分离乙醇和水混合液的板式精馏塔 设计书

分离乙醇和水混合液的板

式精馏塔设计书

第一章 设计任务书

一 设计题目

分离乙醇-水混合液的板式精馏塔 二 设计数据

生产能力：年处理乙醇-水混合液7.4万吨

原 料：乙醇含量为26%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于93% 塔底含量不高于0.5% 三 操作流程的确定和说明

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

5的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为1.0132510Pa，

塔底压力[1.01325105N(265~530)]Pa

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 ，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面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。

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

0

时只需在塔底安装一个再沸器，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。

第二章 塔板的工艺设计

第一节 精馏塔全塔物料衡算

F：原料液流量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成 W：塔底产品流量（kmol/s） xW：塔底组成 原料乙醇组成：xF塔顶组成：xD塔底组成：xW26/4612.08%

26/4674/1893/4683.87%

93/467/180.5/460.196%

0.5/4699.5/187.4104103(0.26/460.74/18)0.1129 kmol/s 进料量：F7.4万吨/年=300243600FDW物料衡算式为：

FxFDxDWxWD0.0160 kmol/s联立方程组解得：

W0.0968 kmol/s第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对

挥发度气液相及体积流量

表一.常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系

温度/oC 100 95.5 89.0 液相 0 1.90 7.21 气相 0 17.00 38.91 温度/oC 82.7 82.3 81.5 液相 23.37 26.08 32.73 气相 温度/oC 液相 57.32 67.63 74.72 气相 68.41 73.85 78.15 54.45 79.3 55.80 78.74 59.26 78.41 1

86.7 85.3 84.1 9.66 12.38 16.61 43.75 47.04 50.89 80.7 79.8 79.7 39.65 50.79 51.98 61.22 78.15 65.64 65.99 89.43 89.43 1.温度 利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW

tF85.485.485， tF85.4 C12.0813.190.120812.08tD78.278.278.3， tD78.3 C2tD85.9781.8382.8585.97tW99.399.398.753t， tW99.3 C W0.190.390.1960.19tt85.3978.2581.8 C4精馏段平均温度：t1FD22tt85.3999.2894.4C5提馏段平均温度：t2FW221 tF2.密度

1aAaB 已知：混合液密度：  (a为质量百分率，M为平均相对分子质量)

lAB 混合气密度：VT0M

22.4T0(1) 精馏段：t181.82 C,

液相组成x1：气相组成y1：

81.981.781.8281.7， x1=28.79% 28.1229.80x129.8081.981.781.8281.7y1，=56.99%

56.7157.41y157.41所以 ML1460.287918(10.2879)26.06 kg/kmol MV1460.569918(10.5699)33.96 kg/kmol (2) 提馏段：t292.34 C 液相组成x2： 气相组成y2：

92.691.392.3491.3， x23.464% 3.294.16x24.1692.691.392.3491.3， y226.952%

26.214.16y229.92 2

所以 ML2460.0346418(10.03464)18.97kg/kmol MV2460.2692518(10.26925)25.55 kg/kmol

表二.不同温度下乙醇和水的密度

温度/oC 80 85 90 乙 水 温度/oC 95 100 乙 水 735 730 724 971.8 968.6 965.3 720 716 961.85 958.4 求得在t1和t2下的乙醇和水的密度 t181.82 C,

858082.7980， 乙=732.21 kg/m3

968.6971.8乙-735858082.7980, 水=968.94 kg/m3

968.6791.8水-971.8959094.4390，乙=720.95 kg/m3

961.85965.3乙724959094.4390，水=970.01 kg/m3

961.85965.3水-965.3同理：t294.43C，

在精馏段：液相密度L1：

1L10.287946/[0.28794618(1-0.2879)]10.5082

732.21970.01 L1832.60 kg/m3 气相密度：V133.96273.151.17 kg/m3

22.4273.1581.82在提馏段：液相密度L2：

1L20.0346446/[0.034644618(10.03464)]10.0840

721.11962.81 L2=936.45 kg/m3

3

气相密度：V224.54273.150.819 kg/m3

22.4(273.15+92.34)3.混合液体表面张力

二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 公式：W=xWVWx0V0 0

xWVWx0V0xWVWx0V01/41/41/4 m SWxSWVW/VS SWWS00qxS0V0W S0 Blg()

