乙醇-水精馏塔设计

课 程 设 计 说 明

题 目： 乙醇-水连续精馏塔 设 计 人： sunrainbaby

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书

序言

这次课程设计应该说做的很艰辛，因为一直以来我们都在学一些理论性的知识，确切的可以说是“纸上谈兵”，但这次课程设计是需要多方面的知识的集合以及运用，不仅用了理论，同时也联系了实际，真的很锻炼人！

说到艰辛，也许是因为我们一直都没有完整的完成过一个设计而且自己一个人，做的过程中有时真的做到头晕脑胀的，只能停下，第二天再做，从开始到现在做了将近一个月了，需要毅力！

这个课程设计不仅锻炼了我的毅力，而且也让我认识到和学习到了很多东西！这是从别处得不到的！

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

终于做完了，很开心、很幸福！还有很多不足的地方，希望老师提出批评!

Sunrainbaby

2010年11月于大连

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目录

序言 ................................................................... 2 设计任务书 ............................................................. 5 第一章概述 ............................................................. 6

1.1精馏操作对塔设备的要求 .......................................... 6 1.2 板式塔的类型 .................................................... 7

1.2.1 泡罩塔 .................................................... 7 1.2.2 筛板塔 .................................................... 8 1.2.3 浮阀塔 .................................................... 8 1.3 精馏塔的设计任务及要求 .......................................... 9

1.3.1 精馏塔设计的内容 .......................................... 9 1.3.2 绘图要求 .................................................. 9 2.1塔形的选择 ..................................................... 10 2.2 操作条件的确定 ................................................. 10

2.2.1操作压力 .................................................. 10 2.2.2 进料状态 ................................................. 10 2.2.3 加热方式 ................................................. 10 2.2.4 冷却剂与出口温度 ......................................... 10 2.2.5 热能的利用 ............................................... 11 2.3 确定设计方案的原则 ............................................. 11 2.4精馏流程的确定 ................................................. 12 第三章板式精馏塔的工艺计算 ............................................ 13

3.1物料衡算 ....................................................... 13

3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数 ....................... 13 3.1.2平均摩尔质量 .............................................. 13 3.1.3物料衡算 .................................................. 13 3.2回流比的确定 ................................................... 14 3.3塔板数的确定 ................................................... 14

3.3.1精馏塔的气、液相负荷 ...................................... 14 3.3.2回收率 .................................................... 15 3.3.3操作线方程 ................................................ 15 3.3.4图解法理论板层数 .......................................... 15 3.3.5实际板层数的初步求取 ...................................... 16 3.3.6塔板总效率估计 ............................................ 17 3.4精馏塔有关物性计算 ............................................. 18

3.4.1精馏段的平均密度 .......................................... 18 3.4.2 液体平均表面张力计算 ..................................... 19 本章符号意义 ....................................................... 20 第四章板式塔主要尺寸计算 .............................................. 21

4.1精馏塔的塔体工艺尺寸计 ......................................... 21

4.1.1塔径的计算 ................................................ 21 4.1.2精馏塔有效高度计算 ........................................ 22 4.2 塔板主要工艺尺寸的计算 ......................................... 22

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4.2.1 溢流装置计算 ............................................. 22 4.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列 ................................. 23 4.3 塔板的流体力学验算 ............................................. 24

4.3.1 气象通过浮阀塔板的压降 ................................... 24 4.3.2 淹塔 ..................................................... 25 4.3.3 雾沫夹带 ................................................. 25 4.4塔板负荷性能图 ................................................. 26

4.4.1雾沫夹带线 ................................................ 26 4.4.2 液泛线 ................................................... 27 4.4.3液相负荷上限线 ............................................ 27 4.4.4漏液线 .................................................... 28 4.4.5液相负荷下限线 ............................................ 28 4.4.6塔板负荷性能图 ............................................ 28 计算结果汇总 ....................................................... 30 本章符号说明 ....................................................... 31 5.1 回流冷凝器 ..................................................... 32

