1精馏塔的物料衡算
1.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量乙醇的摩尔质量MA=46.07kg/kmol水的摩尔质量MB=18.02kg/kmol
xD=0.78,xW=0.0004根据分离要求：xF=0.28,
1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=46.07×0.28+18.02×(1−0.28)=25.874kg/kmolMD=46.07×0.78+18.02×(1−0.78)=39.899kg/kmolMW=46.07×0.0004+18.02×(1−0.0004)=18.031kg/kmol1.3塔顶馏出液量、塔釜残液量及进料流量计算
40000×1000
=214.72kmol/h
300×24×25.874
总物料衡算：F=D+W
进料液量F=
乙醇物料衡算：FxF=DxD+WxW代入数据解得：
D=77.01kmol/hW=137.71kmol/h
2塔板数的确定
2.1、理论板层数NT的求取
乙醇—水体系属理想物系，可采取图解法求理论板层数。①查得乙醇—水物系的气液平衡数据，绘出y-x图，如图1。
乙醇—水汽液平衡组成与温度的关系
乙醇摩尔分数液相x0.00.050.100.200.300.400.50
气相y0.00.310.430.520.5750.6140.657
温度/C100.090.686.483.281.780.779.9
乙醇摩尔分数液相x0.600.700.800.8940.951.00
气相y0.6980.7550.820.8940.9421.00
温度/C79.178.778.478.1578.378.3
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点f（0.28,0.28）作垂线fe交平衡线于点e，即为q线，e点坐标为xe=0.28,
ye=0.565
故最小回流比为
R
min=
xD−ye0.78−0.565
==0.754ye−xe0.565−0.28
操作回流比为
图1
3.3.6液体平均表面张力的计算液相平均张力计算
σLM=Σxiσi
塔顶液相平均表面张力的计算
tD=78.35°C查出
乙醇：σA=17.249mN/m
水：
σB=67.964mN/m
σLDM=0.78×17.249+(1-0.78)×67.964=28.4063mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
tF=82.47°C查得σA=16.8777mN/m
σB=62.0578mN/m
σLFM=0.28×16.8777+(1-0.28)×62.0578=49.4074mN/m
塔釜液相平均表面张力的计算tW=100.0°C查得
σA＝15.2mN/mσB＝58.4mN/m
σLWM＝0.0004×15.2+(1-0.0004)×58.4＝58.3827mN/m
精馏段液相平均表面张力为
σLm＝(28.4063+49.4074)/2=38.9069mN/m
提馏段液相平均表面张力为
'σLM＝(49.4074+58.3827)/2=53.8950mN/m
3.3.7液体平均粘度计算液相平均黏度依下式计算
lgµLM=Σxilgµi
塔顶液相平均黏度计算
tD=78.35°C
查手册得:
µA=0.4257mPa⋅s,µB=0.3416mPa⋅s
lgµLDM=0.78×lg0.4257+(1−0.78)×lg0.3416=−0.3919mPa⋅s
µ
LDM
=0.4056mPa⋅s
进料板液相平均黏度计算由tF
µ=82.47°C查手册得:
A
=0.3992mPa⋅s,µ=0.3270mPa⋅s
B
lgµLFM=0.28×lg0.3992+lg0.3270×(1-0.28)=−0.4612mPa⋅s
µLFM=0.3458mPa⋅s
塔釜液相平均黏度计算
tW=100℃查手册得:µA=0.305mPa⋅s,µB=0.248mPa⋅s
lgµLWM=0.0004×lg0.305+(1−0.0004)×lg0.248=−0.6055mPa⋅s
µ
LWM
=0.2480mPa⋅s
精馏段液相平均粘度计算
µLM=(0.4056+0.3458)/2=0.3757mPa⋅s
提馏段液相平均粘度计算
'µLM=(0.3458+0.2480)/2=0.2969mPa⋅s
3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径的计算（1）精馏段
将以上计算结果列表如下：
表3已计算出的各项物性数据
名称
液相平均密度/气相平均密度/
液相体积流量/气相体积流量/液体表面张力mN/m液体平均粘度mPa.s
精馏段
864.58081.17230.00091071.385038.90690.3757
提馏段954.53920.9049
0.002534
1.385053.89500.2969
由（其中由计算，C20由史密斯关联图查取。）
横坐标为
取板间距
，板上液层高度hL=0.07m,则
查史密斯关联图得
,
取安全系数为0.7
，则空塔速度为
则
按标准塔径圆整后为塔截面积为
D=1.20m
