精馏塔的筛板塔设计

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：乙醇－水连续精馏塔的设计二、原始设计数据

1、原料中含乙醇量34%（摩尔分数，下同）其余为水，流出液中含乙釜残液中含乙醇不高于0.6%，生产能力为日产（24小时）120吨的乙醇产品（以馏出液浓度计）。

2、操作条件：塔顶压强4kpa（表压）；进料热状态：自选；回流比：自选；加热蒸汽为低压蒸汽；单板压强不大于0.7kpa；加热方式：间接蒸汽加热。 3、塔板形式：筛板塔。三、设计内容

(1)设计方案的确定及工艺流程的说明。

(2)她的工艺计算及塔和塔板的主要工艺尺寸的设计（包括塔高、塔径、塔板结构尺寸的确定，塔板的流体力学性能的验算，她的负荷性能等，有关图示如负荷性能图、塔板布置等要用坐标纸绘制）。 (3)设计结果概要或设计一览表。 (4)塔的主要接管尺寸。

(5)辅助设备（馏出液冷凝器）的选型与计算。 (6)对本设计的评论或有关问题的分析讨论。 (7)编写设计说明书。

四、课程设计的步骤和时间安排

1、讲课、布置任务和查阅资料 0.5天 2、阅读指导书，确定工艺流程 1 天 3、设计计算 3 天 4、辅助设备选型或设计计算 1.5天 5、绘图 2 天 6、编写设计说明书 1.5 天 7、上交说明书图纸设计日记，考核与答辩 0.5 天五、图纸：

1、带有控制点的工艺流程图（手绘或CAD均可，附在说明书后）； 2、塔的工艺条件图（1#图纸，必须手绘）。六、设计时间：二周。

第一章方案确定……………………………………………………………………1

1.1 摘要 ……………………………………………………………………1 1.2 设计方案 ………………………………………………………………2 1.3 设计思路 ………………………………………………………………4

第二章主要塔的工艺计算…………………………………………………………4

2.1精馏塔全塔物料衡算……………………………………………………4 2.2精馏塔工艺条件及有关物性数据计算…………………………………5 2.2.1温度……………………………………………………………………5 2.2.2密度……………………………………………………………………6 2.2.3混合液体表面张力……………………………………………………7 2.2.4混合物黏度……………………………………………………………8 2.2.5相对挥发度……………………………………………………………8 2.3精馏塔理论塔板及有关数据计算………………………………………9 2.3.1精馏段操作数据计算…………………………………………………10 2.3.2提馏段操作数据计算 ………………………………………………10 2.3.3塔板效率的计算 ……………………………………………………10 2.4塔径的初步设计 ………………………………………………………11 2.4.1精馏段塔径计算 ……………………………………………………11 2.4.2提馏段塔径计算 ……………………………………………………12 2.5精馏塔有效高度及操作压力的计算 …………………………………12 2.5.1精馏塔有效高度的计算 ……………………………………………12 2.5.2精馏塔操作压力的计算 ……………………………………………12 2.6塔板主要工艺尺寸的计算及布置 ……………………………………13 2.6.1溢流装置计算 ………………………………………………………13 2.6.2塔板分布 ……………………………………………………………14 2.6.3塔板的流体力学验算 ………………………………………………15 1塔板压降 …………………………………………………………………15 2 液面落差 …………………………………………………………………16 3 液沫夹带 …………………………………………………………………16 4 漏液 ………………………………………………………………………16 5 液泛 ………………………………………………………………………17 第三章塔板负荷性能图…………………………………………………………17

3.1漏液线 …………………………………………………………………17 3.2液沫夹带线 ……………………………………………………………18 3.3液相负荷下限线 ………………………………………………………19 3.4液相负荷上限线 ………………………………………………………19 3.5液泛线 …………………………………………………………………20 3.6作图校核 ………………………………………………………………21 第四章筛板塔的工艺设计计算结果总表………………………………………24 第五章主要附属设备的设计 ……………………………………………………25

5.1冷凝器的选择 …………………………………………………………25 5.2再沸器的选择 …………………………………………………………25

5.3馏出液冷却器的选择 …………………………………………………26 5.3.1计算流体热负荷 ……………………………………………………26 5.3.2计算所需传热面积 …………………………………………………27 5.3.3初选换热器 …………………………………………………………27 5.3.4总传热系数的核算 …………………………………………………27 第六章塔体结构及次要附属设备的设计 ………………………………………29

6.1接管的尺寸及选择 ……………………………………………………29 6.1.1 进料管 ………………………………………………………………29

6.1.2 塔顶蒸汽出口管 …………………………………………………29 6.1.3 回流管管径 …………………………………………………………29 6.1.4 塔釜出料液管 ………………………………………………………29 6.1.5 塔底至再沸器的接管管径 …………………………………………29 6.1.6 再沸器返塔连接管管径 ……………………………………………30 6.1.7 法兰的选择 ………………………………………………………30 6.2 筒体与封头 ……………………………………………………………30 6.2.1 筒体 …………………………………………………………………30 6.2.2 封头…………………………………………………………………30 6.2.3 裙座的设计…………………………………………………………31 6.2.4除沫器设计……………………………………………………………31 6.2.5 吊柱 …………………………………………………………………31 6.2.6 人孔 …………………………………………………………………31 结束语………………………………………………………………………………32 设计心得……………………………………………………………………………32 参考文献……………………………………………………………………………33

第一章设计方案

1.1、摘要

化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精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。精馏操作在化工、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。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算xF=0.34 xD=0.75 xW=0.006 实际塔板数精馏段21块，提馏段5块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的计计算塔高为15.70m,筛孔数目为5522个，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。

1.2、设计方案

高径比很大的设备称为塔器．塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一．它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的．常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等．

在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响．据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例．因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视．

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率．此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率．此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

（１）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象．

（２）操作稳定、弹性大．当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作．并且塔设备应保证能长期连续操作．

（３）流体流动的阻力小．即流体通过塔设备的压力降小．这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用．对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度．

（４）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易．这可以减少基建过程中的投资费用．

（５）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修．

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。。

根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔．筛板塔是很早出现的一种板式塔．它的结构简单，塔盘造价较低，安装、维修都较容易．从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用．近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达２０－２５mm），导向筛板等多种形式．

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常

用的筛孔孔直径为３－８mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为２.５－５．近年来有大孔径（１０－２５mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小．

筛板塔的特点如下：

（１）结构简单、制造维修方便．（２）生产能力大，比浮阀塔高．

（３）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏．（４）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低．

（５）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔．（６）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液．

本设计是乙醇和水混合液加热至泡点后送入精馏塔分离。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余进入冷却器冷却作为塔顶产品送至贮槽。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，釜残液经过再沸器，循环使用蒸汽，具体流程简易图如下：

1.3、设计思路

1、本设计采用连续精馏操作方式。 2、常压操作。 3、泡点进料。 4、间接蒸汽加热。

5、选R=(1.1-2.0)Rmin。 6、塔顶选用全凝器。

7、选用筛板塔，其突出优点是结构简单，造价低，制造方便；生产能力

第二章主要塔设备的工艺计算

2.1精馏塔全塔物料衡算

2．1．1设计已知条件及符号意义

F：原料液流量（kmol/s） xF ：原料组成（摩尔分数） D：塔顶产品流量（kmol/s） xD ：塔顶组成（摩尔分数） W：塔底残液流量（kmol/s） xW ：塔底组成（摩尔分数）乙醇的摩尔质量MA =46 kg/kmol 水的摩尔质量MB =18 kg/kmol