VS0q0V02/32/3 Q0.441()[WVW] ABQ

Tq2SW Alg() SWS01

S0 式中下角标，W、O、S分别代表水、有机物及表面部分，XW、XO指主体

部分的分子体积，W、为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。 （1）精馏段：t184.47C,

表三：不同温度下的乙醇表面张力和水表面张力

温度/oC 乙醇表面张力/10N/m 水表面张力/10-2N/m2 -2270 18 64.3 mW80 17.15 62.6 90 16.2 60.7 100 15.2 58.8 Vm Vo乙醇表面张力：水的表面张力：

Wmo1821.62 cm3/mol

832.60o4655.25 cm3/mol

832.60908016.217.15， 乙16.977；

9081.8216.2乙90809081.82， 水62.254。

60.762.660.7水22W（xWVW）[(1x0)VW] 0x0VxWVWx0Vx0VxWVWx0V 4

[(10.2879)21.62]2 0.476

0.287955.25(0.712121.620.287955.25)因为xD0.2879，所以xW10.28790.7121

2 Blg(W)lg0.4760.322

0 Q0.441(q0V2/302/3T)[qWVW]

0.441281.82273.15[16.97755.252/3262.25421.622/3 ] 0.589 ABQ0.3220.5890.911

联立方程组 Alg(2SW) SWS01

S0求得：SW0.292 S00.708

1/41/4m0.29262.2540.70816.9771/4 25.97

m(2) 提馏段：t292.34C

VmWW1819.22 cm3W936.45/mol

Vmoo4649.12 cm3/mol o936.45乙醇表面张力：1009010092.3415.216.215.2乙， 乙15.966； 水的表面张力：

1009010092.3458.860.758.8， 水60.255。 水 2x2W（WVW）[(1x0)VW]xx 00VWVWx0Vx0VxWVWx0V[(10.0346)19.22]2 0.034649.12(0.965419.220.034649.12)12.02因为xD0.0346，所以xW10.03460.9654 Blg(2W)lg12.021.08

0 5

V02/3q02/3] Q0.441()[WVWTq215.96649.122/3 0.44192.34273.15[260.25519.222/3] 0.785 ABQ1.080.7850.295

联立方程组 Alg(2SW) SWS01 S0求得：SW0.762 S00.238 1/40.7360.2551/4 m0.2715.9661/4=2.57

m43.874.混合物的粘度

t181.8 C,查表得：水=0.3610 mPa.s， 醇=0.440 mPa.s

t292.3C，查表得：水=0.3247 mPa.s 醇=0.375 mPa.s 精馏段粘度：1醇x1水(1x1)

0.440.28790.3610(10.2879)0.3837 mPa.s

提馏段粘度：2醇x2水(1x2) 0.03460.3750.3247(10.0346)0.3264 mPa.s

5.相对挥发度

（1） 精馏段挥发度：由xA=0.2879, yB=0.5699得xB=0.7121, yB=0.4301所以 =yAxB0.56990.7121yx3.28 BA0.43010.2874（2） 提馏段挥发度：由xA=0.0346, yB=0.270得xB=0.9654, yB=0.730 所以 =yAxB0.2700.9654yBx10.31 A0.7300.03466.气液量体积流量计算

(1)精馏段：LRD=2.90.0160=0.0465 kmol/s V(R1)D=(2.9+1)0.0160=0.0625 kmol/s

已知：ML126.06 kg/kmol, MV1=33.96 kg/kmol,

L1832.60 kg/kmol,

6

V11.17kg/kmol。

则由质量流量：L1ML1L26.060.04651.188kg/s V1MV1V33.960.06252.123kg/s 体积流量：LS1L11.1881.43103m3/s