实际空塔气速为（2）提馏段：
由（其中由计算，C20由史密斯关联图查取。
横坐标为
取板间距查史密斯关联图得
，板上液层高度
,
,则
取安全系数为0.7
，则空塔速度为
则
按标准塔径圆整后为D=1.00m
因为精馏段和提馏段计算出来的塔径经圆整后相差不大，根据塔径的设计原则，精馏塔的塔径可取1.2m，故提馏段的塔截面积和实际空速与精馏段的相等。因此以下均采用精馏段计算。3.4.2塔高的计算
精馏段有效高度为：
提馏段有效高度为：
由于料液较清洁，无需经常清洗，故可在进料板上方开一人孔，其高度为0.7，
因此精馏塔的有效高度为：
3.5塔板主要工艺尺寸计算
1、溢流装置计算
因塔径D=1.20m，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
取
（2
）溢流堰高度
由近似取由
选用平直堰，堰上液层高度（根据设计经验）
，
由式计算
及求
取板上清液高度hL=0.07m
故
（3）弓形降液管宽度
和截面积
由查弓形降液管的参数
得
故
依式
即
验算液体在降液管中停留时间，
故降液管设计合理。（4）
降液管底隙高度
取
则
故：此降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度2.塔板布置3.（1）塔板分块因
，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为3
块
取Ws=0.070m,Wc=0.040m
（2）开孔区面积计算
开孔区面积
按计算
其中
故
（3）筛孔计算及排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用孔按三角形排列，取孔中心距t=3do=13.5mm
碳钢板，取筛孔直径do=4.5mm.筛
故：筛孔数目
为
开孔率
每层塔板上开孔面积A0和气体通过筛孔的速度u0
为：
3.6筛板的流体力学验算
1.塔板压降（1）干板阻力
计算
干板阻力由
=4.5mm
由式计算即：
=3mm
=0.051
故=0.051
计算
=0.0024液柱
（2）气体通过液层得阻力气体通过液层得阻力
=
=1.3231
F=1.3231
插图得：故：
=
=
=1.4326Kg
=0.5950
/(s.m)
=0.5950（0.06165+0.007397）=0.04108m液柱
计算
（3）液体表面张力的阻力
液体表面张力所产生的阻力=计算得：
=
气体通过每层塔板的液柱高度
=0.0041液柱
可按下式计算，即
=
+
+
=0.0024+0.04108+0.0041=0.04758m液柱
气体通过每层塔板的压降为：
=0.04758864.58089.81=403.55
2.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液沫夹带
液沫夹带量由下式计算：
=2.50.07=0.175
故
=
在允许范围内
=0.02234Kg液/Kg气
故在本设计中液沫夹带量4.漏液
对筛板塔，漏液点气速
由下式计算，即：
=4.4
=4.4实际孔速稳定系数为
=17.8387m/s>
=9.5959m/s
K=
故在本设计中无明显漏液。5.液泛
我防止塔内发生液泛，降液管内液层高
>1.5
应服从下式关系，即
而
=
+
可由下式计算，即=0.153
液柱
板上不设进口堰，
=0.04758+0.07+0.00153=0.1191m
液柱
故在本设计中不会发生液泛现象。
3.7塔板负荷性能图3.7.1精馏段负荷性能图1、漏液线
由uo,min=Vs,min/Ao=4.4CoρL/ρV(0.0056+0.13(hw+how)−hc),
how=
得：
2.84Lh2/3
E()1000lw
Vs,min=4.4CoAoρL/ρV(0.0056+0.13(hw+how)−hσ)=4.4×0.780×0.07764×
2
⎧⎫⎡2.843600×Ls3⎤⎪⎪
864.5808/1.1723×⎨0.0056+0.13⎢0.06165+×1×(⎥−0.0041⎬
10000.78⎪⎪⎣⎦⎩⎭
=0.2665×.0408+75.4810Ls,
在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算出Vs,min值，计算结果列于下表：
2
Ls(m3/s)Vs,min(m3/s)
0.00060.8668
0.0020.8934
0.0040.9210
0.0060.9435
0.0080.9631
2、液沫夹带线
以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs−Ls关系如下：5.7×10⎛ua
因为eV=⎜⎜HT−hfσL
⎝
−6
⎞⎟⎟⎠
3.2
ua=
VsVs
==0.9553Vs
AT−Af1.1304−0.08365
hw=0.06165
hf=2.5hL=2.5(hw+how)
how=2.84/1000×1×(
3600Ls2/3
=0.7873Ls2/3
0.78
故hf=0.1541+1.9683LsHT−hf=0.2959−1.9683Ls2/3
5.7×10−60.9553Vs3.2
ev=()=0.12/3