已知：xF = 34% xD =75% xW =0.06% 生产能力为日产（24小时）120吨乙醇

2．1．2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF =0.34×46+（1-0.34）×18=27.52 kg/kmol MD =0.75×46+（1-0.75）×18=39.00 kg/kmol

MW =0.0006×46+（1-0.0006）×18=18.168 kg/kmol

2.1.3物料衡算式为：

原料乙醇组成：xF塔顶组成： xD75%塔底组成： xW0.6

120103/24

进料量： D=170.94koml/h

390.75

物料衡算式为：F=D+W

FxFDxDWxW

联立代入求解：F=380.78kmol/h, w=209.84kmol/h

F = D + W

2.2精馏塔工艺条件及有关物性数据计算常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系

2.2.1温度

利用表中数据用插值法求得

：

－81.581.5－80.7

=F tF=81.35℃

32.73－39.653432.73

78.41－78.15D－78.41

tD：= tD=78.41℃

74.72－89.437574.72

tW：

100－95.5W－100

= tW=98.58℃

0－1.900.6－0

tFtD81.35＋78.41

精馏段平均温度 1===79.88℃

提馏段平均温度

tFtw81.3598.96=89.96℃ 22

2.2.2 密度

已知：混合液密度

L



A



B

（a为质量分率）

混合气密度V

T0（为平均相对分子质量）

22.4T0

1精馏段汽、液相组成（平均温度为79.88C）液相组成：

80.779.879.8079.8

x1=49.80% 

39.6550.79x150.7980.779.879.8879.8

y1=65.25% 

61.2265.64y165.64

气相组成：

L1=460.4980+18 (1-0.4980)=31.94kg/kmol V1=460.6525+18 (1-0.6525)=36.27kg/kmol

2 提馏段汽、液相组成（平均温度为91.256C）液相组成：

95.589.089.9689.0

x2=6.43% 

1.907.21x27.2195.589.089.9689.0

y2=35.65% 

1738.91y238.91

气相组成：

L2=460.0643+18(1-0.0643)=19.80kg/kmol V2=460.3565+18(1-0.3565)=28.00kg/kmol

[1]3求在平均温度下的乙醇和水的密度

1 =79.88C 则

乙=734.5295 kg/m3

水=971.499 kg/m3

2 =89.96C

908589.9685

乙=726.73kg/m3 

965.3968.6乙730

908589.96853

水=965.52 kg/m 

961.85968.6水968.6

4 分别求取精馏段和提馏段的汽液相密度根据公式

L



A



B

V

T0 求得：

22.4T0

精馏段：L1 =791.52 kg/m3 V1=1.25 kg/m3 提馏段：L2=920.34 kg/m3 V2=0.941 kg/m3

2.2.3 混合液体表面张力

[2]1塔顶混合液体表面张力已知：塔顶温度tD =78.41 C根据试差法计算

乙醇表面张力

80708078.41

乙1 =17.28mN/m 

17.151817.1乙5

水的表面张力

80708078.41

水1=62.87mN/m 

62.664.362.6水1

LDm=0.7517.28+62.87(1-0.75)=28.68mN/m

2进料板混合液体表面张力

已知：进料板温度tf =81.35 C 根据试差法计算乙醇表面张力

90809081.35

 乙2=17.19 mN/m

16.217.1516.2乙2

水的表面张力

90809081.35

 水2=62.95 mN/m

60.762.660.7水2

LFm=0.26717.19+62.95(1-0.267)=50.73 mN/m

精馏段的表面张力：Lm=（28.68+50.73）/2=39.70mN/m

3塔底混合液体表面张力已知：塔底温度tW =98.58 C 乙醇表面张力

1009015.216.2

乙2=15.34 mN/m 

10098.5815.2乙2

水的表面张力

1009058.860.7

水2=59.07mN/m 

10098.5858.8水2

LWm=0.000815.34+59.07(1-0.0008)=58.98 mN/m

提馏段的表面张力：2= (50.73+58.98) /2=54.86 mN/m

2.2.4 混合物黏度

1精馏段混合黏度

已知：１=79.88 C x1=49.80% 查图得：乙=0.443mpas 水=0.363mpas

精馏段混合黏度：１=.0.443×0.498+0.365×（1-0.4980）=0.4028mpas

2提馏段混合黏度

C x2=6.43% 已知：２=89.96

查图得：乙=0.376mpas 水=0.305mpas

提馏段混合黏度：２=0.376×0.0643+0.305×（1-0.0643）=0.3096mpas

2.2.5相对挥发度

根据公式＝

y1x1

求解精馏段和提留段的相对挥发度 x1y1

=1-x1 ｙ精馏段：已知：x1=0.4980 x11=0.6525 ｙ1=1-ｙ1 解得：

0.65250.502

1.893

0.34750.4980

提馏段：已知：x2=0.0643 ｙ2=0.3567

解得：

0.35670.9357

8.069

0.64330.0643

2.3精馏塔理论塔板及有关数据计算

[3]根据表中数据绘制常压下乙醇-水的平衡曲线图，已知泡点进料 q=1 ，再确定操作线上（xD，xD）（xF，xF）（xW，xW）三个点大体位置。由于乙醇水平衡溶液不是正常平衡曲线，具有下凹部分，当操作线与q线交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，故作图可得 xq=0.24 yq=0.515 最小回流比 Rmin=

xD-yqyq-xq

0.750.594

=0.61

0.5940.34

操作回流比 R＝2Rmin=1.22

2.3.1精馏段操作数据计算

L=RD=1.22×170.94=208.55 kmol/h V=(R+1)D=2.22×170.94=397.49 kmol/h

精馏段操作线方程 yxxD=0.55x+0.337

31.94208.55

1.85 kg/s 汽液相质量流量：L1L1L

360036.27379.49

3.82 kg/s V1V1V

3600 体积流量：LS1

L1



1.85

2.34103 m3/s

791.52

3.82

3.056 m3/s 1.25

VS1

V1



2.3.2提馏段操作数据计算

L=L+F=208.55+308.78=517.33 kmol/h V=V=397.49 kmol/h

LW

提留段操作线方程 yxxw=1.553x-0.003

VV

19.86517.33

3.257 kg/s 汽液相质量流量：L2L2L

3600

26.766397.49

2.94kg/s V2V2V

3600 体积流量：LS2

L2



3.257

3.53910-3 m3/s

920.34

2.94

3.1243 m3/s 0.941

VS2

V2



2.3.3塔板效率的计算

作图，由（0.75，0.75）为起点在平衡线和操作线之间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到小于0.0006为止，可得到NT=9块（包括再沸器），加料板为第6块板。

塔板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，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进行计算。精馏段：ET0.49(1.8930.4028)0.2450.524

