分离乙醇-水精馏塔设计[1]

前言

在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备，而精馏操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同，在气液两相相互接触时，易挥发的组分向气相传递，难挥发的组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。塔设备的基本功能是提供气液两相以充分的接触机会，使物质和热量的传递能有效的进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。

常用的精馏塔按其结构形式分为板式塔和填料塔两大类，板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板，气体依靠压强差的推力，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在内进行逐级接触。填料塔内装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。

板式塔具有结构简单、安装方便、压降很低、操作弹性大、持液量小等优点。同时，也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。

本设计参考了部分化工原理课程设计书上的内容，还得到了老师和同学的帮助，在此表示感谢。

由于本人能力有限，经验不足，书中难免会出现一些错误，恳请大家批评指正。

编者

2009年6月12日

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5.0万吨

原 料：乙醇含量为15%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于94% 塔底含量不高于2% 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10N(265~530)]Pa

5

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：x

F

15/4615/4685/18

5.37%

塔顶组成：x

D

94/4694/466/18

2/462/4698/18

85.98%

塔底组成：x

W

0.79%

4

3

0.0974kmol/s

进料量：F5.0万吨/年=物料衡算式为：

21010(0.15/460.85/18)

300243600

FDWFxFDxDWxW

D0.00524kmol/s

联立方程组解得：

W0.09218kmol/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

1.温度

利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW

1 ttF89.0F



89.086.77.219.86



5.377.21， tF90.73C

2tD

78.1578.41

tD78.1589.4374.7285.9889.43

， tD78.21C

3t10095.5tW100W



01.9



0.790

， tW98.13C

4精馏段平均温度：ttF+tD

1290.7378.21

2

84.47C5提馏段平均温度：t2



tF+tW

2



90.7398.13

2

94.43C

2.密度

已知：混合液密度1

aA

aB

 =

，M为平均相对分子质量)

l

 +

(a为质量百分率A

B

混合气密度：V

T0M22.4T

(1) 精馏段：t184.47C,

液相组成x84.182.784.4782.71：16.6123.37



x123.37

， x1=14.82% 气相组成y84.182.782.71：

50.8954.45



84.47y，y1=49.95%

154.45

所以 ML1460.148218(10.1482)22.15kg/kmol MV1460.499518(10.4995)31.99kg/kmol (2) 提馏段：t294.43C 液相组成x89.089.02：95.51.97.21



94.43x x22.77% 27.21

， 气相组成y95.589.094.4389.02：

17.038.91



y， y234.70%

238.91

所以 ML2460.027718(10.0277)18.78kg/kmol MV2460.347018(10.3470)27.27kg/kmol

表二.不同温度下乙醇和水的密度

t1t2t184.47C,

8580968.6971.8

84.4780

， 乙=732.14kg/m

3

乙

-971.8

8580



84.4780

水=968.6971.8-971.8

, 968.94 kg/m3

水

同理：t9094.4390

294.43C，95961.85965.3



724

，=720.95 kg/m3

乙

乙

9590961.85965.3



94.4390

，=962.25 kg/m3

水

水

-965.3

在精馏段：液相密度L1：

1

0.148246/[0.14824618(1-0.1482)]

732.14



10.3078968.94

0.001135

L1

L1881.24kg/m3 气相密度：31.99273.15V1

22.4273.1584.47

1.09kg/m3

在提馏段：液相密度L2：

1

0.027746/[0.02774618(10.0277)]

720.95



10.06785962.25

0.001037

L2

L2=940.88kg/m3 气相密度：273.15V2

27.7222.4(273.15+94.43)

0.905kg/m3

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=

xWVWxV0

0

x0

WVWx0V 0

xWVWx0V0

1/4m

1/41/4

SWWS00 SWxSWVW/VS

S0

xS0V0VS

Blg(

q

W0

q

)

Q0.441()[

T

0V0

q

2/3

WVW] ABQ

2/3

Alg(

SWS0

2

)

SWS01

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、0为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。 （1）精馏段：t184.47C,

mW

18981.24461.09

3

Vm Vo乙醇表面张力：

90809084.47



W

mo

20.43cm/mol

o

42.20cm/mol

3

16.217.1516.2乙

， 乙16.725； ， 水61.751。

[(1x0)VW]x0VxWVWx0V

2

水的表面张力：

908060.762.6



9084.4760.7水

2

W0

2



（xWVW）x0VxWVWx0V









[(10.1482)20.43]

0.148242.20(0.851820.430.148242.20)

2.05

因为xD0.1482，所以xW10.14820.8518

Blg(

W0

2

)lg2.050.311

Q0.441()[

T

q

0V0

q

2/3

WVW]

2/3

2

16.72542.20

2/3

/3

0.44184.47273.15

[

2

61.75120.43

2]

0.888

ABQ0.3110.8880.577

联立方程组 Alg(2

SW)

SWS01

S0

求得：SW0.387

S00.613

1/4

0.38761.7511/4

4

m0.61316.725

1/2.325



m29.20

(2) 提馏段：t294.43C VmW

W

1819.13cm3

/mol

W

940.88 Vmoo



46

cm3

/mol

o

0.905

50.83乙醇表面张力：

1009094.43， 乙

15.75715.216.2



10015.2； 乙

水的表面张力：

1009010094.4358.860.7



58.8， 水

59.848。 水

2

2

W1x0)VW]

