化工原理课程设计乙醇——水精馏塔设计(浮阀塔)
目 录
1 目录 1
2 设计务书 4
3 设计方案确定流程说明 5
31 塔类型选择 5
32 塔板类型选择 5
33 塔压确定 5
34 进料热状况选择 5
35 塔釜加热方式确定 5
36 塔顶冷凝方式 6
37 塔板溢流形式 6
38 塔径选取 6
39 适宜回流选取 6
310 操作流程 6
4 塔工艺设计 7
41 精馏塔全塔物料浓度计算： 7
42 理板计算 7
421 回流计算 7
422 理板数计算 8
423 塔板效率计算 13
4231 塔顶温度 tD 计算 13
4232 塔底温度 tW 总板效率 ET 计算 14
424 实际板数计算 16
425 进料温度计算 16
43 均参数计算 17
431 全塔物料衡算 17
432 均温度计算 17
433 均压力计算 17
434 气液两相均密度计算 18
4341 气液相组成计算 18
4342 液相均密度计算 19
4343 均相分子量计算 20
4344 气相均密度计算 21
435 均表面张力计算 22
436 气液两相均体积流率计算 25
44 塔径初步设计 26
441 精馏段塔径计算 26
442 提馏段塔径计算 27
45 塔高设计计算 28
5 塔板结构设计 30
51 溢流装置计算 30
52 塔板浮阀设计 31
521 塔板结构尺寸 31
522 浮阀数目排列 32
5221 精馏段浮阀数目排列 32
5222 提馏段浮阀数目排列 34
53 塔板流体力学验算 35
531 气相通浮阀塔板压降 35
5311 精馏段压降计算 35
5312 提馏段压降计算 36
532 液泛 36
5321 精馏段液泛计算 36
5322 提馏段液泛计算 37
533 雾沫夹带 37
534 漏液 38
6 塔板负荷性图 38
61 雾沫夹带线 38
62 液泛线 38
63 液相负荷限线 39
64 漏液线 39
65 液相负荷限线 39
66 塔板负荷性图 40
661 精馏段塔板负荷性图 40
662 提馏段塔板负荷性图 41
7 附属设备设计 43
71 产品冷器设计选型 43
72 接尺寸计算 44
721 进料 44
722 塔顶蒸汽出口 44
723 回流液入口 45
724 塔顶出料 45
725 塔底出料 46
726 塔底蒸汽入口 46
8 设计结果汇总 47
81 流股物性汇总 47
82 浮阀塔设计参数汇总 47
83 产品冷器设计结果汇总 48
84 接尺寸汇总 48
9 设计评述感悟 49
10 参考文献 50
11 附录 51
附录 1 符号说明 51
附录 2 乙醇——水系统气液衡数表 51
附录 3 温度乙醇水粘度 52
附录 4 温度乙醇水密度 53
附录 5 温度乙醇水表面张力 53
12 附图 53
2 设计务书
设计题目：乙醇——水体系浮阀式精馏塔设计 二设计务条件
1进精馏塔料液含乙醇 25(质量分数)余水
2 产品乙醇含量低 94(质量分数)
3 残液中乙醇含量高 01(质量分数)
4生产力日产(24 时)115 吨 94乙醇产品
5操作条件：
精馏塔顶压力 4kPa(表压)
进料状况 泡点进料
回流 RRmin 145
单板压降 667Pa
加热蒸汽压力 101325kPa(表压) 6设备型式：浮阀塔
7厂址：天津区 三设计容求
1设计方案确定流程说明
2精馏塔工艺计算(包括物料衡算理塔板数回流总板效率均参 数塔高塔径设计等)
3塔板结构设计流体力学验算
4塔板负荷性图绘制
5附属设备设计(包括产品冷器接选型)
6设计结果汇总(包括设备尺寸衡算结果等)
7设计评述心感悟
8附图：图解理板(包括塔顶塔底区域局部放图)塔板负荷性图(精馏 段提馏段)生产工艺流程图题设备图(2 号图)
3 设计方案确定流程说明
31 塔类型选择
设计务分离乙醇—水混合物二元混合物分离应采连续精馏流 程般讲板式塔空塔速度较高生产力较塔板效率稳定操作 弹性造价低检修清洗方便工业应较广泛
考虑设计制造生产技术成熟稳定性确定采板式塔进行精馏操作
32 塔板类型选择
板式塔塔板类型中浮阀塔板吸收泡罩塔板筛孔塔板优点具结 构简单制造方便造价低塔板开孔率生产力操作弹性塔板效率 高等诸优点优先选浮阀塔板
33 塔压确定
工业精馏常压加压减压进行确定操作压力根处理物料 性质技术行性济合理性考虑
般说常压精馏简单济减少加压减压操作增加增减 压设备费操作费提高济效益特殊求应量常压操作加 压精馏提高衡温度利塔顶蒸汽冷凝热利较便宜冷 剂减少冷凝冷费相塔径适提高塔操作压力提高塔 处理力减压精馏防止某易分解组分精馏程中受热分解