NＰ=

5NT==9.5410块 0.524ET

提留段：ET0.49(8.0690.3096)0.2450.3915 NＰ=

4NT==10.211块 ET0.3915

全塔N = 10 + 11 = 21块全塔效率ET

NT91

=38.1% 

NP21

2.4塔径的初步设计

2.4.1精馏段塔径计算

由u=(安全系数)umax 取安全系数u=0.7 因为

umax（式中C可1

由史密斯关联图查得）横坐标 S

L

1.2910-3802.2782

0.0221.5051.223SV

初选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.07m，故

HT-hL0.450.070.38m；查Smith关联图得C20=0.076；



CC20L

20

umax0.2

39.70

0.076

20

0.2

0.087

2.188m/s

u10.7umax1.532m/s

故D1

1.59m 按标准,塔径圆整为1.6m。

横截面积ATD123.141.622.01m2

3.0561.520m/s 实际空塔气速u1

2.01

2.4.2提馏段塔径计算：

初选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.07m，故

HT-hL0.450.070.38m；

SL 3.53910-3920.342

0.0353.12430.941VSV

查Smith关联图得C20=0.076；



CC20

20umax

0.2

54.86

0.076

20

0.2

0.093

2.91m/s

可取安全系数为0.7，则

2.037m/s

u0.7umax故D2

1.398m 按标准,塔径圆整为1.6m

112

3.141.622.01m2 横截面积ATD2

3.12431.554m/s 实际空塔气速u2

2.01

2.5精馏塔有效高度及操作压力的计算

2.5.1精馏塔有效高度的计算

Z精=（N精-1）HT=(101)0.454.05m

Z提=（N提-1）HT=(111)0.454.50m 有效高度 Z=Z精+Z提=4.05+4.50+0.8=9.35m

2.5.2精馏塔操作压力的计算

塔顶压力为大气压与操作台压力之和P=101.325+4=105.325kPa 每层压降ΔP=0.7kPa

进料板压力PF105.3250.714115.125 kPa

塔底压力PW105.3250.721120.025 kPa

PDPF

110.225kPa 2PPFW117.575kPa 提留段平均压力：Pm

精馏段平均压力：Pm

2.6塔板主要工艺尺寸的计算及布置

采用单溢流,弓形降液管，凹形受液盘

2.6.1溢流装置计算

1 溢流堰高度的计算

单溢流取堰长lw为0.66D，即 lw﹦0.66 ×1.6﹦1.056 m 溢流堰高度 hWhL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由hOW

2.84Lh

E，其中E取1.0。 1000lW

所以hOW

2.840.002343600

10.0113m 10001.0506

故hW0.0550.01130.0437m

2.降液管的宽度Wd与降液管的面积Af 由lw/D0.66查弓形降液管的宽度与面积图得

Af/AT0.0721，故

Af0.0721AT0.1449m2

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

AfHT0.14490.4527.86s（>5s，符合要求） Ls0.000234AfHT0.14490.45

18.63s（>5s，符合要求） Ls0.0035

1

2

3降液管底隙高度ho 取液体通过降液管底隙的流速

u00.04m/s

精馏段：h0

Ls0.00234

0.028m lwu01.0560.08

Ls0.00350.041m 1.0560.08lwu0

提馏段：h0

因0.041>0.02,故h满足要求

2.6.2塔板分布

由于塔直径D > 800mm，采用分块式塔板，查表得分为4块。 1取边缘区宽度WC0.035m,安定区宽度WSWS0.065m， 2鼓泡区面积

Ａ＝２(ａ

r2

arcsin) 180ｒ

xr

D1.6

-(WdWS)-(0.19840.065)0.5366m 22D1.6-Wc-0.035

0.765m 22

3.140.76520.5366Ａ＝２arcsin) ａ

1800.765

=1.50m2

3筛孔数的计算及其排列

乙醇水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度为3mm的碳钢板，取筛空的孔径d0为5mm，按正三角形排列，取t/d02.5，故孔中心距 t=2.55=12. 5

1.1551.1550.747

A5521.85522个 at20.01252

d0.0052

)=14.5%（在5—塔板上开孔区的开孔率取0.907(0)20.907(

t0.0125

塔板上的筛孔数n

15%范围）

气体通过阀孔的气速为：u0

VS Aa

精馏段气速：u0

VS13.056

14.05 m/s Aa0.1451.5

提留段气速：u0

VS21.4937

14.84 m/s Aa0.1530.658

2.6.3塔板的流体力学验算

1塔板压降

(1)、干板压降相当的液柱高度hc

开孔率15% d0/5/31.67，查干筛孔的流量系数图[4]得，C0=0.772

u

精馏段干板压降：hc0.0510V0.026m

C0L

18.980.8957

提留段干板压降：hc0.0510.019m

0.78926.036（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

根据公式进行计算 hlhL(hW

hOW) Fau ua

VS3.056

1.637m/s

AT-Af2.010.1449

AT-Af

精馏段：ua

Fau1.6371.85

由充气系数0与Fa关联图查得板上液层充气系数﹦0.57 hl0hl0.570.0550.0308m 提留段：ua

VS1.4937

1.694m/s

AT-Af0.950.0683

[5]

Fau1.6941.64

由充气系数0与Fa关联图查得板上液层充气系数﹦0.59 hl0hl0.590.0550.0324m

（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 利用公式 hσ 精馏段

4L

， Lgd0

4L439.7010-3

hσ0.0041m液柱

Lgd0791.529.810.0055

4L454.8610-3

提留段 hσ0.00324m液柱

Lgd0920.349.810.0055（4）、气体通过每层塔板总压降 hphchlhσ 精馏段： hp0.02600.03080.00410.0635m液柱

单板压降PphpLg0.0635791.529.81493.06Pa0.7kPa

0.0190.03240.00490.0563m液柱提留段： hp

 单板压降PphpLg0.0563920.349.81508.3Pa0.7kPa

符合设计要求

2 液面落差

筛板塔液面落差很小，本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响

3 液沫夹带

要求符合ev〈0.1kg(液)/kg(气)的要求公式eV hf2.5hL2.50.0550.1375m

5.710-61.655

()3.20.0298〈 0.1 精馏段：eV-3

39.06100.450.19855.710-61.6943.2

()0.0232〈 0.1 提留段：eV-3

55.02100.450.1375

5.710-6

L

(

)3.2

HThf

液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。

4 漏液

4.4C精馏段：漏液点气速

uo,min

实际气速14.05> 7.95

稳定性系数K

1.82(1.5) ,minuo

提留段：漏液点气速

uo,min4.4C 实际气速14.05> 9.4

稳定性系数K

u0uo,min

1.582(1.5)

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

5 液泛

为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从HdHThw 且

Hdhphlhd

精馏段：取0.7 HThw=0.5（0.0461+0.45）=0.347m

)20.153(0.08)20.001m液柱不设进口堰 hd0.153(u0

Hd0.06350.0550.0010.1195m 0.347 提馏段：取0.7，则HThw=0.7（0.45+0.043）=0.345m

)20.153(0.08)20.001m液柱 hd0.153(u0

Hd0.05630.0550.0010.1123m 0.345 HdHThw成立，故在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。

第三章塔板负荷性能图

3.1漏液线

将hLhwhow，u0W

VSmin2.84Lh2

，howE() 3代入漏液点气

速式A01000lw

uow4.4C求取方程。

3.1.1精馏段漏液线方程

uow4.4C

vs,min在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算相应的VS值，列于下表

3.1.2提馏段漏液线方程 vs,min

在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算相应的VS值，列于下表

3.2液沫夹带线

已知 eV

5.710-6

L

(

)3.2 以0.1为界限求取

HThf

式中ua

0.936vs AT-Af

hf2.5hL2.5(hWhow)

