筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有：
结构简单，易于加工，造价较低；
在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%；
踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
气体压降较小，约比泡罩塔低30%；
但也有一些缺点，即是：
小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液；
操作弹性相对较小。

本次设计中的物系是乙醇—水体系，故选用筛板塔。

11．2 进料热状况的选取
本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。

11．3 回流比的选取
一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.1~2.0倍。

本次设计中，
由于最小回流比比较大，故选用min 5.1R R =。

11．4 理论塔板数的确定
理论塔板数的确定有多种方法，本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。

利用求得的精馏段操作线、提馏段操作线及q 线，在操作线和平衡线间画梯级得出理论塔板数，由此也得到了最佳进料位置。

本次设计中求取到的理论塔板数为15块，进料板是第13块。

11．5 操作温度的求解
本次设计中，为计算方便，均根据其组成选取泡点温度作为其操作温度。

11．6 溢流方式的选择
本次设计中，由于塔径为0.8m ，不超过2.0m ，可选用单溢流弓形降液管，此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。

11．7 筛板的流体力学验算结果讨论
本次设计中，
气体通过每层塔板的压降：kPa Pa P 7.06.500<=∆；
液面落差忽略（塔径及液流量均不大）；
液沫夹带：气液气液kg kg kg kg e V /1.0/008.0<=；
稳定系数：25.1,89.1<<=K K 且
降液管内液层高度：m h H H m W T d 27.0)(134.0=+≤=ϕ
综上数据表明，本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、液沫夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。

11．8 塔板负荷性能图结果讨论
由本次设计所得的数据计算得出的塔板负荷性能图中A 点为本次设计中精
馏塔的操作点。

由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作点并非最佳操作点，可能由于回流比取值较小导致的。

参考文献
[1] 杨祖荣，刘丽英，刘伟化工原理（第二版）北京：化学工业出版社，2009
[2] 刘光启，马连湘，邢志有化工物性算图手册北京：化学工业出版社，2002
[3] 程能林溶剂手册（第三版）北京：化学工业出版社，2002
[4] 贾绍义，柴诚敬化工原理课程设计天津：天津大学出版社，2002.8
[5] 林大钧，于传浩，杨静化工制图北京：高等教育出版社，2007.8
[6] 板式精馏塔的设计，太原理工大学化工学院：化工教研室
附图：。