乙醇——水物系操作温度非常稳定综合衡操作行性设备操作 费素确定采塔顶压力(101325+4)kPa 进行操作
34 进料热状况选择
工业均采接泡点液体进料泡点进料样保证进料温度受季 节气温变化前道工序波动影响塔操作较容易控制设计采 泡点进料
35 塔釜加热方式确定
蒸馏塔塔釜加热方式通常采间接蒸汽加热设置沸器设计案例具
特殊性塔底产物接纯水实际生产中直接蒸汽加热更高
热效率结合设计务求确定塔釜加热方式蒸汽直接加热
36 塔顶冷凝方式
泡点回流易控制设计控制时较方便节约源
37 塔板溢流形式
U 形流液体流径较长提高板效率板面利率高液面落 差适塔液体流量场合单溢流液体流径较长塔板效率较高 塔板结构简单加工方便直径 22m 塔中广泛双溢流优点液 体流动路程短降低液面落差塔板结构复杂板面利率低般直 径 2m 塔中阶梯式双溢流塔板结构复杂适塔径液流量 特殊场合
通例中液体流量塔径等进行初步估计确定选单溢流塔板
38 塔径选取
板式塔塔径流量公式计算设计时般严重液沫夹带时极限 空塔气速决定估算出塔径应塔径系列标准进行圆整进行流体力 学验算
精馏段提馏段汽液负荷物性设计时两段塔径应该分计 算二者相差应取较者作塔径二者相差较应采变径塔 39 适宜回流选取
适宜回流应该通济核算确定操作费设备折旧费 低时回流适宜回流
确定回流方法：先求出回流 Rmin根验取实际操作回流 回流 12~20 倍乙醇—水混合物系属易分离物系回流较结合 设计务求操作回流取回流 145 倍
310 操作流程
乙醇—水溶液预热器预热泡点泵送入精馏塔进料板塔顶升蒸气 采全冷凝进入回流罐部分回流余作塔顶产品冷器冷送贮槽
塔釜采直接蒸汽加热塔底产品预热原料液冷送入贮槽精馏装置
精馏塔原料预热器冷凝器釜液冷器产品冷器等设备热量塔底蒸汽 输入物料塔次部分气化部分冷凝进行精馏分离冷凝器中冷介 质余热带走层板回流液体升蒸汽互相接触进行热质传递 程
设计务书求绘制生产工艺流程图份附
4 塔工艺设计
41 精馏塔全塔物料浓度计算：
F
原料液流量（kmols）
xF
原料组成（摩尔分数）
D
塔顶产品流量（kmols）
xD
塔顶组成（摩尔分数）
W
塔底残液流量（kmols）
xW
塔底组成（摩尔分数）
V0
加热蒸汽量（kmols）
M 乙醇 4607 kgkmol
M 水 1802 kgkmol
进料组成：
塔顶组成：
xF 025 4607
025 4607 + 075 1802
0115343
塔底组成：
xD 094 4607
094 4607 + 006 1802
0859707
日生产量：
xW 0001 4607 0000391 0001 4607 + 0999 1802
D 115td 115000
86400´[0859707 ´ 4607 + (1 0859707) ´1802]
0031590kmols
纯净乙醇计产量 DxD 0031590 × 0859707 0027158 kmols
42 理板计算
421 回流计算
根 101325×105Pa 乙醇——水气液衡组成绘出衡曲线 xy 曲线
图已知乙醇——水非理想物系衡曲线凹部分操作线 q 线交
点尚未落衡线前操作线已衡线相切应回流回流 回流求法点(0859708597)衡线凹部分作切线该线 q 线交点坐标(xq 01153yq 0355)见图 1
1
09
08
07
06
y
05
04
03
(01153 0355)
02
01
0
0xW
01xF
02 03 04 05 06 07 08xD 09 1
x
图 1 回流计算图
q 10xq xF 01153yq 0355xD 08597
x y 08597 0355
R D q 2106
min
y x
0355 01153
q q
R 145Rmin 145×2106 3054
精馏段操作线方程：
y R x +
R +1
xD R +1
07533x + 02121
提馏段操 作线方 程 根 精 馏段操 作线 q 线交 点(01153 02990)点
(00003910)两点坐标确定y 25974 x 00006252
422理板数计算 关理板层数计算通常采图解法逐板计算法 xy 图中难
出采图解法 xy 图中画阶梯求解理板数会曲线间距离太法准
确作图采逐板计算法求取理板数 考虑乙醇——水非理想物系采逐板计算法时相挥发度视
常数代入计算衡线点考虑插值法气相组成求取点应 相挥发度然求取液相组成操作线点然根相应操作 线方程液相组成求取气相组成