38.9069/10000.2959−1.9683Ls整理得：Vs=2.3805−15.8351Ls2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算出Vs值，计算结果列于下表：
Ls(m3/s)Vs(m3/s)
0.00062.2679
0.0022.1291
0.0041.9815
0.0061.8576
0.0081.7471
由上表数据即可作出液沫夹带线2。3、液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由⎛3600Ls⎞
how=2.84×10−3×E×⎜⎟
l⎝w⎠
2/3
=0.006
取E=1,
则：Ls,min=(0.006×1000)3/20.78=0.0006653
2.843600
据此,可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。4、液相负荷上限线
以θ=6s作为浆液管中停留时间的下限，由式θ=得θ=故
3600AfHT
Lh
AfHT
=6Ls
AfHT0.08365×0.45
Ls,max===0.006274m3
66
据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。5、液泛线令
Hd=ϕ(HT+hw)
由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+ho+h1；h1=βhL；hL=hw+how
联立得：ϕHT+(ϕ−β−1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ忽略hσ,将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代入上式得：
a′Vs2=b′−c′Ls2−d′Ls2/3
式中：
a′=
0.051ρV
()2
(A0c0)ρL
b′=ϕHT+(ϕ−β−1)hw
⎛3600⎞
d′=2.84×10−3×E×(1+β)⎜⎟
l⎝w⎠
2/3
c′=
0.153
(lwh0)
2
代入有关数据得：
a'=
0.0511.1723
()=0.018862
(0.07764×0.780)864.5808
b'=0.5×0.45+(0.5−0.5950−1)×0.06165=0.1575c'=
0.153
=1837.092
(0.780×0.0117)
36002/3
)=1.25570.78
d'=2.84×10−3×1×(1+0.5950)×(
故0.01886Vs2=0.1575−1837.09Ls2−1.2557Ls2/3或Vs2=8.3510−97406.68Ls2−66.5801Ls2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算出Vs值，计算结果列于下表：
Ls(m3/s)Vs(m3/s)
0.00062.8004
0.0022.6276
0.0042.2616
0.0061.6266
0.00760.3887
在负荷性能图上，作出操作点A(0.0009107,1.3850)，连接OA，作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带线控制，下限为液相负荷下限线，由图查得：
Vs,max=2.24
故操作弹性为：3.7.3热量衡算
Vs,min=1.01Vs,maxVs,min
=2.2178
由气液平衡数据，用试差法可求塔顶温度
tD
，塔底温度
tW
，进料温度
tF
如下：
tD=78.38°CtW=99.5°CtF=50°C
tD温度下：CpA=146.28kJ/(kmol⋅K)CpB=75.78kJ/(kmol⋅K)
CPD=CpA⋅xD+CpB⋅(1−xD)=146.28×0.8814+75.78×0.1186=137.92kJ(kmol⋅K)tW温度下：CpA=163.3kJ/(kmol⋅K)
CpB=75.96kJ/(kmol⋅K)
PW=CpA⋅xW+CpB⋅(1−xW)=163.3×0.00196+75.96×0.99804=76.13kJ/(kmol⋅K)tD温度下：γA=1000kJ/kg
γB=2400kJ/kg
γ=γA⋅xD+γB⋅(1−xD)=1000×0.8814+2400×0.1184=1165.56kJ/kg
塔顶
D=M1⋅xD+M2⋅(1−xD)=46×0.8814+18×0.1184=42.6792kg/kmol
（1）0℃时的塔顶气体上升的焓QV
QV=VpD⋅tD+V⋅γ⋅D=909.614×(137.92×78.38+1165.56×42.6792)=5.51×107kg/h
（2）回流液的焓QR
回流液组成与塔顶组成相同：
QR=L⋅CP⋅tD=752.818×137.92×78.38=8.14×106kJ/h
（3）塔顶馏出液的焓QD
因馏出口与回流口组成一样，所以CP=137.92kJ/(mol⋅K)
QD=D⋅CP⋅tD=156.837×137.92×78.38=1.70×106kJ/h
(4)冷凝器消耗的焓QC
QC=QV−QR−QD=5.51×107−8.14×106−1.70×106=4.526×107kJ/h