（xWVW）0

x0VxWVWx0V





[(x0VxWVWx0V



2



[(10.0277)19.13]

0.027750.83(0.972319.10.027750.83)

14.29因为xD

0.0277，所以xW10.02770.9723 2

Blg(

W

)lg14.291.155

2/3

Q0.441(

q0

2/3

T

)[

V0q

WVW

]

2

2/3

/3

0.44115.75750.83

94.43273.15

[

2

59.85819.13

2]

0.768

ABQ0.3110.8880.577

联立方程组 Alg(0.762求得：SW

SW0S

2

S01 ) SW

00.238 S

1/4

m

1/4

0.76259.8580.23815.757

1/4

2.594

29.20m

4.混合物的粘度

t184.47C,查表得：水=0.3442mPa.s， 醇=0.431mPa.s

=0.2973mPa.s 醇=0.372mPa.s t294.43C，查表得：水

精馏段粘度：1醇x1水(1x1)

0.4310.14820.3432(10.1482)0.3562mPa.s

x2水(1x2) 提馏段粘度：2醇

0.3720.02770.2973(10.0277)0.2994mPa.s

5.相对挥发度

（1） 精馏段挥发度：由xA=0.1482, yB=0.4995得xB=0.8515, yB=0.5005

所以 =

yAxByBxA



0.49950.85150.50050.1482

5.73

=0.6530 （2） 提馏段挥发度：由xA=0.0277, yB=0.3470得xB=0.9723, yB

所以 =

6.气液量体积流量计算

yxABxyB

A



0.3470.97230.6530.0277

18.65

因为是饱和液体进料，所以 q=1,又因xF=0.0537,所以q为一条直线。x-y相图如下所示：

根据x-y相图得： Rmin

xDyqyqxq



0.85980.32120.32120.0537

2.013

取R1.5Rmin1.52.0133.02

(1)精馏段：L=RD=3.020.00524=0.0158kmol/s

V=(R+1)D=(3.02+1)0.00524=0.02106kmol/s已知：ML122.15kg/kmol, MV1=31.99kg/kmol,

L1881.24kg/kmol, V11.09kg/kmol。

则由质量流量：L1ML1L22.150.00630.139kg/s V1MV1V31.990.00840.269kg/s

体积流量：L1

S1

L

0.1391.5810

4

m3

/s

L1

881.24 VS1

V1

0.2691.09

0.247m3

/s

V2

(2)提馏段：因为本设计为饱和液体进料，所以q=1

LLqF=0.0063+0.03765=0.04395kmol/sVV(q-1)F=0.0084+0=0.0084kmol/s

已知：ML218.78kg/kmol, MV2=27.72kg/kmol, L2940.88kg/kmol, V20.905kg/kmol。

则由质量流量：L2ML2L18.780.043950.8254kg/s V2MV2V27.720.00840.2328kg/s

体积流量：LS2

L2

L2

V2



0.8254940.88

8.7710

4

m/s

3

VS2

0.23280.905

V2

0.257m/s

3

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。

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，泡点进料，所以q=1，即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图所示：xq=0.0537, yq=0.3212, 所以

Rmin2.013，操作回流比等于： R1.5Rmin1.52.0133.02。

已知：精馏线操作方程：yn1

提馏线操作方程：yn1

RR1

xn

xDR1

0.751xn0.214

LqFLqF-W

xm

WxWLqFW

0.539xm0.0347

在图上作操作线，由点（0.8598，0.8598）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0.0079为止，由此得到理论版NT=25块（包括再沸器），加料板为第22块理论板。

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：5.73，L1=0.3562mPa.s 所以ET0.49(5.730.3562)0.2450.411, NP精

NTET



210.411

47.6, 故NP精48块

。

（2） 提馏段

已知：18.65，L2=0.2994mPa.s 所以ET0.49(18.650.2994)0.2450.322, NP提

NTET

3－10.322

故NP精6块6.21，

。

全踏所需实际塔板数：NPNP精NP提＝48＋6＝54块。 全塔效率：ET

NTNP

＝25－154

＝44.44％

加料板位置在第49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。

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

由ｕ＝（安全系数）ｕmax,安全系数0.6~0.8，ｕmax

式中C可由史密斯关联图查出：

LS1L1 横坐标数值

VS1V1

1/2



1.58100.247

4

881.241.09

1/2

0.002

取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C20=0.076.

0.2

29.200.2

CC20(

20

)

0.076(

20

)

0.08

ｕmax0.08

2.273m/s

u10.6ｕmax0.62.2731.364m/s

D1



0.5m

横截面积：Ar=D2

2

2

4

1=0.7850.5=0.196m,

空塔气速：u0.2471=

0.196

1.26m/s

2. 提馏段

1/2

1/2

横坐标数值LS2L2

V



8.72104

0.115

S2V2

0.244

940.880.905

取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C20=0.076.