5.1.1 冷凝器的介绍 ............................................. 32 5.1.2 冷凝器的选择 ............................................. 33 5.1.3冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 .......................... 33 5.2 再沸器 ......................................................... 33

5.2.1 再沸器的介绍 ............................................. 33 5.2.2 再沸器的选择 ............................................. 35

附录 .................................................................. 36

附录 1 常压下乙醇—水系统t—x—y数据 .............................. 36 附录 2 乙醇的物性 .................................................. 36 附录 3 物性系数 .................................................... 36 Key words ............................................................. 37 参考文献 .............................................................. 38 主体设备图（见二号图纸） .............................................. 38

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设计任务书

一．设计题目

乙醇—水连续精馏塔的温计． 二．设计任务及操作条件

[1]

(1)进精馏塔的料液含乙醇35%(质量)．其余为水。

(2)产品的乙醇含量不得低于93％(质量)。 (3)残液中乙醇含量不得高于0.2％(质量)。 (4)年生产时间为7200小时。 (5)操作条件

①精馏塔顶压强4kPa(表压)． ②进料热状态 自选。 ③回流比 自选。

④加热蒸汽 低压蒸汽。 ⑤单板压降 ≯0.7kPa． 三．设备型式

设备型式为浮阀塔． 四．厂址 厂址为东北地区。 五．设计内容

(1)设计方案的确定及流程说明。

(2)塔的工艺计算。

(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计。

①塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。 ②塔板的流体力学验算。 ③塔板的负荷性能图。

(4)设计结果概要或设计一览表。 (5)辅助设备选型与计算。

(6)生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图。 (7)对本设计的评述或有关问题的分析讨论。

六．设计基础数据

(1)常压下乙醇—水系统t—x—y数据见附录。

(2)乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数见附录。

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第一章概述

蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。

蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。 精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。

虽然工业生产中以多组分精馏为常见，但为简化起见，本书主要介绍两组分连续精馏过程的设计计算。

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。

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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 板式塔的类型

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，本设计方案采用板式塔。

板式塔类型的不同，在于其中的塔板结构不同，常见的主要类型有：泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、舌片塔、穿流筛板塔与穿流栅板塔。 1.2.1 泡罩塔

泡罩塔是Cellier于1813年提出的最早工业规模应用的板式塔式。 泡罩塔的结构及操作情况如图1-1所示。液体通过降液管从一块塔板流至下一块塔板。为使液体在塔板上有一定的积液厚度，塔板上液体流出口处设置有溢流堰。在塔板上钻有若干规则排列的圆孔，每个孔均装有升气管，升气管上又固定有泡罩。泡罩下缘开有齿缝。操作时，气体向上流过升气管后遇到泡罩便转而向下流动，经升气管外侧与泡罩内侧构成的通道后在泡罩齿缝处分散成许多小气泡进入塔板上液层。气体以气泡形式在液相中浮升并与液体进行相际传质。当气体跃离液面时液膜破裂，气体便流至上一层塔板。

泡罩塔最大的优点是易于操作，操作弹性大。当液体流量变化时，由于塔板上液层厚度主要由溢流堰高度控制，使塔板上液层厚度变化很小。若气体流量变化，泡罩齿缝开启度会随气体流量改变自动调节，故气体通过齿缝的流速变化亦较小。于是，塔板操作平稳，气液接触状况不因气液负荷变化而显著改变，换言之，维持较高传质效率的气液负荷变化范围很大。

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泡罩塔的弱点是结构复杂，造价高，气体通过每层塔板的压降大等。由于泡罩塔的这些弱点，使之在与当今多种优良塔板型式的比较中处于劣势，所以现在泡罩塔的应用已较少了。 1.2.2 筛板塔

筛板塔是在塔板上开有许多均匀分布的筛孔，并装有溢流管或没有溢流管。操作

时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。

筛板塔的优点有：结构简单，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，比同塔径的泡罩塔可增加10%～15%；塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。