首先相衡方程精馏段操作线方程进行逐板计算直 xn≤xq 时改提馏 段操作线方程相衡方程继续逐板计算直 xm≤xW 止计算程
塔顶采全凝器：
y1 xD 08597
插值法求应相挥发度：
a (08597 08491) ´ (103678 108217) +108217 104986
1 08640 08491
x1 相衡方程计算：
x1
y1
a1 (1 y1 ) + y1
08597
104986´ (1 08597) + 08597
0853735
y2 精馏段操作线方程求：
y2 07533x2 + 02121 07533×0853735 + 02121 0855208
继续相衡方程精馏段方程逐板计算求 x24 0102303 < xq 01153 (加料板)改提馏段操作线方程 x28 0000257 < xW 0000391 时停止计算 NT 28采直接蒸汽加热塔釜起层理板作塔安装 28 层理板满足分离求加料板第 24 层理板计算结果列表
表 1 逐板计算法求解理板层数计算结果列表
序号
y
α
x
备注
1
0859707
1049858
0853735
进料板 改提馏段操作线方程
xW 0000391
2
0855208
1063565
0847409
3
0850443
1078084
0840626
4
0845333
1089075
0833845
5
0840225
1098431
0827216
6
0835231
1107578
0820684
7
0830310
1116590
0814202
8
0825428
1125534
0807727
9
0820550
1134468
0801216
10
0815645
1145706
0794309
11
0810442
1159654
0786636
12
0804662
1175150
0778042
13
0798188
1192503
0768339
14
0790878
1212380
0757247
15
0782523
1236148
0744298
16
0772768
1263894
0729051
17
0761283
1294168
0711331
18
0747934
1328147
0690795
19
0732464
1377369
0665296
20
0713256
1461415
0629913
21
0686602
1614682
0575699
22
0645761
1931377
0485560
23
0577859
3113128
0305417
24
0442156
6955070
0102303
25
0265103
10363321
0033638
26
0086747
12057337
0007816
27
0019677
13180170
0001521
28
0003325
12983611
0000257逐板计算结果绘制成阶梯图图 2 示
1
09
08
07
06
05
04
03
02
01
0
0 01 02 03 04 05 06 07 08 09 1
图 2 理板计算结果阶梯图
塔顶塔底区域分放图 3图 4 示
005
004
003
002
001
0
0 001 002 003 004 005
图 3 塔顶区域放图
09
085
08
075
07
07 075 08 085 09
图 4 塔底区域放图
423 塔板效率计算
根设计求塔顶压力 pD 105325kPa
根面计算结果塔体需 28 块理板满足分离求假设总板效 率 05需实际板数目 NP (NT – 1)ET56
设计求中单板压降 667Pa 计塔底压力
pW pD + NP×0667kPa 105325+56×0667 142677kPa
4231 塔顶温度 tD 计算
根常压塔顶 xD 0859707 查出应温度 t0 7820℃应 气相组成 y 0864006 Antoine 方程计算出 t0 温度 CW 组分饱蒸汽压分 ：
C0
p0 10
730243 1630868
(7820+27315)43569
1008408kPa
W0
p0 10
7074056
1657459
(7820+27315)4613
440232kPa
修正拉乌尔定律计算活度系数分
g C 0
pyC
p x
0
C C
101325 ´ 0864006 10098 1008408´ 0859707
gW 0
pyW
p x
0
W W
101325 ´ (1 0864006) 22311 440232´ (1 0859707)