3.2.1精馏段液沫夹带方程

hOW

2.84Lh

E0.83(LS) 1000lW

故hf0.1152.1(Ls)2/3

取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气

1.134VS5.710-6

()3.20.1 eV39.700.335-2.1(L)S

整理可得：vs2.285-14.30Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.2.2提馏段液沫夹带方程

hOW

2.84Lh

E0.83(LS) 1000lW

故hf0.1082.1(Ls)2/3

取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气

1.134VS5.710-6

()3.20.1 eV54.860.342-2.1(L)S

整理可得：vs2.580-15.84Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准根据公式进行

2.84Lhh整理 OW1000El0.006 整理得LS,min0.00033m3/s

W

液相负荷上限线在VS—LS图中为与气相流量Vs无关的垂线。

3.4液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限根据公式

AfHT

整理得Ls,max0.00768m3/s

依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷上限线。

3.5液泛线

已知公式HdhphLhd hphchlσh hlhwho w

令Hd(HThw) 将上面几个式子联立得

HT(--1)hw(1)howhchdhσ 忽略最后一项，将其他关系式代

入

aVS2b-cL2S-dS

3.5.1精馏段液泛线方程

a

0.051V

()0.013 2

(A0C0)L

bHT(-1)hw0.275 c

0.153

725.70

(lwho)2

3600)1.296 lw

d2.8410-3E(1)(

整理得vs22.546-6719Ls2-12Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.2.2提馏段液沫夹带方程

a

0.051V

()0.0086 2

(A0C0)L

bHT(-1)hw0.277 c

0.153

322.53

(lwho)2

3600)1.313 lw

d2.8410-3E(1)(

整理得vs22.5652986Ls212.16Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.6作图校核

根据数据，分别将精馏段和提馏段的五条线绘制到坐标纸上，将精馏段和提馏段的工作点绘制到图纸上，结果证明设计符合实际生产，并由图可知：

3.6.1如图（精馏段筛板负荷曲线图）

精馏段Vs,max1.548m3/s Vs,min0.783m3/s 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液相负荷下限线。操作弹性

3.6.2如图（提馏段筛板负荷图）

提馏段Vs,max2.29m3/s Vs,min0.950m3/s 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。操作弹性

Vs,maxVs,min



1.548

1.977 0.783

Vs,maxVs,min



2.29

2.411 0.95

第四章筛板塔的工艺设计计算结果总表

第五章主要附属设备的设计

5.1冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计时所选用的总体传热系数一般在 500--1500kcal/m2hC之间，本设计去K=700kcal/m2hC。

出料温度：tD78.41（饱和气）—〉78.41C（饱和液）冷却水温度：30--40C

逆流操作：t1=78.41-40=38.41C t2=78.41-30=48.41C

tm

t1t210

21.1C 10.474lnt2

传热面积S QrD 已知塔顶质量流量为5000kg/h

0Kt

查表得乙醇在此温度下的汽化热 r200cal/g836kJ/kg

Q8365000

带入公式中进行计算S37.73m3

0Kt292650.51

0m选取设备型号[6]： F400VI-2.5-15.6

5.2再沸器的选择

选用120C的饱和水蒸气加热，设计时所选用的总体传热系数为K=700kcal/m2hC。

料液温度：tw98.58C（液体）—〉100C（饱和气）热流体温度：120 --120C

逆流操作：t1=20C t2=20.095C

tm

t1t20.095

20.042C t10.00474lnt2

传热面积S QrD 已知塔底质量流量为4574.7074 kg/h

0Kt

查表得乙醇在此温度下的汽化热 r510cal/g4131.8kJ/kg

带入公式中进行计算S93.63m3

0Kt

0m选取设备型号：G600VI-2.5-94.5

5.3馏出液冷却器的选择

平均温度下的物理数据[7]

采用浮头式换热器，循环冷却水冷却，冷却水走管内，馏出液走壳层，冷却水

由30--40C，馏出液由78.41—40C

5.3.1计算流体热负荷

已知：馏出液平均温度：Tm(78.4140)59.205C

水的平均温度：tm(3040)35C

流入冷却器的质量流量D=4866.4028 kg/h 传热量 QoDcpo(Tm-tm)50002.7338.411.456105W 冷却水用量 D

10643kg/h2.956kg/s CPiti

5.3.2计算所需传热面积

(t1)-(t2)

21.1C 假定冷却器为单壳层，

1lnt2

计算逆流平均温差：tm

P

t2-t110

0.28可查的温差修正系数Δt=0.78 因此可得 T1t158.41

tm24.90.9323.157C 假定总传热系数K=300W/m2C

Q524296.5

37.73m2 Ktm60023.157

则所需的传热面积S

由于Tm-tm59.2053524.20550C 不必考虑热补偿。

5.3.3初选换热器

根据传热面积数据初选系列浮头式换热器规格如下：F400VI-2.5-15.6 壳径D 400mm 公称面积S 15.6m2 管程数Np 6 管数n 76

管子直径 φ25×2.0mm

管子排列方法正方形旋转45度排列实际传热面积 35.18 m2 要求过程总的传热系数 K0

604.6 W/(m2·℃) S0tm

5.3.4总传热系数的核算

1、壳程对流传热系数的计算

壳程流通面积 Ai

n

d20.0205m2 44

6000/(3600775)

uiVs/Ai0.205m/s

0.0105

ReiPri

所以

diui





0.0200.160775

4161.07（湍流）

0.59610-3

CPui

2.730.596

10.044

0.162

0.55p

du

00.30e0

de

)

c



) 60（液体被加热）7.45

2、管程对流传热系数计算

因为是卧式换热器，壳程为蒸汽在水平管束外的冷凝传热。假设冷凝液膜为滞流，选用下式计算0 00.023

0deu00.8cp0.4

()() 取换热器列管de

之中心距 t=32mm ,则流体通过管间的最大截面积为

AhD(10)0.0151m2

12850.4/(3600994)

0.238m/s uVs/A

0.0151

4(t2



de

d0

d02)

0.02m

Re0 Pr0

deu0



CP

0.020.238994

6526 -3

0.725104.080.725

=4.73

0.626



壳程中乙醇被冷却，取(

0.14

)0.95 w

所以 00.0233 确定污垢热阻

0.626

(6526)0.8(4.73)0.41510w/m20C 0.02

取Rs01.72104 m2·℃/W (有机液体)

Rsi0.000344m2C/W

4 核算总传热系数管壁热阻忽略

K0

Rs0Rsio0a0diaidi

324.95W/m2C

KK0300.97271.11100%11.01% K0271.11

第六章塔体结构及次要附属设备的设计

6.1接管的尺寸及选择

6.1.1 进料管

进料管的类型很多，有直进料管、弯进料管、本设计采用直进料管，管径计算如下：取uF1.6m/s LF(LS1LS2)/21.6105103m3/s dF

uF

=68mm 查标准系列选取 764

6.1.2 塔顶蒸汽出口管

常压操作直管出气，蒸气流速 12—20m/s.