缺点有：操作弹性范围较窄，小孔筛板容易堵塞。 1.2.3 浮阀塔

浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化

而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。

浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。

塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。

在分离稳定同位素时采用在克服泡罩塔缺陷的基础上发展起鼓泡式接触装置。 浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。 浮阀主要有V型和T型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大20％～40％；气体两个极限负荷比为5～6，操作弹性大；板效率比泡罩塔高10％～15％；雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。

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1.3 精馏塔的设计任务及要求[2]

1.3.1 精馏塔设计的内容

（1）设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

（2）板式塔的工艺计算（物料和平衡级计算、理论塔板、实际塔板）； （3）计算塔板各主要工艺尺寸（板间距、塔高和塔径等）；进行流体力学校核计算，并画出塔的操作性能图。

（4）塔的接管尺寸及附属设备的计算与选型，如泵、再沸器、冷凝器 （5）撰写设计说明书。

（6）绘制带控制点的工艺流程图和精馏塔设备图； 1.3.2 绘图要求

（1）绘制二元体系的y-x图，用图解法求取理论塔板数，并画出塔板的操作负荷性能图。

（2）绘制精馏装置工艺流程图。 （3）绘制精馏塔工艺条件图；

（4）绘制塔板结构图（包括正视图和俯视图）。

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第二章设计方案的确定

2.1塔形的选择

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。

2.2 操作条件的确定[2]

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、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 2.2.1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，为降低塔的操作费用，当地表压为4kpa. 2.2.2 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. 2.2.3 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鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 2.2.4 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

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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。

2.2.5 热能的利用[2]

精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。

选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。

若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。

此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程[1]，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。

2.3 确定设计方案的原则[2]

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：

（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） 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。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。

（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

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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。

2.4精馏流程的确定

乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

图2.1 精馏流程简图

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第三章板式精馏塔的工艺计算

[2]

3.1物料衡算

乙醇的摩尔质量为M乙=46kg/mol，水的摩尔质量为M水=18kg/mol 3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数

353546 xF466518100%17.4%

xD93934646718100%83.9%

4699.818 xW0.20.246100%0.78%

3.1.2平均摩尔质量

MF0.17446(10.174)1822.87kg/mol MD0.83946(10.839)1841.49kg/mol MW0.007846(10.0078)1818.22kg/mol 3.1.3物料衡算

m FMFt20000*103kg7200h121.46kmol/h

22.87kg/mol 总的物料衡算 FDW……………………………………(1） 易挥发组分物料衡算 FxFDxDWxW……………………（2） 由（1）、（2）联立得 D

F(xFxW)121.46(17.4%0.78%)24.34kmol/h

xDxW83.7%0.78%13

WFD121.4624.3497.12kmol/h

3.2回流比的确定

乙醇-水体系非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与交点尚未落在平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图3-1中点g所示。为此恒浓区出现在点g

附近。Rmin可由（xD，yD）向平衡线做切线的斜率求得。

图3-1乙醇-水的y-x图

由图3-1可见，该切线的斜率为

Rmin0.8390.375 Rmin10.8390.057求得Rmin=1.463。所以R=2Rmin=2.92 由于物料采用泡点进料，q=1。

3.3塔板数的确定

3.3.1精馏塔的气、液相负荷

LRD2.9224.3471.07kmol/h L'LqF71.07121.46192.53kmol/h VLD71.0724.3495.41kmol/h

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3.3.2回收率 乙醇的回收率为： HDxD100%96.63% FxF 水的回收率为： HW(1xW)97.12(10.0078)100%96.0%

F(1xF)121.46(10.174) 3.3.3操作线方程

精馏段操作线方程为

LD yxxD0.75x0.25

VV 提馏段操作线方程为

L'W y'x'xW2.10x'0.0093

L'WL'W3.3.4图解法理论板层数

采用直角梯级法求理论板层数，如图3-2所示，在塔底或恒沸点附近作图时需要

将图局部放大，如图3-3和3-4。

图3-2 图解法求理论板数

求解结果为：

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总理论板层数 NT=17 进料板位置 NF=15 精馏段的理论板层数 N精=14 提馏段的理论板层数 N提=3（包括进料板） 3.3.5实际板层数的初步求取