组分 CW 常数分 CCCW：
CC T0log(γC0) (27315 + 7820)×lg(10098) 14922
CW T0log(γW0) (27315 + 7820)×lg(22311) 1224513
时考虑精馏塔塔顶压力略气压设定塔顶温度初值 tD 79℃ Antoine 方程计算出 tD 温度 AB 组分饱蒸汽压分：
730243 1630868
C
p0 10
(79+27315)43569 1040815kPa
p
W
0 10
7074056
1657459
(79+27315)4613 454860kPa
忽略压力影响认压力变化时组分 CW 常数 CCCW 变
溶液浓度 xW 活度系数表示：
CC
C
g 10TD
14922
1079+27315 1098
CW
W
g 10 TD
1224513
1079+27315 22261
计算气相总压力校验原设温度正确性：
p g
x p0 + g
(1 x
) p0
C D C W D W
1098´ 0859707´1040815kPa+22261´ (1 0859707)´ 444860 104568kPa
显然 105325kPa 略差异调整温度初值重复述计算
直 tD 79184℃时计算出压力值 p105326kPa pD 105325kPa 相等出塔顶温度 tD 79184℃
4232 塔底温度 tW 总板效率 ET 计算
设定总板效率初值 ET 05实际塔板数 Np NTET 2805 56 设计条件中出单板压降 667Pa求塔底压力
pW pD + Np×0667kPa 105325+56×0667 142677kPa
根常压塔顶 xW 0000391 查出应温度 t0 9980℃应 气相组成 y 0004991 Antoine 方程计算出 t0 温度 CW 组分饱蒸汽压分 ：
C0
p0 10
730243 1630868
(9980+27315)43569
2244493kPa
W0
p0 10
7074056
1657459
(9980+27315)4613
1005964kPa
修正拉乌尔定律计算活度系数分
g C 0
pyC
p x
0
C C
101325 ´ 0004991 57558
2244493´ 0000391
gW 0
pyW
p x
0
W W
101325 ´ (1 0004991) 10025 1005964´ (1 0000391)
组分 CW 常数分 CCCW：
CC T0log(γC0) (27315 + 9980)×lg(57558) 2834825
CW T0log(γW0) (27315 + 9980)×lg(10025) 04055
时考虑精馏塔塔底压力略气压设定塔顶温度初值 tW 108℃ Antoine 方程计算出 tW 温度 AB 组分饱蒸汽压分：
C
p0 10
730243 1630868
(108+27315)43569 2942074kPa
p
W
0 10
7074056
1657459
(108+27315)4613 1338790kPa
忽略压力影响认压力变化时组分 CW 常数 CCCW 变
溶液浓度 xW 活度系数表示：
CC
C
g 10TW
CW
g 10TW
2834825
10108+27315 55608
04055
10108+27315 100245
W
计算气相总压力校验原设温度正确性：
p g
x p0 + g
(1 x
) p0
C W C W W W
55608´ 0000391´ 2942074kPa+100245´ (1 0000391)´1338790 134795kPa
显然 142677kPa 略差异需调整温度初值重复述计算
方面需考察温度板效率影响引起塔板数目变化会引
起塔底压力变化
t + t
108 + 7943
tW 108℃时 t
W D 9352°C 2 2
根附录 3 中提供乙醇水粘度插法求均温度粘度：
(03060 03027)´ (93 9352)
m 03060 03006mPa × s
W 93 94
(0495 0361)´ (80 9352)
m 0495 04036mPa × s
C 80 100
mmix xF mC + (1 xF )mW 01153´ 04036 + (1 01153)´ 03006 03125mPa × s
处算出液相均粘度带入 ET 计算公式中总板效率：
ET ¢ 017 + 0616 lg(mmix ) 017 0616´ lg 03125 04812