取uV20 m/s dV=500mm

uV

查标准系列选取 5309

6.1.3回流管管径

采用直管自回流，uR取 0.2—0.5 m/s。取uR0.3m/s dR

4Ls

uR

=74mm 查标准系列选取 896

6.1.4塔釜出料液管

为节省物料采用循环式再沸器取uW1.6 m/s dW

4LW

=76mm 查标准系列选取 894 uW

6.1.5塔底至再沸器的接管管径

取uL1.4 m/s dL

4LS2

uL

=41.9mm 查标准系列选取 573.5

6.1.6 再沸器返塔连接管管径

4V

取ub15 m/s db=341mm 查标准系列选取 37710

ub

6.1.7 法兰的选择

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：Pg6Dg40HG501058

（2）塔顶蒸汽出料管接管法兰：Pg6Dg350HG501058 （3）回流管接管法：Pg6Dg80HG501058 （4）塔釜出料管接管法兰：Pg6Dg50HG501058 （5）塔底至再沸器接管法兰：Pg6Dg50HG501058 （6）塔釜进气管接管法兰：Pg6Dg350HG501058

6.2 筒体与封头

6.2.1筒体

1、塔径为1600 mm ,璧厚选6mm ,所用材质为 Q235A. 2、塔顶空间高度取 HD0.7m。

3、塔底空间高度，为由塔底第一块塔板到塔底封头接线的距离。流量较小取t=10min，HB0.8m 4、进料空间高度，安排人孔位置，取1米。 5、筒体总高度HHB

i1,inf



n1

HTiHFHD15.48m

6.2.2 封头[8]

封头分椭圆形封头、蝶形封头[9]等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1600mm查得曲面高度h1=400mm、直边高度 h2=25mm,内表面积F封=2.9007m2,

容积V封=0.5864m3 ，厚度6mm因此选用封头型号为（D16006，JB/T4746-2002）

6.2.3 裙座的设计[10]

塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，支座形式选用圆筒形，由于裙座内径〉800mm故裙座壁厚选16mm。裙座筒体上一般需开排气孔，塔径为1200mm的应开2个圆形检查孔。基础环的内径为：Dbi=0.9D=1.44m 基础环的外径为：Db0=1.15D=1.84m

圆整Di=1400m 、Di=1800m基础环的厚度考虑到腐蚀裕量取18m m，考虑到再沸器，裙座高度3m地角螺栓直径取M30

6.2.4 除沫器设计

当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴，因此设置除雾器。本设计空塔气速

6.2.5 吊柱

总塔高大于15米，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设施，常用20钢无缝钢管弯制。

设计塔径D=1600mm S=800mm L=3150mm H=900mm

108 8 R=450 e=250 D=1100mm 材质选用 Q235A

6.2.6人孔

对于直径大于800mm的塔，采用人孔，在处理清洁物料时每隔6-8块板设置一个人孔，选用圆形人孔，规格为D500 mm，凡是开人孔的地方，塔板间距应大于或等于500mm.在塔顶、进料板、塔底处隔开一个人孔，裙座上开两个人孔。

结束语

课程设计是一个综合性和实践性较强的学习环节，是理论联系联系实际的桥梁，是使我们体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基础知识的初次尝试。通过课程设计，要求我们能综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求我们要了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养我们分析和解决工程实际问题的能力。

我们以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力。而且培养了我们的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我们的知识面，让我们更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用。

在这两周中，我查阅文献、计算数据、上机调试，本课程设计已经基本完成并以设计出可行的设计方案，整个过程已在前面的章节中体现出来。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。

设计心得

通过此次课程设计，独立完成乙醇水在精馏塔中分离的全过程，加深了对精馏原理的理解，培养我们正确的设计思想，让我们学会了理论联系实际的，严肃认真、实事求是的科学态度和勇于探索的创新精神。同时通过课程设计实践，训练并提高了我们在理论计算、结构设计、工程绘图、查阅设计资料、运用标准与规范和应用计算机等方面的能力。在此次设计中我们面临着很多未曾遇见过的问题，它们一直在警示我们，要勤于思考、刻苦钻研，更要敢于创新，勇于实践，培养自己的创新意识和工程意识。

参考文献

[1] 夏青陈常贵主编. 化工原理.上册.天津：天津大学出版社，366 [2] 王国胜. 化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，2001 ，106 [3] 柴诚敬王军陈常贵郭翠梨. 化工原理课程学习指导.天津：天津大学出版社，2003，10

[4]谢端湲.常用物料物性数据.北京：化学工业出版社

[5] 蔡纪宁.张秋翔主编.化工设备机械基础-课程设计指导书.北京：化工工业出版社，2006

[6] 刘雪暖.汤景凝.化工原理课程设计.北京：中国石油大学出版社，2001，94 [7]路秀林王者相 .塔设备.北京：化学工业出版社

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：乙醇－水连续精馏塔的设计二、原始设计数据

(1)设计方案的确定及工艺流程的说明。

(5)辅助设备（馏出液冷凝器）的选型与计算。 (6)对本设计的评论或有关问题的分析讨论。 (7)编写设计说明书。

四、课程设计的步骤和时间安排

1、带有控制点的工艺流程图（手绘或CAD均可，附在说明书后）； 2、塔的工艺条件图（1#图纸，必须手绘）。六、设计时间：二周。

第一章方案确定……………………………………………………………………1

第二章主要塔的工艺计算…………………………………………………………4

5.1冷凝器的选择 …………………………………………………………25 5.2再沸器的选择 …………………………………………………………25

6.1接管的尺寸及选择 ……………………………………………………29 6.1.1 进料管 ………………………………………………………………29

第一章设计方案

1.1、摘要

关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。

1.2、设计方案

（１）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象．

（４）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易．这可以减少基建过程中的投资费用．

（５）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修．

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常

筛板塔的特点如下：

（１）结构简单、制造维修方便．（２）生产能力大，比浮阀塔高．

（３）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏．（４）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低．

（５）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔．（６）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液．

1.3、设计思路

1、本设计采用连续精馏操作方式。 2、常压操作。 3、泡点进料。 4、间接蒸汽加热。

5、选R=(1.1-2.0)Rmin。 6、塔顶选用全凝器。

7、选用筛板塔，其突出优点是结构简单，造价低，制造方便；生产能力

第二章主要塔设备的工艺计算

2.1精馏塔全塔物料衡算

2．1．1设计已知条件及符号意义

已知：xF = 34% xD =75% xW =0.06% 生产能力为日产（24小时）120吨乙醇

2．1．2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF =0.34×46+（1-0.34）×18=27.52 kg/kmol MD =0.75×46+（1-0.75）×18=39.00 kg/kmol