（5）进料口的焓QF
tF温度下：
CP=CpA⋅xF+CpB⋅(1−xF)=84.197kJ/(kmol⋅K)
所以
QF=F⋅CP⋅tF=864×84.197×50=3.64×106kJ/h
(6)塔底残液的焓QW
QW=W⋅P⋅tW=707.16×84.197×99.5=5.92×106kJ/h
(7)再沸器QB
塔釜损失热为5%，则η=0.95，设再沸器损失热量Q损=0.05QB
QB+QF=QC+QW+Q损+QD
0.95QB=QC+QW+QD−QF=(5.92+45.26+1.7−3.64)×106=4.924×107
加热器实际负荷：
QB=51.83×107kJ/h
4、附属设备的选型
本设计中冷凝器选用管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，有利于节省面积，减少材料费用。冷却水的进口温度t1=25℃
，出口温度t2=40℃。
露点回流温度经估算得tD′=77.9℃，塔顶操作温度tD=78.38℃4.1.1计算冷却水的流量：
75GC=QC/⎡⎣CP×(t2−t1)⎤⎦=4.526×10/⎡⎣4.174×(40−25)⎤⎦=7.23×10kg/h
4.1.2冷凝器选择列管式，逆流方式
△tm
t′−t)−(t(=
D
1
D
−t1)
t′−t
lntD−t1
=
(77.9−25)−(78.38−40)=45
ln
78.38−40
K=250W/(m2℃)=900kJ/(hm2℃)QC=KA△tm
∴A=QC/K△tm=17.85
∵操作弹性是3.252，∴A′=3.252×48.97=159.26㎡
4.2再沸器的选用
再沸器选用0.501MPa，263.8℃的水蒸气，传热系数K取600kcal/(㎡.h.℃)=2520kJ/(㎡.h.℃)4.2.1、间接加热量
，r=1629.2kJ/kg
GB=QB/r=2097088.40/1629.2=1287.19kg/h
4.2.2再沸器的加热面积
tW1=131.4℃再沸器的液体的入口温度；tW2=131.4℃为回流汽化上升蒸汽时的温度；t1=263.8℃为加热蒸汽的温度；t2=263.8℃为加热蒸汽冷凝为液体的温度
△t1=t1−tw1=263.8−131.4=132.4℃△t2=t2−tw2=263.8−136.2=132.4℃△tm=132.4℃
A=2097088.40/2520×132.4=6.29㎡
可选择釜式再沸器（其换热管束采用U形管束，结构上与其他换热器不同之处在于壳体上设置一个蒸发空间，其大小由产气量和所要求的蒸汽品质来决定。）4.3塔内其他构件—接管管径的计算和选择4.3.1进料管进料体积流量VSf=
FMfρf
=
21.54×952.67
=22.99m3/h=0.0064m3/s
892.45
取适宜的输送速度uf=
2.0m/s，故
dif=
=
=0.064m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ70×3mm
实际管内流速：uf=2m/s4.3.2釜残液出料管
釜残液的体积流量：
VSW=
WMw813.39×18.02
==15.3m3/h=0.0042m3/sρw957.5
取适宜的输送速度uW=
1.5m/s，则d计=
=0.06m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ68×4mm实际管内流速：uW=1.5m/s4.3.4回流液管回流液体积流量
VSL=
LML380.23×42.07
==21.2m3/h=0.006m3/sρL754.2
利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=
0.5m/s，那么
d计=
=0.124m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ133×4.5mm
实际管内流速：uSL=0.5m/s4.3.5塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：
VSV=
519.51×42.07
=14378m3/h=3.99m3/s
1.52
取适宜速度uV=
30m/s，那么
d计=
=0.412m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ480×34mm
实际管内流速：uSV=30m/s4.3.6水蒸汽进口管
通入塔的水蒸气体积流量：
VSO=
186.2×18.06
=3.77m3/s
3600×7.8
取适宜速度u0=30m/s，那么
d计=
=0.4m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ426×13mm实际管内流速：u0=30m/s4.3.7馏出液出口管回流液体积流量
VSD=
LMD139.28×42.07
==7.77m3/h=0.0022m3/sρD754.2
取适宜的出料速度uD=
1m/s，那么
d计=
=0.53m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ60×3.5mm