时塔底压力
pW pD + Np×0667kPa 105325+2804812×0667 144136kPa
调整温度初值次出总板效率 ET 带入塔底压力计算式中进行迭代 重复述计算直总板效率 ET 04820tW 10997℃时计算出压力值 p 1440676kPa pD 144068kPa 相等
出塔底温度 tW 10997℃总板效率 ET 04820
424 实际板数计算
精馏段实际塔板数 N 精 2304820 477≈48 层 提馏段实际塔板数 N 提 504820 104≈11 层
425 进料温度计算
进料温度 tF 计算塔顶温度 tD 计算程致相已求精馏段实际塔 板数 N 精 48 层设计条件中出单板压降 667Pa计算出进料 板压力：
pF pD + 48×0667 105325 + 48× 0667 137341kPa
根常压进料板液相组成 xF 0115343 查出应温度 t0 8577℃ 应气相组成 y 0457289 Antoine 方程计算出 t0 温度 CW 组分饱 蒸汽压分：
C0
p0 10
730243 1630868
(8577+27315)43569
1351598kPa
W0
p0 10
7074056
1657459
(8577+27315)4613
595825kPa
修正拉乌尔定律计算活度系数分
g C 0
pyC
p x
0
C C
pyW
101325 ´ 0457289 29721 2244493´ 0115343
101325 ´ (1 0457289) 10433
p x
gW 0 0
W W
595825´ (1 0115343)
组分 CW 常数分 CCCW：
CC T0log(γC0) (27315 + 8577)×lg(29721) 1697944
CW T0log(γW0) (27315 + 8577)×lg(10433) 66012
时考虑精馏塔进料板压力略气压设定塔顶温度初值 tF93℃ Antoine 方程计算出 tF 温度 AB 组分饱蒸汽压分：
730243 1630868
C
p0 10
(93+27315)43569 1765000kPa
p
W
0 10
7074056
1657459
(108+27315)4613 784911kPa
忽略压力影响认压力变化时组分 CW 常数 CCCW 变
溶液浓度 xF 活度系数表示：
CC
C
g 10TW
CW
g 10TW
1697944
1093+27315 19089
66012
1093+27315 10424
W
计算气相总压力校验原设温度正确性：
p g
x p0 + g
(1 x
) p0
C F C W F W
19089´ 0115343´1765000kPa+10424´ (1 0115343)´ 784911 131600kPa
显然 137341kPa 略差异需调整温度初值重复述计算
直 tD 94212℃时计算出压力值 p147341kPa pF 105325kPa 相等 出进料板温度 tF 94212℃
43 均参数计算
431 全塔物料衡算 例直接蒸汽加热精馏塔泡点进料根恒摩尔流假定：
L + F L¢ W
V0 V ¢
V D
全塔物料衡算： V0 + F D + W
乙醇组分衡算： FxF DxD + WxW
W
V0
yq 0
xq xw
提馏段操作线斜率25974 W 25874 V0
中已知 D 0031590kmolsxD 0859707xF 0115343xF 0000391
联立求解：
F 0236584 kmols W 0333320 kmols V0 0128326 kmols
432 均温度计算
精馏段均温度
tF + tD
9 4 2+1 7 9 1 8
t1
2
8 6 7° 0 C
2
提馏段均温度
tF + tW
9 4 2+1 1 0 9 9 7
433 均压力计算
t1
2
1 0 2 °0 9 C
2
塔顶压力 pD 105325kPa
进料压力 pF 137341kPa
塔底压力 pW 144068kPa
精馏段均压力
pF + pD
1 3 7 3 +4 1 1 0 5 3 2 5
p1
2
1 2 1 3 3 3 k P a
2
提馏段均压力
pF + pW
1 3 7 3 +4 1 1 4 4 0 6 8
p2
2
434 气液两相均密度计算
4341 气液相组成计算
1 4 0 7 0 4 k P a
2
已知混合液体密度公式： 1
aA + aB