CC0.2

0.2

20(

20

)0.076(

45.2620

)

0.089

ｕmax0.089

2.87m/s

ｕ

u20.6max0.62.871.728m/sD

2



0.43m

圆整：D2

2

20.5m,横截面积：Ar=0.7850.5=0.196m, 空塔气速：u0.2572=

0.196

1.31m/s。

第五节 溢流装置

1、 堰长lW

取lW=0.75D=0.750.5=0.375m

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

L

2/3

hOW

1000EA 近似取E=1

lW

（1） 精馏段

4

2.8436001.581010000.375

2/3

hOW

0.0037m

hWhLhOW0.070.00370.0663m

（2） 提馏段

42.8436008.771010000.375

2/3

W hO

0.0117m

hLhOW0.070.01170.0583mhW

2、 方形降液管的宽度和横截面

Af

0.124,

WdD

0.176,则Af=0.1240.196=0.0243m,

2

查图得：AT

Wd0.1760.50.088m

验算降液管内停留时间：

AfHTLS1AfHTLS2

0.02430.451.5810

4

精馏段：



69.20s

提馏段：



0.02430.458.7710

4

12.54s

停留时间5s，故降液管可使用。 3. 降液管底隙高度

（1） 精馏段

LS1lWuO

1.5810

4

取降液管底隙的流速u=0.07m/s,则 hO=



0.3750.07

0.02m

（2） 提馏段

h=O

LS2lWuO



8.7710

4

0.3750.07

0.03m

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=0.5m,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=9

，则孔速uO1

F91.09

8.62m/s

N

VS14dOu

2



0.247

0.7850.0398.62

2

24块采用F1型浮阀

取边缘区宽度WC=0.03，破沫区宽度WS=0.07，WD=0.212。





x

计算塔板上的鼓泡区面积，即

Aa2R2arcsin

180R R

D2D2

0.52

WC

0.030.22m

x

WSWd



0.052

0.1120.070.068m

22

所以

Aa20.068 0.22arcsin0.31m1800.22

3.140.068

在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为t=100mm。鼓泡区面积

AaNtt240.10.10.24m

2

。

因0.24

按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数

0.2474

0.0392

24

8.37m/s

1uO

FO8.378.73

阀孔动能因子为8.73接近9，大致可以算作在9--13范围内，塔板开孔率为

uuO

1.268.37

13.97%

。

（2）提馏段

取阀孔动能因子FO=9

，则孔速uO2

F90.905

9.46m/s



N

VS24dOuO2

2



0.257

0.7850.0399.46

2

22块采用F1型浮阀。

在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为t=100mm计算排间距。

取t=100mm时，排得浮阀数为22块。

AaNtt240.10.10.24m

2

。

因0.24

2uO

0.2574

0.0392

22

9.29m/s

FO9.299.70

阀孔动能因子为9.70，仍在9--13范围内，塔板开孔率为

uuO

1.319.71

12.62%

。

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h计算 1. 精馏段

（1）

干板阻力uoc110.02m/s。

因u01uoc1，故 hc15.34

V1uo

2

2l1g

5.34

1.0910.02

2

2881.249.8

0.034m

（2） 板上充气液层阻力

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0.0340.0350.069m

，pp1hp1l1g0.069881.249.8595.89pa

2. 提馏段

（1）

干板阻力uoc211.09m/s。

因u02uoc2，故 hc25.34

V2uo

2

2l2g

5.34

0.90511.09

2

2940.889.8

0.032m

（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0.0320.0350.067m

，pp2hp2l2g0.067940.889.8617.79pa

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=0.069m （2） 液体通过降液管的压头损失

Ls1.53104

0.1530.1530.00006m

0.3750.02lWhO1

2

2

hd1

（3） 板上液层高度 hL=0.07，则hd1=0.069+0.00006+0.07=0.014m。 取0.5，以选定HT0.45m，hW1=0.0663 则HthW10.5(0.450.0663)0.258m 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=0.067m （2） 液体通过降液管的压头损失

Ls28.77104

0.1530.1530.00009m

0.3750.02lWhO2

2

2

hd2

（3） 板上液层高度 hL=0.07，则hd2=0.069+0.00006+0.07=0.01379m。 取0.5，以选定HT0.45m，hW2=0.0663 则HthW20.5(0.450.0583)0.254m 可见Hd2HthW2，所以符合要求。

第三节．雾沫夹带验算

100%

泛点率

=

KCFAb

100%

泛点率

=1．精馏段

0.78KCFAT

查得物性系数K1.0，泛点负荷系数CF0.103

ZLD2Wd0.520.1120.276m

2

AbAT2Af0.19620.02430.1474m

所以，

2.41%80%

泛点率

10.1030.14741.94%80%

泛点率

0.7810.1030.196

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

ZLD2Wd0.520.1120.276m

2

AbAT2Af0.19620.02430.1474m

所以，

3.87%80%

泛点率

10.1010.14741.60%80%

泛点率

0.7810.1010.196

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

泛点率

=

KCFAb

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

0.8

1.00.1030.1474

整理可得雾沫夹带上限方程为：

VS9.8303.1LS

（2）提馏段

0.8

1.00.1010.1474

整理可得雾沫夹带上限方程为：

 VS12.37389.87LS

2． 液泛线

HthWhphLhdhCh1hhLhd

由此确定液泛线，忽略式中h。

HthW



22/3

Ls2.843600LS

5.340.153E(1)hW

2lglh1000lWWO

Vuo

2

而uO

VS4dON

2

（1） 精馏段

0.2585.34

1.09VS1

2

2

4

2

0.785240.039881.249.82

2720LS11.5(0.06631.2867LS1)