实际管内流速：uSL=1m/s
1精馏塔的物料衡算
1.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量乙醇的摩尔质量MA=46.07kg/kmol水的摩尔质量MB=18.02kg/kmol
xD=0.78,xW=0.0004根据分离要求：xF=0.28,
1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=46.07×0.28+18.02×(1−0.28)=25.874kg/kmolMD=46.07×0.78+18.02×(1−0.78)=39.899kg/kmolMW=46.07×0.0004+18.02×(1−0.0004)=18.031kg/kmol1.3塔顶馏出液量、塔釜残液量及进料流量计算
40000×1000
=214.72kmol/h
300×24×25.874
总物料衡算：F=D+W
进料液量F=
乙醇物料衡算：FxF=DxD+WxW代入数据解得：
D=77.01kmol/hW=137.71kmol/h
2塔板数的确定
2.1、理论板层数NT的求取
乙醇—水体系属理想物系，可采取图解法求理论板层数。①查得乙醇—水物系的气液平衡数据，绘出y-x图，如图1。
乙醇—水汽液平衡组成与温度的关系
乙醇摩尔分数液相x0.00.050.100.200.300.400.50
气相y0.00.310.430.520.5750.6140.657
温度/C100.090.686.483.281.780.779.9
乙醇摩尔分数液相x0.600.700.800.8940.951.00
气相y0.6980.7550.820.8940.9421.00
温度/C79.178.778.478.1578.378.3
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点f（0.28,0.28）作垂线fe交平衡线于点e，即为q线，e点坐标为xe=0.28,
ye=0.565
故最小回流比为
R
min=
xD−ye0.78−0.565
==0.754ye−xe0.565−0.28
操作回流比为
图1
3.3.6液体平均表面张力的计算液相平均张力计算
σLM=Σxiσi
塔顶液相平均表面张力的计算
tD=78.35°C查出
乙醇：σA=17.249mN/m
水：
σB=67.964mN/m
σLDM=0.78×17.249+(1-0.78)×67.964=28.4063mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
tF=82.47°C查得σA=16.8777mN/m
σB=62.0578mN/m
σLFM=0.28×16.8777+(1-0.28)×62.0578=49.4074mN/m
塔釜液相平均表面张力的计算tW=100.0°C查得
σA＝15.2mN/mσB＝58.4mN/m
σLWM＝0.0004×15.2+(1-0.0004)×58.4＝58.3827mN/m
精馏段液相平均表面张力为
σLm＝(28.4063+49.4074)/2=38.9069mN/m
提馏段液相平均表面张力为
'σLM＝(49.4074+58.3827)/2=53.8950mN/m
3.3.7液体平均粘度计算液相平均黏度依下式计算
lgµLM=Σxilgµi
塔顶液相平均黏度计算
tD=78.35°C
查手册得:
µA=0.4257mPa⋅s,µB=0.3416mPa⋅s
lgµLDM=0.78×lg0.4257+(1−0.78)×lg0.3416=−0.3919mPa⋅s
µ
LDM
=0.4056mPa⋅s
进料板液相平均黏度计算由tF
µ=82.47°C查手册得:
A
=0.3992mPa⋅s,µ=0.3270mPa⋅s
B
lgµLFM=0.28×lg0.3992+lg0.3270×(1-0.28)=−0.4612mPa⋅s
µLFM=0.3458mPa⋅s
塔釜液相平均黏度计算
tW=100℃查手册得:µA=0.305mPa⋅s,µB=0.248mPa⋅s
lgµLWM=0.0004×lg0.305+(1−0.0004)×lg0.248=−0.6055mPa⋅s
µ
LWM
=0.2480mPa⋅s
精馏段液相平均粘度计算
µLM=(0.4056+0.3458)/2=0.3757mPa⋅s
提馏段液相平均粘度计算
'µLM=(0.3458+0.2480)/2=0.2969mPa⋅s
3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径的计算（1）精馏段
将以上计算结果列表如下：
表3已计算出的各项物性数据
名称
液相平均密度/气相平均密度/
液相体积流量/气相体积流量/液体表面张力mN/m液体平均粘度mPa.s
精馏段
864.58081.17230.00091071.385038.90690.3757
提馏段954.53920.9049
0.002534
1.385053.89500.2969
由（其中由计算，C20由史密斯关联图查取。）
横坐标为
取板间距
，板上液层高度hL=0.07m,则
查史密斯关联图得
,
取安全系数为0.7
，则空塔速度为
则