MW =0.0006×46+（1-0.0006）×18=18.168 kg/kmol

2.1.3物料衡算式为：

原料乙醇组成：xF塔顶组成： xD75%塔底组成： xW0.6

120103/24

进料量： D=170.94koml/h

390.75

物料衡算式为：F=D+W

FxFDxDWxW

联立代入求解：F=380.78kmol/h, w=209.84kmol/h

F = D + W

2.2精馏塔工艺条件及有关物性数据计算常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系

2.2.1温度

利用表中数据用插值法求得

：

－81.581.5－80.7

=F tF=81.35℃

32.73－39.653432.73

78.41－78.15D－78.41

tD：= tD=78.41℃

74.72－89.437574.72

tW：

100－95.5W－100

= tW=98.58℃

0－1.900.6－0

tFtD81.35＋78.41

精馏段平均温度 1===79.88℃

提馏段平均温度

tFtw81.3598.96=89.96℃ 22

2.2.2 密度

已知：混合液密度

L



A



B

（a为质量分率）

混合气密度V

T0（为平均相对分子质量）

22.4T0

1精馏段汽、液相组成（平均温度为79.88C）液相组成：

80.779.879.8079.8

x1=49.80% 

39.6550.79x150.7980.779.879.8879.8

y1=65.25% 

61.2265.64y165.64

气相组成：

L1=460.4980+18 (1-0.4980)=31.94kg/kmol V1=460.6525+18 (1-0.6525)=36.27kg/kmol

2 提馏段汽、液相组成（平均温度为91.256C）液相组成：

95.589.089.9689.0

x2=6.43% 

1.907.21x27.2195.589.089.9689.0

y2=35.65% 

1738.91y238.91

气相组成：

L2=460.0643+18(1-0.0643)=19.80kg/kmol V2=460.3565+18(1-0.3565)=28.00kg/kmol

[1]3求在平均温度下的乙醇和水的密度

1 =79.88C 则

乙=734.5295 kg/m3

水=971.499 kg/m3

2 =89.96C

908589.9685

乙=726.73kg/m3 

965.3968.6乙730

908589.96853

水=965.52 kg/m 

961.85968.6水968.6

4 分别求取精馏段和提馏段的汽液相密度根据公式

L



A



B

V

T0 求得：

22.4T0

精馏段：L1 =791.52 kg/m3 V1=1.25 kg/m3 提馏段：L2=920.34 kg/m3 V2=0.941 kg/m3

2.2.3 混合液体表面张力

[2]1塔顶混合液体表面张力已知：塔顶温度tD =78.41 C根据试差法计算

乙醇表面张力

80708078.41

乙1 =17.28mN/m 

17.151817.1乙5

水的表面张力

80708078.41

水1=62.87mN/m 

62.664.362.6水1

LDm=0.7517.28+62.87(1-0.75)=28.68mN/m

2进料板混合液体表面张力

已知：进料板温度tf =81.35 C 根据试差法计算乙醇表面张力

90809081.35

 乙2=17.19 mN/m

16.217.1516.2乙2

水的表面张力

90809081.35

 水2=62.95 mN/m

60.762.660.7水2

LFm=0.26717.19+62.95(1-0.267)=50.73 mN/m

精馏段的表面张力：Lm=（28.68+50.73）/2=39.70mN/m

3塔底混合液体表面张力已知：塔底温度tW =98.58 C 乙醇表面张力

1009015.216.2

乙2=15.34 mN/m 

10098.5815.2乙2

水的表面张力

1009058.860.7

水2=59.07mN/m 

10098.5858.8水2

LWm=0.000815.34+59.07(1-0.0008)=58.98 mN/m

提馏段的表面张力：2= (50.73+58.98) /2=54.86 mN/m

2.2.4 混合物黏度

1精馏段混合黏度

已知：１=79.88 C x1=49.80% 查图得：乙=0.443mpas 水=0.363mpas

精馏段混合黏度：１=.0.443×0.498+0.365×（1-0.4980）=0.4028mpas

2提馏段混合黏度

C x2=6.43% 已知：２=89.96

查图得：乙=0.376mpas 水=0.305mpas

提馏段混合黏度：２=0.376×0.0643+0.305×（1-0.0643）=0.3096mpas

2.2.5相对挥发度

根据公式＝

y1x1

求解精馏段和提留段的相对挥发度 x1y1

=1-x1 ｙ精馏段：已知：x1=0.4980 x11=0.6525 ｙ1=1-ｙ1 解得：

0.65250.502

1.893

0.34750.4980

提馏段：已知：x2=0.0643 ｙ2=0.3567

解得：

0.35670.9357

8.069

0.64330.0643

2.3精馏塔理论塔板及有关数据计算

xD-yqyq-xq

0.750.594

=0.61

0.5940.34

操作回流比 R＝2Rmin=1.22

2.3.1精馏段操作数据计算

L=RD=1.22×170.94=208.55 kmol/h V=(R+1)D=2.22×170.94=397.49 kmol/h

精馏段操作线方程 yxxD=0.55x+0.337

31.94208.55

1.85 kg/s 汽液相质量流量：L1L1L

360036.27379.49

3.82 kg/s V1V1V

3600 体积流量：LS1

L1



1.85

2.34103 m3/s

791.52

3.82

3.056 m3/s 1.25

VS1

V1



2.3.2提馏段操作数据计算

L=L+F=208.55+308.78=517.33 kmol/h V=V=397.49 kmol/h

LW

提留段操作线方程 yxxw=1.553x-0.003

VV

19.86517.33

3.257 kg/s 汽液相质量流量：L2L2L

3600

26.766397.49

2.94kg/s V2V2V

3600 体积流量：LS2

L2



3.257

3.53910-3 m3/s

920.34

2.94

3.1243 m3/s 0.941

VS2

V2



2.3.3塔板效率的计算

塔板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，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进行计算。精馏段：ET0.49(1.8930.4028)0.2450.524

NＰ=

5NT==9.5410块 0.524ET

提留段：ET0.49(8.0690.3096)0.2450.3915 NＰ=

4NT==10.211块 ET0.3915

全塔N = 10 + 11 = 21块全塔效率ET

NT91

=38.1% 

NP21

2.4塔径的初步设计

2.4.1精馏段塔径计算

由u=(安全系数)umax 取安全系数u=0.7 因为

umax（式中C可1

由史密斯关联图查得）横坐标 S

L

1.2910-3802.2782

0.0221.5051.223SV

初选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.07m，故

HT-hL0.450.070.38m；查Smith关联图得C20=0.076；



CC20L

20

umax0.2

39.70

0.076

20

0.2

0.087

2.188m/s

u10.7umax1.532m/s

故D1

1.59m 按标准,塔径圆整为1.6m。

横截面积ATD123.141.622.01m2

3.0561.520m/s 实际空塔气速u1

2.01

2.4.2提馏段塔径计算：

初选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.07m，故

HT-hL0.450.070.38m；

SL 3.53910-3920.342

0.0353.12430.941VSV

查Smith关联图得C20=0.076；



CC20

20umax

0.2

54.86

0.076

20

0.2

0.093

2.91m/s

可取安全系数为0.7，则

2.037m/s

u0.7umax故D2

1.398m 按标准,塔径圆整为1.6m

112

3.141.622.01m2 横截面积ATD2

3.12431.554m/s 实际空塔气速u2

2.01

2.5精馏塔有效高度及操作压力的计算

2.5.1精馏塔有效高度的计算

Z精=（N精-1）HT=(101)0.454.05m

Z提=（N提-1）HT=(111)0.454.50m 有效高度 Z=Z精+Z提=4.05+4.50+0.8=9.35m

2.5.2精馏塔操作压力的计算

塔顶压力为大气压与操作台压力之和P=101.325+4=105.325kPa 每层压降ΔP=0.7kPa

进料板压力PF105.3250.714115.125 kPa

塔底压力PW105.3250.721120.025 kPa

PDPF

110.225kPa 2PPFW117.575kPa 提留段平均压力：Pm

精馏段平均压力：Pm

2.6塔板主要工艺尺寸的计算及布置

采用单溢流,弓形降液管，凹形受液盘

2.6.1溢流装置计算

1 溢流堰高度的计算

单溢流取堰长lw为0.66D，即 lw﹦0.66 ×1.6﹦1.056 m 溢流堰高度 hWhL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由hOW