22/3

/3

整理后可得：VS20.30223313.92L2S12.3515L2S1

（2） 提馏段

0.2545.34

0.905VS1

2

2

4

2

0.785220.039940.889.82

1208.98LS21.5(0.05831.2867LS2)

22/3

2/3

5.082LS2 整理后可得：VS20.154553182.96L2S2

在操作范围内，任意取若干个LS值，算出相应的VS值：

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

A

fHT

5

3

~5s

以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

LSmax

AfHT

5



0.02430.45

5

0.0022m3/s

4． 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



4

d0NuO

2



4d0N

2

（1）精馏段 VS1min

5

0.7850.03924

2

50.137m/s

3

（2）提馏段 VS2min5 .液相负荷下限线



4

d0N

2

0.7850.03922

2

0.138m/s

3

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[

3600LSmin

lw

2/3

]

2/3

0.006

取E＝1.0，则LSmin

6． 操作性能负荷图

0.00610002.841.0



0.3753600

0.003m/s

3

由以上1～5作出塔板负荷性能图。

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，由图可查出塔板的气相负荷上限

(VS)max1.65m/s,(VS)min0.57m/s

3

3

所以，塔的操作弹性为1.65/0.572.89 有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表4

表4 浮阀塔工艺设计计算结果

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

取uF1.6m/s，LP918.19kg/m3

210

7

VS

360030024918.190.00084m/s

3

D0.026m26mm

查标准系列选取323.5 2. 回流管

采用直管回流管，取uR

1.6m/s，

dR

0.027m27mm

查表取323.5 3. 塔釜出料管

取uW

1.6m/s，dW4．塔顶蒸汽出料管

直管出气，取出口气速u

20m/s，D取453.5。 5.塔釜进气管

采用直管，取气速u

23m/s，D

3506。

0.336m336mm，查表取0.313m313mm，查表

0.034m34mm。查表取453.5。

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：Pg6Dg30HG5010-58 (2)回流管接管法兰：Pg6Dg30HG5010-58 (3)塔釜出料管法兰：Pg6Dg40HG5010-58 (4)塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg300HG5010-58 （5）塔釜蒸汽进气法兰：Pg6Dg300HG5010-58

第二节 筒体和封头

1. 筒体



1.056500212500.9

0.21.60mm

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=500mm,查得曲面高度h1=125mm,直边高度h0=25mm,内表面积F=0.310m2容积V封=0.021m3.。选用封头Dg5004,JB115473.

封

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系数K0.107

u3.04m/s

除沫器直径：D



1.28m

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5002160.2~0.4103332mm 基础环外经：Dbo5002160.2~0.4103732mm

圆整：Dbi400mm，Dbo700mm;基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；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=500mm，可选用吊柱200kg。S=400mm，L=1200mm,H=400mm。材料为A3。

第六节 手孔

由于精馏塔的直径为500mm，所以只需要安装手孔，开2个75的圆孔。

第五章 塔总体高度的设计

一 塔的顶部空间高度

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。

60RV/AT0.5~0.7 HBtLS

57.50103600.142/0.540.61.43m 三 塔立体高度

H1HTN512045054512024900mm21.2m

H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)。

出料液温度：78.137C（饱和气）78.173C（饱和液） 冷却水温度：20C35C

逆流操作：t158.173C,t243.173C tm

t1t2Int1

t2



58.13743.173

In58.13743.173

50.30C

传热面积：A

QKtm



Q292650.30



8701.093.0910

292650.30

3

19.9m

2

设备型号：G500I-16-40

第二节 再沸器的选择

选用120饱和水蒸气加热，传质系数取K=2926 J/( m2.h.C) 料液温度：99.815C100C（饱和液） 热流体温度：120C120C

20.185C 逆流操作：t120C,t2

 tm

t1t22020.18520.1C t120

InIn20.185t2

QKtm

Q292620.1

8700.8183.1810

292620.1

3

2

传热面积：A

38.5m

设备型号：G500I-6-70

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

目录

前 言............................. 1

第一章 设计任务书......................... 2 第二章 塔板的工艺设计 ................. 3

第一节 精馏塔全塔物料衡算 ············· 3 第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对 ···· 3 第三节 理论塔板的计算 ··············· 10 第四节 塔经的初步设计 ··············· 11 第五节 溢流装置 ·················· 13 第六节 塔板布置及浮阀数目与排列··········· 15

第三章 塔板的流体力学计算 ............. 17

第一节 气相通过浮阀塔板的压降 ··········· 17 第二节 堰塔 ···················· 18 第三节．雾沫夹带验算 ················ 19 第四节 塔板负荷性能图 ··············· 20

第四章 塔附件设计 ................... 25

第一节 接管 ···················· 25 第二节 筒体和封头 ················· 26 第三节 除沫器 ··················· 27 第四节 裙座 ···················· 27 第五节 吊柱 ···················· 27 第六节 手孔 ···················· 27

第五章 塔总体高度的设计 ............... 28

第六章 附属设备设计 .................. 28

第一节 冷凝器的选择 ················ 28

第二节 再沸器的选择 ················ 29

31

前言

在炼油、石油化工、精细化工、食品、医药及环保部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备，而精馏操作则是工业中分离液体混合物的最常用手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分的挥发度的不同，在气液两相相互接触时，易挥发的组分向气相传递，难挥发的组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。塔设备的基本功能是提供气液两相以充分的接触机会，使物质和热量的传递能有效的进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。