按标准塔径圆整后为塔截面积为
D=1.20m
实际空塔气速为（2）提馏段：
由（其中由计算，C20由史密斯关联图查取。
横坐标为
取板间距查史密斯关联图得
，板上液层高度
,
,则
取安全系数为0.7
，则空塔速度为
则
按标准塔径圆整后为D=1.00m
因为精馏段和提馏段计算出来的塔径经圆整后相差不大，根据塔径的设计原则，精馏塔的塔径可取1.2m，故提馏段的塔截面积和实际空速与精馏段的相等。因此以下均采用精馏段计算。3.4.2塔高的计算
精馏段有效高度为：
提馏段有效高度为：
由于料液较清洁，无需经常清洗，故可在进料板上方开一人孔，其高度为0.7，
因此精馏塔的有效高度为：
3.5塔板主要工艺尺寸计算
1、溢流装置计算
因塔径D=1.20m，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
取
（2
）溢流堰高度
由近似取由
选用平直堰，堰上液层高度（根据设计经验）
，
由式计算
及求
取板上清液高度hL=0.07m
故
（3）弓形降液管宽度
和截面积
由查弓形降液管的参数
得
故
依式
即
验算液体在降液管中停留时间，
故降液管设计合理。（4）
降液管底隙高度
取
则
故：此降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度2.塔板布置3.（1）塔板分块因
，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为3
块
取Ws=0.070m,Wc=0.040m
（2）开孔区面积计算
开孔区面积
按计算
其中
故
（3）筛孔计算及排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用孔按三角形排列，取孔中心距t=3do=13.5mm
碳钢板，取筛孔直径do=4.5mm.筛
故：筛孔数目
为
开孔率
每层塔板上开孔面积A0和气体通过筛孔的速度u0
为：
3.6筛板的流体力学验算
1.塔板压降（1）干板阻力
计算
干板阻力由
=4.5mm
由式计算即：
=3mm
=0.051
故=0.051
计算
=0.0024液柱
（2）气体通过液层得阻力气体通过液层得阻力
=
=1.3231
F=1.3231
插图得：故：
=
=
=1.4326Kg
=0.5950
/(s.m)
=0.5950（0.06165+0.007397）=0.04108m液柱
计算
（3）液体表面张力的阻力
液体表面张力所产生的阻力=计算得：
=
气体通过每层塔板的液柱高度
=0.0041液柱
可按下式计算，即
=
+
+
=0.0024+0.04108+0.0041=0.04758m液柱
气体通过每层塔板的压降为：
=0.04758864.58089.81=403.55
2.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液沫夹带
液沫夹带量由下式计算：
=2.50.07=0.175
故
=
在允许范围内
=0.02234Kg液/Kg气
故在本设计中液沫夹带量4.漏液
对筛板塔，漏液点气速
由下式计算，即：
=4.4
=4.4实际孔速稳定系数为
=17.8387m/s>
=9.5959m/s
K=
故在本设计中无明显漏液。5.液泛
我防止塔内发生液泛，降液管内液层高
>1.5
应服从下式关系，即
而
=
+
可由下式计算，即=0.153
液柱
板上不设进口堰，
=0.04758+0.07+0.00153=0.1191m
液柱
故在本设计中不会发生液泛现象。
3.7塔板负荷性能图3.7.1精馏段负荷性能图1、漏液线
由uo,min=Vs,min/Ao=4.4CoρL/ρV(0.0056+0.13(hw+how)−hc),
how=
得：
2.84Lh2/3
E()1000lw
Vs,min=4.4CoAoρL/ρV(0.0056+0.13(hw+how)−hσ)=4.4×0.780×0.07764×
2
⎧⎫⎡2.843600×Ls3⎤⎪⎪
864.5808/1.1723×⎨0.0056+0.13⎢0.06165+×1×(⎥−0.0041⎬
10000.78⎪⎪⎣⎦⎩⎭
=0.2665×.0408+75.4810Ls,
在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算出Vs,min值，计算结果列于下表：
2
Ls(m3/s)Vs,min(m3/s)
0.00060.8668
0.0020.8934
0.0040.9210
0.0060.9435
0.0080.9631
2、液沫夹带线
以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs−Ls关系如下：5.7×10⎛ua
因为eV=⎜⎜HT−hfσL
⎝
−6
⎞⎟⎟⎠
3.2
ua=
VsVs
==0.9553Vs
AT−Af1.1304−0.08365
hw=0.06165
hf=2.5hL=2.5(hw+how)
how=2.84/1000×1×(
3600Ls2/3
=0.7873Ls2/3
0.78
故hf=0.1541+1.9683LsHT−hf=0.2959−1.9683Ls2/3
5.7×10−60.9553Vs3.2