2.84Lh

E，其中E取1.0。 1000lW

所以hOW

2.840.002343600

10.0113m 10001.0506

故hW0.0550.01130.0437m

2.降液管的宽度Wd与降液管的面积Af 由lw/D0.66查弓形降液管的宽度与面积图得

Af/AT0.0721，故

Af0.0721AT0.1449m2

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

AfHT0.14490.4527.86s（>5s，符合要求） Ls0.000234AfHT0.14490.45

18.63s（>5s，符合要求） Ls0.0035

1

2

3降液管底隙高度ho 取液体通过降液管底隙的流速

u00.04m/s

精馏段：h0

Ls0.00234

0.028m lwu01.0560.08

Ls0.00350.041m 1.0560.08lwu0

提馏段：h0

因0.041>0.02,故h满足要求

2.6.2塔板分布

由于塔直径D > 800mm，采用分块式塔板，查表得分为4块。 1取边缘区宽度WC0.035m,安定区宽度WSWS0.065m， 2鼓泡区面积

Ａ＝２(ａ

r2

arcsin) 180ｒ

xr

D1.6

-(WdWS)-(0.19840.065)0.5366m 22D1.6-Wc-0.035

0.765m 22

3.140.76520.5366Ａ＝２arcsin) ａ

1800.765

=1.50m2

3筛孔数的计算及其排列

乙醇水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度为3mm的碳钢板，取筛空的孔径d0为5mm，按正三角形排列，取t/d02.5，故孔中心距 t=2.55=12. 5

1.1551.1550.747

A5521.85522个 at20.01252

d0.0052

)=14.5%（在5—塔板上开孔区的开孔率取0.907(0)20.907(

t0.0125

塔板上的筛孔数n

15%范围）

气体通过阀孔的气速为：u0

VS Aa

精馏段气速：u0

VS13.056

14.05 m/s Aa0.1451.5

提留段气速：u0

VS21.4937

14.84 m/s Aa0.1530.658

2.6.3塔板的流体力学验算

1塔板压降

(1)、干板压降相当的液柱高度hc

开孔率15% d0/5/31.67，查干筛孔的流量系数图[4]得，C0=0.772

u

精馏段干板压降：hc0.0510V0.026m

C0L

18.980.8957

提留段干板压降：hc0.0510.019m

0.78926.036（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

根据公式进行计算 hlhL(hW

hOW) Fau ua

VS3.056

1.637m/s

AT-Af2.010.1449

AT-Af

精馏段：ua

Fau1.6371.85

由充气系数0与Fa关联图查得板上液层充气系数﹦0.57 hl0hl0.570.0550.0308m 提留段：ua

VS1.4937

1.694m/s

AT-Af0.950.0683

[5]

Fau1.6941.64

由充气系数0与Fa关联图查得板上液层充气系数﹦0.59 hl0hl0.590.0550.0324m

（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 利用公式 hσ 精馏段

4L

， Lgd0

4L439.7010-3

hσ0.0041m液柱

Lgd0791.529.810.0055

4L454.8610-3

提留段 hσ0.00324m液柱

Lgd0920.349.810.0055（4）、气体通过每层塔板总压降 hphchlhσ 精馏段： hp0.02600.03080.00410.0635m液柱

单板压降PphpLg0.0635791.529.81493.06Pa0.7kPa

0.0190.03240.00490.0563m液柱提留段： hp

 单板压降PphpLg0.0563920.349.81508.3Pa0.7kPa

符合设计要求

2 液面落差

筛板塔液面落差很小，本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响

3 液沫夹带

要求符合ev〈0.1kg(液)/kg(气)的要求公式eV hf2.5hL2.50.0550.1375m

5.710-61.655

()3.20.0298〈 0.1 精馏段：eV-3

39.06100.450.19855.710-61.6943.2

()0.0232〈 0.1 提留段：eV-3

55.02100.450.1375

5.710-6

L

(

)3.2

HThf

液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。

4 漏液

4.4C精馏段：漏液点气速

uo,min

实际气速14.05> 7.95

稳定性系数K

1.82(1.5) ,minuo

提留段：漏液点气速

uo,min4.4C 实际气速14.05> 9.4

稳定性系数K

u0uo,min

1.582(1.5)

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

5 液泛

为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从HdHThw 且

Hdhphlhd

精馏段：取0.7 HThw=0.5（0.0461+0.45）=0.347m

)20.153(0.08)20.001m液柱不设进口堰 hd0.153(u0

Hd0.06350.0550.0010.1195m 0.347 提馏段：取0.7，则HThw=0.7（0.45+0.043）=0.345m

)20.153(0.08)20.001m液柱 hd0.153(u0

Hd0.05630.0550.0010.1123m 0.345 HdHThw成立，故在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。

第三章塔板负荷性能图

3.1漏液线

将hLhwhow，u0W

VSmin2.84Lh2

，howE() 3代入漏液点气

速式A01000lw

uow4.4C求取方程。

3.1.1精馏段漏液线方程

uow4.4C

vs,min在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算相应的VS值，列于下表

3.1.2提馏段漏液线方程 vs,min

在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算相应的VS值，列于下表

3.2液沫夹带线

已知 eV

5.710-6

L

(

)3.2 以0.1为界限求取

HThf

式中ua

0.936vs AT-Af

hf2.5hL2.5(hWhow)

3.2.1精馏段液沫夹带方程

hOW

2.84Lh

E0.83(LS) 1000lW

故hf0.1152.1(Ls)2/3

取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气

1.134VS5.710-6

()3.20.1 eV39.700.335-2.1(L)S

整理可得：vs2.285-14.30Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.2.2提馏段液沫夹带方程

hOW

2.84Lh

E0.83(LS) 1000lW

故hf0.1082.1(Ls)2/3

取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气

1.134VS5.710-6

()3.20.1 eV54.860.342-2.1(L)S

整理可得：vs2.580-15.84Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准根据公式进行

2.84Lhh整理 OW1000El0.006 整理得LS,min0.00033m3/s

W

液相负荷上限线在VS—LS图中为与气相流量Vs无关的垂线。

3.4液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限根据公式

AfHT

整理得Ls,max0.00768m3/s

依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷上限线。

3.5液泛线

已知公式HdhphLhd hphchlσh hlhwho w

令Hd(HThw) 将上面几个式子联立得

HT(--1)hw(1)howhchdhσ 忽略最后一项，将其他关系式代

入

aVS2b-cL2S-dS

3.5.1精馏段液泛线方程

a

0.051V

()0.013 2

(A0C0)L

bHT(-1)hw0.275 c

0.153

725.70

(lwho)2

3600)1.296 lw

d2.8410-3E(1)(

整理得vs22.546-6719Ls2-12Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.2.2提馏段液沫夹带方程

a

0.051V

()0.0086 2

(A0C0)L

bHT(-1)hw0.277 c

0.153

322.53

(lwho)2

3600)1.313 lw

d2.8410-3E(1)(

整理得vs22.5652986Ls212.16Ls

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

3.6作图校核

根据数据，分别将精馏段和提馏段的五条线绘制到坐标纸上，将精馏段和提馏段的工作点绘制到图纸上，结果证明设计符合实际生产，并由图可知：

3.6.1如图（精馏段筛板负荷曲线图）

精馏段Vs,max1.548m3/s Vs,min0.783m3/s 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液相负荷下限线。操作弹性