常用的精馏塔按其结构形式分为板式塔和填料塔两大类，板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板，气体依靠压强差的推力，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在内进行逐级接触。填料塔内装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。

板式塔具有结构简单、安装方便、压降很低、操作弹性大、持液量小等优点。同时，也有投资费用较高、填料易堵塞等缺点。

本设计参考了部分化工原理课程设计书上的内容，还得到了老师和同学的帮助，在此表示感谢。

由于本人能力有限，经验不足，书中难免会出现一些错误，恳请大家批评指正。

编者

2009年6月12日

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5.0万吨

原 料：乙醇含量为15%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于94% 塔底含量不高于2% 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10N(265~530)]Pa

5

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：x

F

15/4615/4685/18

5.37%

塔顶组成：x

D

94/4694/466/18

2/462/4698/18

85.98%

塔底组成：x

W

0.79%

4

3

0.0974kmol/s

进料量：F5.0万吨/年=物料衡算式为：

21010(0.15/460.85/18)

300243600

FDWFxFDxDWxW

D0.00524kmol/s

联立方程组解得：

W0.09218kmol/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

1.温度

利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW

1 ttF89.0F



89.086.77.219.86



5.377.21， tF90.73C

2tD

78.1578.41

tD78.1589.4374.7285.9889.43

， tD78.21C

3t10095.5tW100W



01.9



0.790

， tW98.13C

4精馏段平均温度：ttF+tD

1290.7378.21

2

84.47C5提馏段平均温度：t2



tF+tW

2



90.7398.13

2

94.43C

2.密度

已知：混合液密度1

aA

aB

 =

，M为平均相对分子质量)

l

 +

(a为质量百分率A

B

混合气密度：V

T0M22.4T

(1) 精馏段：t184.47C,

液相组成x84.182.784.4782.71：16.6123.37



x123.37

， x1=14.82% 气相组成y84.182.782.71：

50.8954.45



84.47y，y1=49.95%

154.45

所以 ML1460.148218(10.1482)22.15kg/kmol MV1460.499518(10.4995)31.99kg/kmol (2) 提馏段：t294.43C 液相组成x89.089.02：95.51.97.21



94.43x x22.77% 27.21

， 气相组成y95.589.094.4389.02：

17.038.91



y， y234.70%

238.91

所以 ML2460.027718(10.0277)18.78kg/kmol MV2460.347018(10.3470)27.27kg/kmol

表二.不同温度下乙醇和水的密度

t1t2t184.47C,

8580968.6971.8

84.4780

， 乙=732.14kg/m

3

乙

-971.8

8580



84.4780

水=968.6971.8-971.8

, 968.94 kg/m3

水

同理：t9094.4390

294.43C，95961.85965.3



724

，=720.95 kg/m3

乙

乙

9590961.85965.3



94.4390

，=962.25 kg/m3

水

水

-965.3

在精馏段：液相密度L1：

1

0.148246/[0.14824618(1-0.1482)]

732.14



10.3078968.94

0.001135

L1

L1881.24kg/m3 气相密度：31.99273.15V1

22.4273.1584.47

1.09kg/m3

在提馏段：液相密度L2：

1

0.027746/[0.02774618(10.0277)]

720.95



10.06785962.25

0.001037

L2

L2=940.88kg/m3 气相密度：273.15V2

27.7222.4(273.15+94.43)

0.905kg/m3

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=

xWVWxV0

0

x0

WVWx0V 0

xWVWx0V0

1/4m

1/41/4

SWWS00 SWxSWVW/VS

S0

xS0V0VS

Blg(

q

W0

q

)

Q0.441()[

T

0V0

q

2/3

WVW] ABQ

2/3

Alg(

SWS0

2

)

SWS01

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、0为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。 （1）精馏段：t184.47C,

mW

18981.24461.09

3

Vm Vo乙醇表面张力：

90809084.47



W

mo

20.43cm/mol

o

42.20cm/mol

3

16.217.1516.2乙

， 乙16.725； ， 水61.751。

[(1x0)VW]x0VxWVWx0V

2

水的表面张力：

908060.762.6



9084.4760.7水

2

W0

2



（xWVW）x0VxWVWx0V









[(10.1482)20.43]

0.148242.20(0.851820.430.148242.20)

2.05

因为xD0.1482，所以xW10.14820.8518

Blg(

W0

2

)lg2.050.311

Q0.441()[

T

q

0V0

q

2/3

WVW]

2/3

2

16.72542.20

2/3

/3

0.44184.47273.15

[

2

61.75120.43

2]

0.888

ABQ0.3110.8880.577

联立方程组 Alg(2

SW)

SWS01

S0

求得：SW0.387

S00.613

1/4

0.38761.7511/4

4

m0.61316.725

1/2.325



m29.20

(2) 提馏段：t294.43C VmW

W

1819.13cm3

/mol

W

940.88 Vmoo



46

cm3

/mol

o

0.905

50.83乙醇表面张力：

1009094.43， 乙

15.75715.216.2



10015.2； 乙

水的表面张力：

1009010094.4358.860.7



58.8， 水

59.848。 水

2

2

W1x0)VW]