832.602.1231.81m3/s 1.17

L1V1 VS1V2(2)提馏段：因为本设计为饱和液体进料，所以q=1.06

LLqF=0.0465+0.1196=0.1652 kmol/s

VV(q-1)F=0.0625+0.0068=0.0693 kmol/s 已知：ML218.97kg/kmol, MV2=25.55 kg/kmol, L2936.45kg/kmol, V20.819kg/kmol。

则由质量流量：L2ML2L18.970.16523.134kg/s V2MV2V25.550.06931.771kg/s 体积流量：LS2L2

L2V23.3143.35103m3/s

936.45.88 VS2

V21.7712.16m3/s 0.819第三节 理论塔板的计算

理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次试验设计中采用图解法。 q的计算过程： 已知w=0.26，查表可得

cp4.410r1911.4t85.5c，mb，，此时的泡点进料温度

q=所以

cptrm1.06rm

根据1.01325 105Pa下，乙醇-水气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，知q=1.06，R=2.9

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已知：精馏线操作方程：yn+1提馏线操作方程：yn+1xRxnD0.74xn0.22 R1R1WxWLqFxm2.40xm0.0027

LqF-WLqFW在图上作操作线，由点（0.8385，0.8385）起在平衡线和操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00196为止，由此得到理论版NT=17块（包括再沸器），加料板为第16块理论板。

图3-1 求理论板层数的图解法

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体的力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式

ET=0.49L-0.245计算。

（1） 精馏段

已知：3.28，L1=0.3837 mPa.s 所以ET0.49(3.280.3837)0.2450.463, NP精NT1532.4, 故NP精33块。 ET0.463（2） 提馏段

已知：10.31，L2=0.3264 mPa.s

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0.49(10.310.3264)0.2450.364, 所以ET NP提N1T 故NP精3块。 2.7，E0.364T全踏所需实际塔板数：NPNP精NP提＝33＋3＝36块。 全塔效率：ETNT16＝＝44.44％ NP36加料板位置在第34块塔板。

第四节 塔经的初步设计

塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。

计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。

由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。

目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mm增值变化；塔径在1米以上者，按200mm增值变化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm……

塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。

当液量很大时，亦宜先核查一下液体在降液管中的停留时间θ。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。

9

图4-1 史密斯关联图

图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；V ,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； ρV，ρL ——分别为塔内气、液相的密度，

kg/m3 。 1. 精馏段

LV,式中C可由史密斯关联图查出：V1/2由ｕ＝（安全系数）ｕmax,安全系数0.6~0.8，ｕmaxL横坐标数值：S1L1VS1V11/21.43103832.61.811.170.03

取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C20=0.085.

10

25.97CC20(20)0.20.085(20)0.20.09ｕ832.61.17max0.081.172.399 m/s

u10.6ｕmax0.72.3991.679m/sD4V41.81

S11u13.141.6791.2m横截面积：Ar4D21=0.7851.22=1.13 m2,空塔气速：u1.811=1.131.04m/s2. 提馏段

1/2 1/2横坐标数值：LS2L2V3.35103936.45S2V22.160.8190.052

取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C20=0.080.

CC0.243.8720(20)0.08(20)0.20.094ｕmax0.094936.450.8190.8193.18m/s

u20.7ｕmax0.73.182.23m/s

D4VS242.162u3.142.231.11 m2圆整：D21.1m,横截面积：Ar=0.7851.12=0.967 m2, 空塔气速：u2=2.160.9672.23m/s。第五节 溢流装置

1、 堰长lw0.65D0.78 m?

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度hOW按下式计算

2.84L2/3hOW1000EA 近似取E=1

lW 11

（1） 精馏段

2.8436001.4310310000.782/3hOW0.010 m

hWhLhOW0.070.010.06m

（2） 提馏段

2.8436003.351010000.7832/3 hOW0.0176m

hLhOW0.070.01760.0524m hW2、 方形降液管的宽度和横截面

WAf0.0721,d0.124,则Af=1.130.0721=0.081 m2,D查图得：AT

Wd0.1241.20.149m 验算降液管内停留时间： 精馏段：AfHT0.0810.4525.5s 3LS11.43100.0810.45AfHT10.9s LS23.35103 提馏段：停留时间5s，故降液管可使用。 3. 降液管底隙高度