3.6.2如图（提馏段筛板负荷图）

提馏段Vs,max2.29m3/s Vs,min0.950m3/s 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。操作弹性

Vs,maxVs,min



1.548

1.977 0.783

Vs,maxVs,min



2.29

2.411 0.95

第四章筛板塔的工艺设计计算结果总表

第五章主要附属设备的设计

5.1冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计时所选用的总体传热系数一般在 500--1500kcal/m2hC之间，本设计去K=700kcal/m2hC。

出料温度：tD78.41（饱和气）—〉78.41C（饱和液）冷却水温度：30--40C

逆流操作：t1=78.41-40=38.41C t2=78.41-30=48.41C

tm

t1t210

21.1C 10.474lnt2

传热面积S QrD 已知塔顶质量流量为5000kg/h

0Kt

查表得乙醇在此温度下的汽化热 r200cal/g836kJ/kg

Q8365000

带入公式中进行计算S37.73m3

0Kt292650.51

0m选取设备型号[6]： F400VI-2.5-15.6

5.2再沸器的选择

选用120C的饱和水蒸气加热，设计时所选用的总体传热系数为K=700kcal/m2hC。

料液温度：tw98.58C（液体）—〉100C（饱和气）热流体温度：120 --120C

逆流操作：t1=20C t2=20.095C

tm

t1t20.095

20.042C t10.00474lnt2

传热面积S QrD 已知塔底质量流量为4574.7074 kg/h

0Kt

查表得乙醇在此温度下的汽化热 r510cal/g4131.8kJ/kg

带入公式中进行计算S93.63m3

0Kt

0m选取设备型号：G600VI-2.5-94.5

5.3馏出液冷却器的选择

平均温度下的物理数据[7]

采用浮头式换热器，循环冷却水冷却，冷却水走管内，馏出液走壳层，冷却水

由30--40C，馏出液由78.41—40C

5.3.1计算流体热负荷

已知：馏出液平均温度：Tm(78.4140)59.205C

水的平均温度：tm(3040)35C

流入冷却器的质量流量D=4866.4028 kg/h 传热量 QoDcpo(Tm-tm)50002.7338.411.456105W 冷却水用量 D

10643kg/h2.956kg/s CPiti

5.3.2计算所需传热面积

(t1)-(t2)

21.1C 假定冷却器为单壳层，

1lnt2

计算逆流平均温差：tm

P

t2-t110

0.28可查的温差修正系数Δt=0.78 因此可得 T1t158.41

tm24.90.9323.157C 假定总传热系数K=300W/m2C

Q524296.5

37.73m2 Ktm60023.157

则所需的传热面积S

由于Tm-tm59.2053524.20550C 不必考虑热补偿。

5.3.3初选换热器

根据传热面积数据初选系列浮头式换热器规格如下：F400VI-2.5-15.6 壳径D 400mm 公称面积S 15.6m2 管程数Np 6 管数n 76

管子直径 φ25×2.0mm

管子排列方法正方形旋转45度排列实际传热面积 35.18 m2 要求过程总的传热系数 K0

604.6 W/(m2·℃) S0tm

5.3.4总传热系数的核算

1、壳程对流传热系数的计算

壳程流通面积 Ai

n

d20.0205m2 44

6000/(3600775)

uiVs/Ai0.205m/s

0.0105

ReiPri

所以

diui





0.0200.160775

4161.07（湍流）

0.59610-3

CPui

2.730.596

10.044

0.162

0.55p

du

00.30e0

de

)

c



) 60（液体被加热）7.45

2、管程对流传热系数计算

因为是卧式换热器，壳程为蒸汽在水平管束外的冷凝传热。假设冷凝液膜为滞流，选用下式计算0 00.023

0deu00.8cp0.4

()() 取换热器列管de

之中心距 t=32mm ,则流体通过管间的最大截面积为

AhD(10)0.0151m2

12850.4/(3600994)

0.238m/s uVs/A

0.0151

4(t2



de

d0

d02)

0.02m

Re0 Pr0

deu0



CP

0.020.238994

6526 -3

0.725104.080.725

=4.73

0.626



壳程中乙醇被冷却，取(

0.14

)0.95 w

所以 00.0233 确定污垢热阻

0.626

(6526)0.8(4.73)0.41510w/m20C 0.02

取Rs01.72104 m2·℃/W (有机液体)

Rsi0.000344m2C/W

4 核算总传热系数管壁热阻忽略

K0

Rs0Rsio0a0diaidi

324.95W/m2C

KK0300.97271.11100%11.01% K0271.11

第六章塔体结构及次要附属设备的设计

6.1接管的尺寸及选择

6.1.1 进料管

进料管的类型很多，有直进料管、弯进料管、本设计采用直进料管，管径计算如下：取uF1.6m/s LF(LS1LS2)/21.6105103m3/s dF

uF

=68mm 查标准系列选取 764

6.1.2 塔顶蒸汽出口管

常压操作直管出气，蒸气流速 12—20m/s.

取uV20 m/s dV=500mm

uV

查标准系列选取 5309

6.1.3回流管管径

采用直管自回流，uR取 0.2—0.5 m/s。取uR0.3m/s dR

4Ls

uR

=74mm 查标准系列选取 896

6.1.4塔釜出料液管

为节省物料采用循环式再沸器取uW1.6 m/s dW

4LW

=76mm 查标准系列选取 894 uW

6.1.5塔底至再沸器的接管管径

取uL1.4 m/s dL

4LS2

uL

=41.9mm 查标准系列选取 573.5

6.1.6 再沸器返塔连接管管径

4V

取ub15 m/s db=341mm 查标准系列选取 37710

ub

6.1.7 法兰的选择

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：Pg6Dg40HG501058

6.2 筒体与封头

6.2.1筒体

1、塔径为1600 mm ,璧厚选6mm ,所用材质为 Q235A. 2、塔顶空间高度取 HD0.7m。

i1,inf



n1

HTiHFHD15.48m

6.2.2 封头[8]

封头分椭圆形封头、蝶形封头[9]等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1600mm查得曲面高度h1=400mm、直边高度 h2=25mm,内表面积F封=2.9007m2,

容积V封=0.5864m3 ，厚度6mm因此选用封头型号为（D16006，JB/T4746-2002）

6.2.3 裙座的设计[10]

圆整Di=1400m 、Di=1800m基础环的厚度考虑到腐蚀裕量取18m m，考虑到再沸器，裙座高度3m地角螺栓直径取M30

6.2.4 除沫器设计

当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴，因此设置除雾器。本设计空塔气速

6.2.5 吊柱

总塔高大于15米，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设施，常用20钢无缝钢管弯制。

设计塔径D=1600mm S=800mm L=3150mm H=900mm

108 8 R=450 e=250 D=1100mm 材质选用 Q235A

6.2.6人孔

结束语

设计心得

参考文献

[4]谢端湲.常用物料物性数据.北京：化学工业出版社

[5] 蔡纪宁.张秋翔主编.化工设备机械基础-课程设计指导书.北京：化工工业出版社，2006

[6] 刘雪暖.汤景凝.化工原理课程设计.北京：中国石油大学出版社，2001，94 [7]路秀林王者相 .塔设备.北京：化学工业出版社

精馏塔的筛板塔设计

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