（xWVW）0

x0VxWVWx0V





[(x0VxWVWx0V



2



[(10.0277)19.13]

0.027750.83(0.972319.10.027750.83)

14.29因为xD

0.0277，所以xW10.02770.9723 2

Blg(

W

)lg14.291.155

2/3

Q0.441(

q0

2/3

T

)[

V0q

WVW

]

2

2/3

/3

0.44115.75750.83

94.43273.15

[

2

59.85819.13

2]

0.768

ABQ0.3110.8880.577

联立方程组 Alg(0.762求得：SW

SW0S

2

S01 ) SW

00.238 S

1/4

m

1/4

0.76259.8580.23815.757

1/4

2.594

29.20m

4.混合物的粘度

t184.47C,查表得：水=0.3442mPa.s， 醇=0.431mPa.s

=0.2973mPa.s 醇=0.372mPa.s t294.43C，查表得：水

精馏段粘度：1醇x1水(1x1)

0.4310.14820.3432(10.1482)0.3562mPa.s

x2水(1x2) 提馏段粘度：2醇

0.3720.02770.2973(10.0277)0.2994mPa.s

5.相对挥发度

（1） 精馏段挥发度：由xA=0.1482, yB=0.4995得xB=0.8515, yB=0.5005

所以 =

yAxByBxA



0.49950.85150.50050.1482

5.73

=0.6530 （2） 提馏段挥发度：由xA=0.0277, yB=0.3470得xB=0.9723, yB

所以 =

6.气液量体积流量计算

yxABxyB

A



0.3470.97230.6530.0277

18.65

因为是饱和液体进料，所以 q=1,又因xF=0.0537,所以q为一条直线。x-y相图如下所示：

根据x-y相图得： Rmin

xDyqyqxq



0.85980.32120.32120.0537

2.013

取R1.5Rmin1.52.0133.02

(1)精馏段：L=RD=3.020.00524=0.0158kmol/s

V=(R+1)D=(3.02+1)0.00524=0.02106kmol/s已知：ML122.15kg/kmol, MV1=31.99kg/kmol,

L1881.24kg/kmol, V11.09kg/kmol。

则由质量流量：L1ML1L22.150.00630.139kg/s V1MV1V31.990.00840.269kg/s

体积流量：L1

S1

L

0.1391.5810

4

m3

/s

L1

881.24 VS1

V1

0.2691.09

0.247m3

/s

V2

(2)提馏段：因为本设计为饱和液体进料，所以q=1

LLqF=0.0063+0.03765=0.04395kmol/sVV(q-1)F=0.0084+0=0.0084kmol/s

已知：ML218.78kg/kmol, MV2=27.72kg/kmol, L2940.88kg/kmol, V20.905kg/kmol。

则由质量流量：L2ML2L18.780.043950.8254kg/s V2MV2V27.720.00840.2328kg/s

体积流量：LS2

L2

L2

V2



0.8254940.88

8.7710

4

m/s

3

VS2

0.23280.905

V2

0.257m/s

3

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。

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，泡点进料，所以q=1，即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，如图所示：xq=0.0537, yq=0.3212, 所以

Rmin2.013，操作回流比等于： R1.5Rmin1.52.0133.02。

已知：精馏线操作方程：yn1

提馏线操作方程：yn1

RR1

xn

xDR1

0.751xn0.214

LqFLqF-W

xm

WxWLqFW

0.539xm0.0347

在图上作操作线，由点（0.8598，0.8598）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0.0079为止，由此得到理论版NT=25块（包括再沸器），加料板为第22块理论板。

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：5.73，L1=0.3562mPa.s 所以ET0.49(5.730.3562)0.2450.411, NP精

NTET



210.411

47.6, 故NP精48块

。

（2） 提馏段

已知：18.65，L2=0.2994mPa.s 所以ET0.49(18.650.2994)0.2450.322, NP提

NTET

3－10.322

故NP精6块6.21，

。

全踏所需实际塔板数：NPNP精NP提＝48＋6＝54块。 全塔效率：ET

NTNP

＝25－154

＝44.44％

加料板位置在第49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。

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

由ｕ＝（安全系数）ｕmax,安全系数0.6~0.8，ｕmax

式中C可由史密斯关联图查出：

LS1L1 横坐标数值

VS1V1

1/2



1.58100.247

4

881.241.09

1/2

0.002

取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C20=0.076.

0.2

29.200.2

CC20(

20

)

0.076(

20

)

0.08

ｕmax0.08

2.273m/s

u10.6ｕmax0.62.2731.364m/s

D1



0.5m

横截面积：Ar=D2

2

2

4

1=0.7850.5=0.196m,

空塔气速：u0.2471=

0.196

1.26m/s

2. 提馏段

1/2

1/2

横坐标数值LS2L2

V



8.72104

0.115

S2V2

0.244

940.880.905

取板间距：Hr=0.45m, hL=0.07m,则Hr-hL=0.38， 查图可知：C20=0.076.