（1） 精馏段

LS11.43103取降液管底隙的流速u=0.13 m/s,则 hO0.014m

lWuO0.780.13（2） 提馏段

12

LS23.35103hO0.033m

0.780.13lWuO因为hO不小于20mm,所以hO满足要求。

第六节 塔板布置及浮阀数目与排列

1．塔板分布

本设计塔板直径D=1.2m,采用整块式塔板。 2. 浮阀数目与排列 （1）精馏段

取阀孔动能因子FO=12，则孔速uO1FOV11211.09m/s 1.08N4VS1dO2u1.81137块采用F1型浮阀

0.7850.039211.09取边缘区宽度WC=0.05，破沫区宽度WS=0.06，WD=0.149。

x计算塔板上的鼓泡区面积，即 Aa2xR2x2R2arcsin

180R RD1.2WC0.050.55m 22D1.2WSWd0.1490.060.391m 22 x3.140.5912所以 Aa20.5770.5420.3542 0.542arcsin0.779m1800.54在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为t=75 mm。则排间距：

t'As0.77976mm。 Nt1370.07513

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用75mm，而应小一些，故取土t'=65mm,以等腰三角形交叉作图,排得阀数132个. 按N=132重新核算孔速即阀孔功能因数

uO11.81411.48m/s

0.039213211.481.1712.42 FO阀孔动能因数变化不大，仍在9--13范围内，塔板开孔率为

u1.67914.63%。 11.48uO（2）提馏段

取阀孔动能因子FO=12，则孔速uO2FOV21213.26m/s 0.905N4VS2dO2uO22.16137块采用F1型浮阀。 20.7850.03913.26在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为t=75mm则排间距：

t'As0.77976mm. Nt1370.075取t=65mm时，排得浮阀数为132块。 按N=132重新核算孔速即阀孔功能因数

uO22.16413.70m/s

0.0392132 14

13.700.81912.40 FO阀孔动能因子为12.40，仍在9--13范围内，塔板开孔率为

u2.2316.28%。 13.70uO图6-1 浮阀塔示意图 第三章 塔板的流体力学计算

第一节 气相通过浮阀塔板的压降

可根据hphch1hσ计算 1. 精馏段

（1） 干板阻力uoc11.82573.19.64m/s。 1.17V1uo21.1711.092因u01uoc1，故 hc15.345.340.035m

2L1g28832.69.8（2） 板上充气液层阻力

15

取＝0.5，h11=Ohl0.50.070.035m （3） 液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为

hp10.0470.0350.082m，pp1hp1L1g0.082832.69.8669.1pa 2. 提馏段

（1） 干板阻力uoc21.82573.111.72m/s。 0.819V2uo20.81913.262因u02uoc2，故 hc25.345.340.042m

2L2g2936.459.8（2） 板上充气液层阻力

取＝0.5，h12=Ohl0.50.070.035m （3） 液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为

hp20.0420.0350.077m，pp2hp2L2g0.067936.459.8706.7pa

第二节 堰塔

为了防止发生堰塔现象，要求控制降液管中清液高度

HdHThW,即hdhphLhd。 1．精馏段

（1） 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp1=0.082 m （2） 液体通过降液管的压头损失

16

22L1.43103 h0.153sd1l0.1530.0026mWhO10.780.014

（3） 板上液层高度 hL=0.07，则hd1=0.082+0.0026+0.07=0.15m。 取0.5，以选定HT0.45m，hW1=0.06 m 则HthW10.5(0.450.06)0.255m 可见Hd1HthW1，所以符合要求。 2．提馏段

（1） 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp2=0.077m （2） 液体通过降液管的压头损失

L22s23.35103 hd20.153l0.153WhO20.780.0330.0026m

（3） 板上液层高度 hL=0.07，则hd2=0.077+0.0026+0.07=0.1496m。 取0.5，以选定HT0.45m，hW2=0.06 m 则HthW20.5(0.450.0176)0.234m 可见Hd2HthW2，所以符合要求。