设ET=55%，则

精馏段实际板层数 N精=14/0.55=25 提馏段实际板层数 N提=3/0.55≈6

总实际板层数 Np=N精+N提=25+6=31

图3-3 局部放大图

图3-4 局部放大图

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3.3.6塔板总效率估计 （1）操作压力计算

塔顶操作压力 pDp当地p表4101.3105.3kPa 每层塔板压降 Δp0.7kPa 进料板压降 pF105.30.725122.8kPa 塔底操作压力 pWpD0.731127.0kPa 精馏段平均压降 pm(105.3127.0)/2116.15kPa

（2）操作温度计算[3]

依据操作压力，有泡点方程通过视差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸汽压由安托方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度 tD85.45℃ 进料板温度 tF91.7℃ 塔底温度 tW95.7℃

平均温度 tm(tDtW)/290.575℃ （3）粘度的计算

在tm90.575℃时，查的μH2O=0.3165mPa·s，μ=0.397mPa·s LxiLi0.1740.397(10.1154)0.31650.349mPa•s （4）相对挥发度计

根据乙醇、水的t-x-y图，可以求出乙醇和水在塔底和塔顶的分压；

塔顶的相对挥发度DPB,DPH2O,DPB,WPH2O,W105.2251.82

57.815152.2271.736

87.688 塔底的相对挥发度W 平均相对挥发度 DW1.778

(5)塔板总效率的估算

'''ET0.1%(1%),所以假设 根据ET0.49(L)0.245,求的ET0.551，且ET成立。

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(6)平均摩尔质量

①塔顶混合物平均摩尔质量的计算 由xDy10.839,查平衡曲线（见图3-2），x10.815 。

MLDm0.815460.1851840.82kg/mol MVDm0.839460.1611841.492kg/mol

②进料板混合平均摩尔质量计算 由图解理论版（见图3-2）得

yF0.485，查平衡曲线（见图3-2）得，xF0.143

MLFm0.143460.8571822.004kg/mol MVFm0.485460.5151831.58kg/mol 精馏段混合物平均摩尔质量

MLm40.8220.004/230.412kg/molMVm41.49231.58/236.536kg/mol

3.4精馏塔有关物性计算

3.4.1精馏段的平均密度

（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 VmpmMVm121.7536.5361.47kg/m3 RTm8.314(90.58273.15) （2）液相平均密度 液相平均密度依下式计，即

1mi/i

[4]

3①塔顶液相平均密度。由tD85.45℃，查的 H2O968.6kg/m，

CHCHOH757.3kg/m3[5]

22 LDm1769.044kg/m3

0.93/757.30.07/968.6[4]

②进料板液相平均密度。由tF91.7℃，查的H2O964.6kg/m3

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，

CHCHOH916.01kg/m3 [5]

22 进料板液相的质量分数A LFm0.143460.350

0.174460.826181949.52kg/m3

0.350/916.010.650/968.6③精馏段液相平均密度

Lm(769.044949.52)/2859.28kg/m3 3.4.2 液体平均表面张力计算

（1）塔顶液相平均表面张力的计算 当乙醇的质量分数为93%时查图[2]得，

2525.4103N/m,切乙醇的临界温度为243℃，水的临界温度为374.2℃,则混合

液体的临界温度为：

TmCDxiTic0.8392430.161374.2264.123 ℃

tDTmCDTD1.2264.12385.451.2()() 将混合液体的临界温度代入

25TmCDT25264.12325解得 tD18.401103N/m

（2）进料板液相平均表面张力的计算 当乙醇的质量分数为35%时查图[2]得，

2529.5103N/m，切乙醇的临界温度为243℃，水的临界温度为374.2℃,则混

合液体的临界温度为：

TmCFxiTic0.1742430.826374.2351.371℃

tFTmCFTF1.2351.37191.71.2()()解得 将混合液体的临界温度代入

25TmCFT25351.37125tF22.42N/m

(3)精馏段液相平均表面张力计算 Lm

(18.4022.42)/220.41103N/m

19

本章符号意义

20

第四章板式塔主要尺寸计算

4.1精馏塔的塔体工艺尺寸计

4.1.1塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为 VsVMVm95.4136.5360.658m3/s