ev=()=0.12/3
38.9069/10000.2959−1.9683Ls整理得：Vs=2.3805−15.8351Ls2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算出Vs值，计算结果列于下表：
Ls(m3/s)Vs(m3/s)
0.00062.2679
0.0022.1291
0.0041.9815
0.0061.8576
0.0081.7471
由上表数据即可作出液沫夹带线2。3、液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由⎛3600Ls⎞
how=2.84×10−3×E×⎜⎟
l⎝w⎠
2/3
=0.006
取E=1,
则：Ls,min=(0.006×1000)3/20.78=0.0006653
2.843600
据此,可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。4、液相负荷上限线
以θ=6s作为浆液管中停留时间的下限，由式θ=得θ=故
3600AfHT
Lh
AfHT
=6Ls
AfHT0.08365×0.45
Ls,max===0.006274m3
66
据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。5、液泛线令
Hd=ϕ(HT+hw)
由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+ho+h1；h1=βhL；hL=hw+how
联立得：ϕHT+(ϕ−β−1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ忽略hσ,将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代入上式得：
a′Vs2=b′−c′Ls2−d′Ls2/3
式中：
a′=
0.051ρV
()2
(A0c0)ρL
b′=ϕHT+(ϕ−β−1)hw
⎛3600⎞
d′=2.84×10−3×E×(1+β)⎜⎟
l⎝w⎠
2/3
c′=
0.153
(lwh0)
2
代入有关数据得：
a'=
0.0511.1723
()=0.018862
(0.07764×0.780)864.5808
b'=0.5×0.45+(0.5−0.5950−1)×0.06165=0.1575c'=
0.153
=1837.092
(0.780×0.0117)
36002/3
)=1.25570.78
d'=2.84×10−3×1×(1+0.5950)×(
故0.01886Vs2=0.1575−1837.09Ls2−1.2557Ls2/3或Vs2=8.3510−97406.68Ls2−66.5801Ls2/3
在操作范围内，任取几个Ls值，以上式计算出Vs值，计算结果列于下表：
Ls(m3/s)Vs(m3/s)
0.00062.8004
0.0022.6276
0.0042.2616
0.0061.6266
0.00760.3887
在负荷性能图上，作出操作点A(0.0009107,1.3850)，连接OA，作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带线控制，下限为液相负荷下限线，由图查得：
Vs,max=2.24
故操作弹性为：3.7.3热量衡算
Vs,min=1.01Vs,maxVs,min
=2.2178
由气液平衡数据，用试差法可求塔顶温度
tD
，塔底温度
tW
，进料温度
tF
如下：
tD=78.38°CtW=99.5°CtF=50°C
tD温度下：CpA=146.28kJ/(kmol⋅K)CpB=75.78kJ/(kmol⋅K)
CPD=CpA⋅xD+CpB⋅(1−xD)=146.28×0.8814+75.78×0.1186=137.92kJ(kmol⋅K)tW温度下：CpA=163.3kJ/(kmol⋅K)
CpB=75.96kJ/(kmol⋅K)
PW=CpA⋅xW+CpB⋅(1−xW)=163.3×0.00196+75.96×0.99804=76.13kJ/(kmol⋅K)tD温度下：γA=1000kJ/kg
γB=2400kJ/kg
γ=γA⋅xD+γB⋅(1−xD)=1000×0.8814+2400×0.1184=1165.56kJ/kg
塔顶
D=M1⋅xD+M2⋅(1−xD)=46×0.8814+18×0.1184=42.6792kg/kmol
（1）0℃时的塔顶气体上升的焓QV
QV=VpD⋅tD+V⋅γ⋅D=909.614×(137.92×78.38+1165.56×42.6792)=5.51×107kg/h
（2）回流液的焓QR
回流液组成与塔顶组成相同：
QR=L⋅CP⋅tD=752.818×137.92×78.38=8.14×106kJ/h
（3）塔顶馏出液的焓QD
因馏出口与回流口组成一样，所以CP=137.92kJ/(mol⋅K)
QD=D⋅CP⋅tD=156.837×137.92×78.38=1.70×106kJ/h
(4)冷凝器消耗的焓QC
QC=QV−QR−QD=5.51×107−8.14×106−1.70×106=4.526×107kJ/h