第三节．雾沫夹带验算

VVS泛点率=1.36LSZLLVKC100%

FAbVVS泛点率=LV0.78KCFA100%

T1．精馏段

17

查得物性系数K1.0，泛点负荷系数CF0.104

ZLD2Wd1.220.1490.902m

AbAT2Af1.1320.0810.968m2 所以，

0.2471.17泛点率=832.61.171.361.431030.90210.1040.96869.19%80%

1.811.17泛点率=832.61.170.7810.1041.1374.49%80% 可见，雾沫夹带在允许的范围之内 2．提馏段

查得物性系数K1.0，泛点负荷系数CF0.101 所以，

2.160.8191.363.35103泛点率=936.450.8190.90210.1010.96869.57%80%

0.2570.819泛点率=936.450.8190.7810.1011.1371.79%80% 可见，雾沫夹带在允许的范围之内

第四节 塔板负荷性能图

1． 雾沫夹带线

VVS 泛点率=1.36LSZLLVKC

FAb据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线，取泛点率为80%代入泛点率计算式。（1）精馏段

18

0.8VS1.171.360.902LS832.61.17 1.00.1040.968整理可得雾沫夹带上限方程为：

VS2.1332.72LS （2）提馏段

VS0.8191.360.902LS936.450.819

1.00.1010.9680.8整理可得雾沫夹带上限方程为：

 VS2.6441.445LS 表四：精馏段与提馏段的LS与VS关系

Ls（m3/s） 0.02 0.01 精馏段 VS（m/s） 2.06 1.80 （m3/s） 0.02 0.01 LS提馏段 3VS（m/s） 2.56 2.23

2． 液泛线

3HthWhphLhdhCh1hσhLhd

由此确定液泛线，忽略式中h。

22/3LsVuo23600L2.84SHthW5.340.153E(1)hW

2lg1000lWlWhO而uOVS2dON4

（1） 精馏段

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1.17VS122/30.2555.341283L2S11.5(0.060.787LS1)2240.7851320.039832.69.822/3整理后可得：VS216.3982778L2S199.57LS1

（2） 提馏段

0.819VS122/30.2345.34230.93L2S21.5(0.01760.787LS2)2240.7851320.039936.459.822/3整理后可得：VS224.3824052L2S2130.67LS2

在操作范围内，任意取若干个LS值，算出相应的VS值：

表五：精馏段与提馏段的LS与VS关系

LS1（m/s） 0.001 0.003 0.004 0.005 精馏段 3LS1（m/s） 3.91 3.68 3.54 2.98 LS2（m/s） 0.001 0.003 0.004 0.005 提馏段 33LS2（m/s） 4.80 4.63 4.55 4.29 3． 液体负荷上限线

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3～5s。 液体在降液管内停留时间AfHT3~5s 53以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

LSmaxAfHT50.0810.450.0073m3/s 54． 漏液线

对于F1型重阀，依动能因数F05作为规定气体的最小负荷的标准，则

VS4d02NuO

（1）精馏段 VS1min42d0N5V0.7850.039213250.729m3/s 1.17 20

（2）提馏段 VS2min5 .液相负荷下限线

42d0N5V0.7850.039213250.871m3/s 0.819取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线,该线于气相流量无关的竖直线。代入how的计算式：

2.8410001.02[3600LSminl]2/30.006 w2/3取E＝1.0，则LSmin0.06100032.841.00.7836000.0017m/s 6． 操作性能负荷图

由以上1～5作出塔板负荷性能图。

图4-1 精馏段负荷性能图

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图4-2 提馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图可看出：

（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内的位置；

（2）塔板的气液负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制； （3）按固定的液气比，由图可查出塔板精馏段的气相负荷上下限

(VS)max1.82m3/s,(VS)min0.85m3/s 提馏段的气相负荷上下限(VS)max2.75m3/s,(VS)min0.87m3/s

所以，塔的精馏段操作弹性为1.82/0.852.14，塔的提馏段操作弹性为

2.75/0.873.16

有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表4

表六 浮阀塔工艺设计计算结果

项目 塔径D,m 板间距HT,m 塔板型式 空塔气速u,m/s 溢流堰长度lW,m 计算数据 精馏段 提馏段 1.1 1.2 0.45 0.45 备注 整块式塔板 单溢流弓形降液管 1.04 0.78 2.23 0.78 22