3600Vm36001.47LMLm70.0730.4120.00067m3/s

3600Lm3600859.280.2[3]

Ls 气体负荷系数CC20,由史密斯关联图,查得C20，图中的横坐 标为

0.02L sVsLV1/20.000673600859.280.65836001.471/20.0246

取板间距离HT0.4m，板上液层高度hL0.05m，则 HThL0.40.050.35m 查图4-1得C200.0740,则

 CC200.02 所以： maxC0.220.410.0740200.20.0743

LV859.281.470.07431.795m/s V1.47 取安全系数为0.6，则空塔气速为

0.6max0.61.7951.077m/s D4Vs40.6580.882m

1.077 取标准塔径圆整后为D0.9m：

21

塔截面积为 AT实际空塔气速为 4D240.920.635m2

Vs0.6581.037m/s AT0.635 4.1.2精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度为

Z N 4HT(25-4)0.408.4m 提馏段有效高度为

Z N 2HT(6-2)0.401.6m

4.2 塔板主要工艺尺寸的计算

4.2.1 溢流装置计算

因塔径D0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下。 （1）堰长lw 取 lw0.66D0.660.90.594m。

（2）溢流堰高度hw 由 hwhLh0w。选用平直堰，堰上液层高度好h0w依下式计

2.84lh算，即 h0w1000lw近似取1，则h0w

2/3

2/32.84lh1000lw2.842/315940.0073m 1000取板上液层高度hL0.05m，故

hwhLh0w0.0500.00730.0427m （3）弓形降液管宽度Wd 和截面积Af 由

AfAT0.0722,lw0.66查弓形降液管宽度与面积图得 DWd0.124 D故Af0.0722AT0.07220.6350.0458m2

22

Wd0.124D0.1240.90.1116m

3600AfHTLs依式验算液体在降液管中停留时间，即

3600AfHTLh36000.04580.429.08s[5s]

0.000673600故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h0 h0lh

3600lw'0 取'00.08m/s，则 h0lh0.0006736000.014m

3600lw'036000.5940.08 hwh00.04270.0140.0287m[0.006m]

故降液管底隙高度合理。

4.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列

F0取阀孔动能因数F011,用0V求孔速u0，即

0 依式NF0V119.07m/s 1.474Vsd020求每层塔板上的浮阀数，即

N4Vsd0200.658460

0.03929.07取边缘区宽度Wc0.06m，破沫区宽度Ws=0.07m。

23

x依式Aa2xR2x2R2sin1计算塔板上的鼓泡面积，即

180RD0.9Wc0.060.39m 22D0.9 xWdWs0.11160.070.2684m

22 R0.2682 Aa20.2680.3920.26820.392sin10.382m

1800.39 浮阀排列方式采用正三角形排列。取同一横排的孔心距t75mm0.075m，

求出浮阀个数为61个。

Vs9.03m/s 02d0N4 F00V10.9

阀孔数变化不大，仍在9～12之间。 塔板开孔率=

1.037100%11.4% 09.034.3 塔板的流体力学验算

4.3.1 气象通过浮阀塔板的压降

可根据hphch1h计算塔板压降

73.1 （1）干板阻力 0cV1/1.82573.11.471/1.8258.504m/s

因为00c，所以有

V9.0321.47 hc5.345.340.0379m

2gL29.81859.28 (2)板上充气液层阻力h1 本设备分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数00.5。所以 h10hL0.50.050.025m