（5）进料口的焓QF
tF温度下：
CP=CpA⋅xF+CpB⋅(1−xF)=84.197kJ/(kmol⋅K)
所以
QF=F⋅CP⋅tF=864×84.197×50=3.64×106kJ/h
(6)塔底残液的焓QW
QW=W⋅P⋅tW=707.16×84.197×99.5=5.92×106kJ/h
(7)再沸器QB
塔釜损失热为5%，则η=0.95，设再沸器损失热量Q损=0.05QB
QB+QF=QC+QW+Q损+QD
0.95QB=QC+QW+QD−QF=(5.92+45.26+1.7−3.64)×106=4.924×107
加热器实际负荷：
QB=51.83×107kJ/h
4、附属设备的选型
本设计中冷凝器选用管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，有利于节省面积，减少材料费用。冷却水的进口温度t1=25℃
，出口温度t2=40℃。
露点回流温度经估算得tD′=77.9℃，塔顶操作温度tD=78.38℃4.1.1计算冷却水的流量：
75GC=QC/⎡⎣CP×(t2−t1)⎤⎦=4.526×10/⎡⎣4.174×(40−25)⎤⎦=7.23×10kg/h
4.1.2冷凝器选择列管式，逆流方式
△tm
t′−t)−(t(=
D
1
D
−t1)
t′−t
lntD−t1
=
(77.9−25)−(78.38−40)=45
ln
78.38−40
K=250W/(m2℃)=900kJ/(hm2℃)QC=KA△tm
∴A=QC/K△tm=17.85
∵操作弹性是3.252，∴A′=3.252×48.97=159.26㎡
4.2再沸器的选用
再沸器选用0.501MPa，263.8℃的水蒸气，传热系数K取600kcal/(㎡.h.℃)=2520kJ/(㎡.h.℃)4.2.1、间接加热量
，r=1629.2kJ/kg
GB=QB/r=2097088.40/1629.2=1287.19kg/h
4.2.2再沸器的加热面积
tW1=131.4℃再沸器的液体的入口温度；tW2=131.4℃为回流汽化上升蒸汽时的温度；t1=263.8℃为加热蒸汽的温度；t2=263.8℃为加热蒸汽冷凝为液体的温度
△t1=t1−tw1=263.8−131.4=132.4℃△t2=t2−tw2=263.8−136.2=132.4℃△tm=132.4℃
A=2097088.40/2520×132.4=6.29㎡
可选择釜式再沸器（其换热管束采用U形管束，结构上与其他换热器不同之处在于壳体上设置一个蒸发空间，其大小由产气量和所要求的蒸汽品质来决定。）4.3塔内其他构件—接管管径的计算和选择4.3.1进料管进料体积流量VSf=
FMfρf
=
21.54×952.67
=22.99m3/h=0.0064m3/s
892.45
取适宜的输送速度uf=
2.0m/s，故
dif=
=
=0.064m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ70×3mm
实际管内流速：uf=2m/s4.3.2釜残液出料管
釜残液的体积流量：
VSW=
WMw813.39×18.02
==15.3m3/h=0.0042m3/sρw957.5
取适宜的输送速度uW=
1.5m/s，则d计=
=0.06m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ68×4mm实际管内流速：uW=1.5m/s4.3.4回流液管回流液体积流量
VSL=
LML380.23×42.07
==21.2m3/h=0.006m3/sρL754.2
利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=
0.5m/s，那么
d计=
=0.124m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ133×4.5mm
实际管内流速：uSL=0.5m/s4.3.5塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：
VSV=
519.51×42.07
=14378m3/h=3.99m3/s
1.52
取适宜速度uV=
30m/s，那么
d计=
=0.412m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ480×34mm
实际管内流速：uSV=30m/s4.3.6水蒸汽进口管
通入塔的水蒸气体积流量：
VSO=
186.2×18.06
=3.77m3/s
3600×7.8
取适宜速度u0=30m/s，那么
d计=
=0.4m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ426×13mm实际管内流速：u0=30m/s4.3.7馏出液出口管回流液体积流量
VSD=
LMD139.28×42.07
==7.77m3/h=0.0022m3/sρD754.2
取适宜的出料速度uD=
1m/s，那么
d计=
=0.53m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ60×3.5mm
实际管内流速：uSL=1m/s