溢流堰高度hW,m 板上液层高度hL,m 降液管底隙高度h0,m 浮阀数N,个 阀孔气速u0,m/s 阀孔动能因数F0 临界阀孔气速u0c,m/s 孔心距t,m 单板压降p,Pa 液体在降液管内的停留时间,s 降液管内的清液高度Hd,m 0.0600 0.07 0.014 132 11.09 12.42 11.48 0.065 669.1 25.5 0.0524 0.07 0.033 132 13.26 12.40 13.78 0.065 706.7 10.9 等边三角形叉排 同一横竖、排的孔心距 0.15 69.19 1.82 0.85 2.14 0.0026 69.57 2.75 0.87 3.16 雾沫夹带控制 漏液控制 泛点率，% 气相负荷上限(VS)max 气相负荷下限(VS)min 操作弹性 第四章 塔附件设计

塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。

板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如图4-1为一板式塔的总体结构简图。一般说来，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便

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有较大的塔底空间贮液，保证液体能有10～15min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也比一般间距大。

第一节 接管

1.进料管

进料管的结构种类很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： D4VS 取uF2.2m/s，LP892.0 kg/m3 uF7.41070.0032m3/s VS360030024892 D40.00320.043m43mm

3.142.2 查标准系列选取573.5 2. 回流管

采用直管回流管，取uR2.0m/s，

dR40.00380.049m49 mm 3.142.0查表取573.5 3. 塔釜出料管 取uW1.5m/s，dW4．塔顶蒸汽出料管

直管出气，取出口气速u20m/s，D表取37710。 5.塔釜进气管

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40.003350.053m53mm。查表取736。

3.141.541.810.340m340 mm，查

3.1420

采用直管，取气速u53m/s，D42.160.346m346mm，查表取

3.142337710。 6．法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。

（1）进料管接管法兰：PN6Dg50HG5010-58 (2)回流管接管法兰：PN6Dg50HG5010-58 (3)塔釜出料管法兰：PN6Dg70HG5010-58 (4)塔顶蒸汽管法兰：PN6Dg300HG5010-58 （5）塔釜蒸汽进气法兰：PN6Dg300HG5010-58

第二节 筒体和封头

1. 筒体

1.05612000.23.56mm

212500.9因此筒体的壁厚取4mm，材质为A3. 2. 封头

封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=1200 mm,查得曲面高度h1=300 mm,直边高度h0=25 mm,内表面积F

封

=0.310m2容积V封=0.021m3.。选用封头Dg1200004,JB115473.

第三节 除沫器

当空塔气速较大，塔顶带夜现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾低的情况下，设置除沫器，以液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计气速选取：uKLV 系数K0.107 V u0.107832.61.172.85m/s

1.1725

除沫器直径：D4VS41.810.9m u3.142.85选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40-100， 材料：不锈钢丝网(1Gr18Ni19),丝网尺寸：圆丝0.23

第四节 裙座

塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，链接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm。

基础环内径：Dbi12002160.2~0.4103932 mm 基础环外经：Dbo1200002160.2~0.41031532 mm

圆整：Dbi1000 mm，Dbo1500 mm;基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18 mm；考虑到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30.

第五节 吊柱

对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项实施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度较大，因此设吊柱。本设计塔经D=1200mm，可选用吊柱200kg。S=400mm，L=780mm,H=450mm。材料为A3。

第六节 手孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应变于进入任何一层塔板，由于设置人空处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔610块板才设一个人孔，本塔中共36块板，需设置6个人孔，每个孔直径450 mm,在设置人空处，板间距为350mm.裙座上应开2个人孔，直径为450 mm,人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。

第五章 塔总体高度的设计

一 塔的顶部空间高度

26

塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离500mm，塔顶部空间高度为1000mm。 二 塔的底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。

LSQ1.431031060HB0.715m AT1.2三 塔立体高度

H1HBHTiHFHDi1n-10.750.45(331)1.01.217.34mHH1HBH裙H封H顶21.21.4320.151.025.78m

第六章 附属设备设计

第一节 冷凝器的选择

有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/( m2.h.C)