CC0.2

0.2

20(

20

)0.076(

45.2620

)

0.089

ｕmax0.089

2.87m/s

ｕ

u20.6max0.62.871.728m/sD

2



0.43m

圆整：D2

2

20.5m,横截面积：Ar=0.7850.5=0.196m, 空塔气速：u0.2572=

0.196

1.31m/s。

第五节 溢流装置

1、 堰长lW

取lW=0.75D=0.750.5=0.375m

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

L

2/3

hOW

1000EA 近似取E=1

lW

（1） 精馏段

4

2.8436001.581010000.375

2/3

hOW

0.0037m

hWhLhOW0.070.00370.0663m

（2） 提馏段

42.8436008.771010000.375

2/3

W hO

0.0117m

hLhOW0.070.01170.0583mhW

2、 方形降液管的宽度和横截面

Af

0.124,

WdD

0.176,则Af=0.1240.196=0.0243m,

2

查图得：AT

Wd0.1760.50.088m

验算降液管内停留时间：

AfHTLS1AfHTLS2

0.02430.451.5810

4

精馏段：



69.20s

提馏段：



0.02430.458.7710

4

12.54s

停留时间5s，故降液管可使用。 3. 降液管底隙高度

（1） 精馏段

LS1lWuO

1.5810

4

取降液管底隙的流速u=0.07m/s,则 hO=



0.3750.07

0.02m

（2） 提馏段

h=O

LS2lWuO



8.7710

4

0.3750.07

0.03m

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=0.5m,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=9

，则孔速uO1

F91.09

8.62m/s

N

VS14dOu

2



0.247

0.7850.0398.62

2

24块采用F1型浮阀

取边缘区宽度WC=0.03，破沫区宽度WS=0.07，WD=0.212。





x

计算塔板上的鼓泡区面积，即

Aa2R2arcsin

180R R

D2D2

0.52

WC

0.030.22m

x

WSWd



0.052

0.1120.070.068m

22

所以

Aa20.068 0.22arcsin0.31m1800.22

3.140.068

在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为t=100mm。鼓泡区面积

AaNtt240.10.10.24m

2

。

因0.24

按N=24重新核算孔速即阀孔功能因数

0.2474

0.0392

24

8.37m/s

1uO

FO8.378.73

阀孔动能因子为8.73接近9，大致可以算作在9--13范围内，塔板开孔率为

uuO

1.268.37

13.97%

。

（2）提馏段

取阀孔动能因子FO=9

，则孔速uO2

F90.905

9.46m/s



N

VS24dOuO2

2



0.257

0.7850.0399.46

2

22块采用F1型浮阀。

在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为t=100mm计算排间距。

取t=100mm时，排得浮阀数为22块。

AaNtt240.10.10.24m

2

。

因0.24

2uO

0.2574

0.0392

22

9.29m/s

FO9.299.70

阀孔动能因子为9.70，仍在9--13范围内，塔板开孔率为

uuO

1.319.71

12.62%

。

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h计算 1. 精馏段

（1）

干板阻力uoc110.02m/s。

因u01uoc1，故 hc15.34

V1uo

2

2l1g

5.34

1.0910.02

2

2881.249.8

0.034m

（2） 板上充气液层阻力

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0.0340.0350.069m

，pp1hp1l1g0.069881.249.8595.89pa

2. 提馏段

（1）

干板阻力uoc211.09m/s。

因u02uoc2，故 hc25.34

V2uo

2

2l2g

5.34

0.90511.09

2

2940.889.8

0.032m

（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0.0320.0350.067m

，pp2hp2l2g0.067940.889.8617.79pa

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=0.069m （2） 液体通过降液管的压头损失

Ls1.53104

0.1530.1530.00006m

0.3750.02lWhO1

2

2

hd1

（3） 板上液层高度 hL=0.07，则hd1=0.069+0.00006+0.07=0.014m。 取0.5，以选定HT0.45m，hW1=0.0663 则HthW10.5(0.450.0663)0.258m 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=0.067m （2） 液体通过降液管的压头损失

Ls28.77104

0.1530.1530.00009m

0.3750.02lWhO2

2

2

hd2

（3） 板上液层高度 hL=0.07，则hd2=0.069+0.00006+0.07=0.01379m。 取0.5，以选定HT0.45m，hW2=0.0663 则HthW20.5(0.450.0583)0.254m 可见Hd2HthW2，所以符合要求。

第三节．雾沫夹带验算

100%

泛点率

=

KCFAb

100%

泛点率

=1．精馏段

0.78KCFAT

查得物性系数K1.0，泛点负荷系数CF0.103

ZLD2Wd0.520.1120.276m

2

AbAT2Af0.19620.02430.1474m

所以，

2.41%80%

泛点率

10.1030.14741.94%80%

泛点率

0.7810.1030.196

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

ZLD2Wd0.520.1120.276m

2

AbAT2Af0.19620.02430.1474m

所以，

3.87%80%

泛点率

10.1010.14741.60%80%

泛点率

0.7810.1010.196

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

泛点率

=

KCFAb

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

0.8

1.00.1030.1474

整理可得雾沫夹带上限方程为：

VS9.8303.1LS

（2）提馏段

0.8

1.00.1010.1474

整理可得雾沫夹带上限方程为：

 VS12.37389.87LS

2． 液泛线

HthWhphLhdhCh1hhLhd

由此确定液泛线，忽略式中h。

HthW



22/3

Ls2.843600LS

5.340.153E(1)hW

2lglh1000lWWO

Vuo

2

而uO

VS4dON

2

（1） 精馏段

0.2585.34

1.09VS1

2

2

4

2

0.785240.039881.249.82

2720LS11.5(0.06631.2867LS1)