（3）克服表面张力所造成的阻力h0 因本设计采用浮阀塔，其h0很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为 hphch10.03790.0250.0629m

24

20 单板压降 pPhPLg0.0629859.289.81530.21Pa

4.3.2 淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度HdHThW。 Hd可用下式计算，即HdhphLhd

（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp0.0629m 。 （2）液体通过降液管的压头损失hd 因不设进堰口，

Ls0.000670.153 所以hd0.1530.00110m lh0.6580.012w022 （3）板上液层高度h1 取hL0.05m，则

HdhphLhd0.06290.050.001150.114m

取0.5，HT0.40m，hw0.0427m，则

HThW0.50.40.04270.221m 可见 HdHThW，符合防止淹塔的要求。

4.3.3 雾沫夹带

板上液体流经长度 ZLD2Wd0.920.11160.6768m 板上液流面积 AbAT2Af0.63520.04580.5434m2

水和乙醇可按正常系统按附录3取物性系数K1.0,又由泛点负荷图查的泛点负荷系数CF0.1105，

Vs所以：F1VLV1.36LSZL100%

KCFAb 25

0.658 1.471.360.000670.6768859.281.47100%46.5%

10.11050.5434

1.47LV859.281.47100%49.7% F1100%0.78KCFAT0.7810.11050.635Vs0.658由两种方法计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能满足

VeV0.1kg液/kg汽的要求。

4.4塔板负荷性能图

4.4.1雾沫夹带线

Vs按式F1VLV1.36LSZL100%作出。

KCFAb对于一定物性及一定的塔结构，式中V、L、Ab、K、CF、及ZL均为已知值，相应于eV0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出VsLs，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率=80%计算如下

Vs1.471.36Ls0.6768859.281.470.8

10.11050.5434

整理得 0.041Vs0.92Ls0.048 Vs1.1722.4Ls

雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任意取两个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于表4-1中。

26

4.4.2 液泛线

由HThWhphLhdhch1hhLhd确定液泛线。忽略h项，

22/3VLs2.84lh 所以HThW5.34+10hw0.1532gL1000lwlwh020因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hw、h0、V、L、0及等均为定值，而0与Vs又有如下关系，即0Vsd02N

4式中阀孔数与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化得

2/3 Vs26.28514511.6L2s330.24Ls

在造作范围内任取若干个Ls值，依上式都可算出一个相应的Vs值列于表4-2中。

4.4.3液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s。 液体在降液管中停留时间3600AfHTLh3-5s

求出上限液体流量Ls值（常数），在VsLs图上，液相负荷上限线为与气体流量

Vs无关的竖直线。

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 LsmaxAfHT40.04580.40.00458m3/s 4 27

4.4.4漏液线

5对于F1型重阀，依F00V5计算，则0V。又知Vs4d02N0,即

Vs4d02N5V

式中d0、N、V均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。

以F05作为规定气体最小负荷的标准，则

(Vs)min42d0N042d0N5V42d0NF0V40.03929150.45m3/s 1.474.4.5液相负荷下限线

取堰上叶层高度h0w0.006m作为液相负荷下限条件，依下列h0w的计算式 h0w2.843600(Vs)min1000lw2/3

计算出Ls的下限值，依此作为液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。

2.843600(Vs)min 1000lw2/30.006

取E1,则

0.0061000 (LS)min2.84

4.4.6塔板负荷性能图

3/2l0.0061000w36002.843/20.5940.00051m3/s 3600 根据表4-1、表4-1及式Lsmax、(Vs)min、(LS)min可分别作出塔板负荷性能图上的①～⑤,见图4-1。

28

由塔板负荷性能图可以看出：

（1）在任务规定的气液负荷下的操作点A，处在适宜操作区内的适中位置。 （2) 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。