本设计取K=700kcal/( m2.h.C)=2926J/( m2.h.C)。

C（饱和气）78.173°C（饱和液） 出料液温度：78.137°C35°C 冷却水温度：20° 塔顶：xD0.8387,tD78.30C,wD93%

V(R1)D(2.91)57.7225.03kmol/h

由tD78.3C可得 r 乙醇848.6644kJ/kg，r水2347.7481kJ/kg 所以rm293848.66（1-0.93）2347.75953.596kJ/kg

相对摩尔质量0.838746(10.8387)1841.4836kg/kmol冷凝器的热负荷：

27

0

QCVrm0.0625953.59641.18462472.41kJ/s 选用冷却水作为冷却剂：进口温度为20C，出口温度为35C， 则水的平均温度：tm250C，此时，Cp4.176kJ/(kgK) 水的用量：Wc00996.33kg/m3

Qc2472.4139.47kg/s

cp(t2t1)4.17615选用252.5mm无缝钢管，水流速为1.0m/s

乙醇蒸汽-水系统冷凝器操作的传热系数K值范围为3501160W/(mK),取

2K900W/(m2K)

所以传热面积：AQc

Ktm00而热流体：进口温度为78.3 C,出口温度为78.3 C

tmt1t2352050.4oC t78.2520InIn178.2535t2

Qc2472.41103A54.53m2

Ktm90050.38换热器的单程管数：n4Vidi2u

管程流体的体积流量：Vi di25520mm 所以，n4单程管长：LWc水67.0833

996.9539.471127

996.330.0221A54.535.47m nd03.141270.025 28

取l6m，则管程数：NpL5.470.911，即取Np为单程管。 l6换热器的总管数：NTNpn1127127根

选取列管换热器

公称直径：500 mm 公称压力：1.60 mpa 管子根数:174 管程数： 1 中心排管数:14 管程流通面积:0.0546

280.6mm计算换热器面积: 排列方式：正三角形排列

列管式换热器的核算： 面积核算：

APA80.654.5332.3%20%,符合要求 传热系数核算AP80.6QC2472.41103K608.9W/m2.k,在3501160之间，符合要求

APtm80.650.38

第二节 再沸器的选择

塔底：xw0.001962,tw99.30C,ww0.5% VV(q1)F0.06250.06406.30.0693kmol/S 3600 由tw99.30C可得：r，r水2259.6160kJ/kg 乙醇813.4115kJ/kg 所以，rm0.005813.4115(10.005)2259.61602252.3850kJ/kg 相对摩尔质量

0.00196246.07(10.001962)18.0218.0750kJ/kg

再沸器的热负荷：

1.050.069318.082252.38502962.67kJ/s Q1.05Vrm选用200kPa下的饱和蒸汽加热，再沸器热损失为5%，r2204.6kJ/kg 所以蒸汽用量：Wh2962.671.42kg/s

95%2204.6 29

再沸器操作的传热系数K值范围为15004000W/(m2K),取K3200W/(m2K) 传热面积AQB

Ktm00 加热蒸汽：120.2C→120.2C

对于间壁两侧都只有相变的传热过程，tm120.299.320.90C 所以，A2962.47100044.26m2

20.93200流动空间，管径和管内流速的选择：

有饱和蒸汽的换热器，饱和蒸汽一般走壳程，塔釜出料走管程，综合考虑，选用

383无缝钢，管内径di32mm，管内液体流速取1m/s。

取管长为3000mm，则管数为 NTA44.26123.6451m2 d0L3.140.0383 再沸器选型为JB/T4714-92 主要参数：公称直径：800mm 公称压力：1.0Mpa 管程数：1 管数：205

2 换热面积：70 m

管长：3000 mm 管子规格：383

面积裕度：APA7044.2636.8%20%,符合要求 AP70参考资料：

[1] 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.02

[2] 天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津：天津大学出版社. 1999.04 [3] 大连理工大学王国胜主编.化工原理课程设计.大连理工大学出版社 2005.02

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