22/3

/3

整理后可得：VS20.30223313.92L2S12.3515L2S1

（2） 提馏段

0.2545.34

0.905VS1

2

2

4

2

0.785220.039940.889.82

1208.98LS21.5(0.05831.2867LS2)

22/3

2/3

5.082LS2 整理后可得：VS20.154553182.96L2S2

在操作范围内，任意取若干个LS值，算出相应的VS值：

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

A

fHT

5

3

~5s

以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

LSmax

AfHT

5



0.02430.45

5

0.0022m3/s

4． 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



4

d0NuO

2



4d0N

2

（1）精馏段 VS1min

5

0.7850.03924

2

50.137m/s

3

（2）提馏段 VS2min5 .液相负荷下限线



4

d0N

2

0.7850.03922

2

0.138m/s

3

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[

3600LSmin

lw

2/3

]

2/3

0.006

取E＝1.0，则LSmin

6． 操作性能负荷图

0.00610002.841.0



0.3753600

0.003m/s

3

由以上1～5作出塔板负荷性能图。

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，由图可查出塔板的气相负荷上限

(VS)max1.65m/s,(VS)min0.57m/s

3

3

所以，塔的操作弹性为1.65/0.572.89 有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表4

表4 浮阀塔工艺设计计算结果

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

取uF1.6m/s，LP918.19kg/m3

210

7

VS

360030024918.190.00084m/s

3

D0.026m26mm

查标准系列选取323.5 2. 回流管

采用直管回流管，取uR

1.6m/s，

dR

0.027m27mm

查表取323.5 3. 塔釜出料管

取uW

1.6m/s，dW4．塔顶蒸汽出料管

直管出气，取出口气速u

20m/s，D取453.5。 5.塔釜进气管

采用直管，取气速u

23m/s，D

3506。

0.336m336mm，查表取0.313m313mm，查表

0.034m34mm。查表取453.5。

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：Pg6Dg30HG5010-58 (2)回流管接管法兰：Pg6Dg30HG5010-58 (3)塔釜出料管法兰：Pg6Dg40HG5010-58 (4)塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg300HG5010-58 （5）塔釜蒸汽进气法兰：Pg6Dg300HG5010-58

第二节 筒体和封头

1. 筒体



1.056500212500.9

0.21.60mm

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=500mm,查得曲面高度h1=125mm,直边高度h0=25mm,内表面积F=0.310m2容积V封=0.021m3.。选用封头Dg5004,JB115473.

封

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系数K0.107

u3.04m/s

除沫器直径：D



1.28m

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5002160.2~0.4103332mm 基础环外经：Dbo5002160.2~0.4103732mm

圆整：Dbi400mm，Dbo700mm;基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；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=500mm，可选用吊柱200kg。S=400mm，L=1200mm,H=400mm。材料为A3。

第六节 手孔

由于精馏塔的直径为500mm，所以只需要安装手孔，开2个75的圆孔。

第五章 塔总体高度的设计

一 塔的顶部空间高度

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。

60RV/AT0.5~0.7 HBtLS

57.50103600.142/0.540.61.43m 三 塔立体高度

H1HTN512045054512024900mm21.2m

H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)。

出料液温度：78.137C（饱和气）78.173C（饱和液） 冷却水温度：20C35C

逆流操作：t158.173C,t243.173C tm

t1t2Int1

t2



58.13743.173

In58.13743.173

50.30C

传热面积：A

QKtm



Q292650.30



8701.093.0910

292650.30

3

19.9m

2

设备型号：G500I-16-40

第二节 再沸器的选择

选用120饱和水蒸气加热，传质系数取K=2926 J/( m2.h.C) 料液温度：99.815C100C（饱和液） 热流体温度：120C120C

20.185C 逆流操作：t120C,t2

 tm

t1t22020.18520.1C t120

InIn20.185t2

QKtm

Q292620.1

8700.8183.1810

292620.1

3

2

传热面积：A

38.5m

设备型号：G500I-6-70

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

目录

前 言............................. 1

第一章 设计任务书......................... 2 第二章 塔板的工艺设计 ................. 3

第一节 精馏塔全塔物料衡算 ············· 3 第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对 ···· 3 第三节 理论塔板的计算 ··············· 10 第四节 塔经的初步设计 ··············· 11 第五节 溢流装置 ·················· 13 第六节 塔板布置及浮阀数目与排列··········· 15

第三章 塔板的流体力学计算 ............. 17

第一节 气相通过浮阀塔板的压降 ··········· 17 第二节 堰塔 ···················· 18 第三节．雾沫夹带验算 ················ 19 第四节 塔板负荷性能图 ··············· 20

第四章 塔附件设计 ................... 25

第一节 接管 ···················· 25 第二节 筒体和封头 ················· 26 第三节 除沫器 ··················· 27 第四节 裙座 ···················· 27 第五节 吊柱 ···················· 27 第六节 手孔 ···················· 27

第五章 塔总体高度的设计 ............... 28

第六章 附属设备设计 .................. 28

第一节 冷凝器的选择 ················ 28

第二节 再沸器的选择 ················ 29

31