（3）按照固定的液气比，由图4-4查出的塔板的气相负荷上限(Vs)max1.25m3/s，所以

操作弹性

1.252.77 0.45

图4-1 塔板负荷性能图

塔板负荷性能图解释说明

（1）液沫夹带线 图中线 1 为雾沫夹带线，又称气相负荷上限线。如操作的气液相负荷超过此线时，表明液沫夹带现象严重，此时液沫夹带量eV>0.1kg（液）/ kg（气）。塔板的适宜操作区应在该线以下。 （2）液泛线 图中线2为液泛线。若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。塔板的适宜操作区在该线以下。

（3）液相负荷上限线 图中线 3 为液相负荷上限线。若操作的液相负荷高于此线时，表明液体流量过大，此时液体在降液管内停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使塔板效率下降。塔板的适宜操作区应在该线以左。

（4）漏液线 图中线 4 为漏液线，又称气相负荷下限线。当操作的气相负荷低于此线时，将发生严重的漏液现象。此时的漏液量大于液体流量的10%。塔板的适宜操作区应在该线以上。

（5）液相负荷下限线 图中线 5 为液相负荷下限线。若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过低，板上液流不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹、偏

29

流等现象，导致塔板效率的下降。塔板的适宜操作区应在该线以右。

计算结果汇总

30

本章符号说明

表4-4

31

第五章精馏装置的附属设备

精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。

5.1 回流冷凝器

5.1.1 冷凝器的介绍

按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。

（1）整体式 如图5-1(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

[6]

图

5-1 冷凝器的型式

（2）自流式 如图5-1（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。

（3）强制循环式 如图5-1（d）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。

32

需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 5.1.2 冷凝器的选择

本设计选择强制循环式冷凝器

冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。 5.1.3冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量

热流体为85.45℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水

查液体气化共线图得r1=925kJ/㎏，r2=2400kJ/㎏。 qm1=0.40kg/s

Q=qm1r1

Q=qm2r2 解得 qm2=0.154 kg/s 传热面积：A85.4540302023.41℃ Q ，tm.4540ln85Ktm3020取K=700W·m-2/℃ 所以 A37000022.6m2

70023.41Q(J/s或W；)————单位时间内的传热量; qm1,qm2(kg/s)————热、冷流体的质量流量; r1,r2(J/kg)————热，冷流体的汽化潜热.

5.2 再沸器

5.2.1 再沸器的介绍

精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。

[6]

（1）釜式式再沸器

如图 5-2（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加

33

热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10 分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm 高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.3～1.6倍。（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。 （2）热虹吸式再沸器

如图 5-2（c）、（d）、（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。 （3）强制循环再沸器

如图 5-2 中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。

原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。

图 5-2 再沸器的型式

34

5.2.2 再沸器的选择

本设计选择釜式再沸器

对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。

35

附录

附录 1 常压下乙醇—水系统t—x—y数据

附录 2 乙醇的物性

附录 3 物性系数

36

Key words

连续精馏—— continuous distillation

连续精馏塔—— continuous distillation column 馏出液——distillate 残液——residue 精馏——rectification

精馏段——rectification section 提馏段——stripping section 理论塔板——theoretical stage 实际塔板——actual plate' 再沸器——reboiler 冷凝器——condenser 操作线——operating line 回流比——reflux ratio 全回流——total reflux 降液管——downcomer 溢流堰——overflow weir 堰高——weir height 塔板效率——plate efficiency 总塔效率——column efficiency

37

参考文献

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[2] 申迎华，郝晓刚. 化工原理课程设计[M]. 北京： 化学工业出版社，2009. [3] 付维勤，汪长赋，雷晓春. CoCl2-乙醇溶液饱和蒸汽压的测定及关联. 南昌： 南昌大学学报（理科板），1994. 151-154.

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[8] 孙庆群. 化工制图[M]. 北京： 化学工业出版社，2007.

[9] 周大军，揭嘉. 化工工艺制图[M]. 北京： 化学工业出版社，2005.

主体设备图（见二号图纸）[7,8,9]

38