(中 a 质量分数)
rL rA rB
V
混合气体密度公式： r MV
T0 MV
(中 M 均相分子质量)
Vm 224T
然利附录 2 中乙醇——水系统气液衡数直接查出进出
料口液相组成根相挥发度关系求气相组成： 塔顶液相组成：xD 0859707
气相组成 yD：
y ´（1 0859707）
D a
D
10368
yD 0864006
0859707 ´（1 yD）
进料液相组成：xF 0115343
气相组成 yF：
y ´（1 0115343）
W a
F
65062 yF 0457289
0115343´（1 yW）
塔底温度：xW 0000391
气相组成 yW：
y ´（1 0000391）
W
W a
12810 yW0004991
0000391´（1 yW）
①精馏段均组成：
xD + xF
08597 +01153
液相组成 x1
2
´100 4875
2
气相组成 y1
yD + yF
2
08640 +04573
2
´100 6606
②提馏段均组成：
xW + xF
0000391 +01153
液相组成 x2
2
´100 579
2
yW + yF
0004991+ 04573
气相组成 y2 ´100 2311
2 2
4342 液相均密度计算
利附录 3 中温度乙醇水密度进出料口液相组成求取液 相均密度
①塔顶温度：tD 7918℃ 温度水密度 ρWD：
80 79
80 7918 r
972293kgm3
WD
971785 972405 971785 rWD
乙醇密度 ρCD：
80 70
80 7918r
CD
735902kgm3
735 746 735 rCD
液相密度 ρD：
1
rD
aD
rCD
+ 1 aD
rWD
094 + 1 094
735902 972293
ρD746796 kgm3
②进料温度：tF 9421℃ 温度水密度 ρWF：
WF
95 94 95 94212 r
962430
961883 962577 961883 rWF
乙醇密度 ρCF：
CF
100 90 100 94212 r 716 724 716 rCF
720632
1
液相密度 ρF：
aF
+ 1 aF
025 + 1 025
rF rCF
rWF
720632 962430
ρF887945 kgm3
③塔底温度：tW 10997℃ 温度水密度 ρWW：
WW
110 100 110 10997 r
951022kgm3
951 958345 951 rWW
乙醇密度 ρCW：
CW
110 100 110 10997 r
703 716 703 rCW
703039kgm3
液相密度 ρW：
1
rW
aW
rCW
+ 1 aW
rWW
0001 + 1 0001
703039 951022
ρW950687 kgm3 精馏段液相均密度：
r rF + rD
887945 +746796 817371kgm3
L1 2 2
提馏段液相均密度：
r rF + rW
887945 +950687 919316kgm3
L 2 2 2
4343 均相分子量计算
方法： 4221 中已算出精馏段提馏段气液相均组成计算气液 相均分子量
①精馏段：
液相均相分子量 M L1 4607x1 + 1802×(1－x1)
4607×04875 +1802×(1－04875) 3170kgkmol
气相均相分子量 M V1 4607y1 + 1802×(1－y1)
②提馏段：
4607×06606 +1802×(1－06606) 3655kgkmol
液相均相分子量 M L2 4607x2 + 1802×(1－x2)
4607×00579 +1802×(1－00579) 1964kgkmol
气相均相分子量 M V2 4607y2 + 1802×(1－y2)
4607×02311+1802×(1－02311) 2450kgkmol
方法二：塔顶进料塔底气液相组成分算出处气液相均分子量
然求取精馏段提馏段气液相均分子量
塔顶液相均相分子量： M LD xD ´ 4607 + (1 xD )´1802 421348kgkmol
进料液相均相分子量： M LF
xF ´ 4607 + (1 xF )´1802 212554kgkmol
塔底液相均相分子量： M LW
xW ´ 4607 + (1 xW )´1802 180310kgkmol
M LD + M LF
精馏段液相均相分子量 M
L1
2
4 2 1 3 +4 8 2 1 2 5 5 4
3 1 6 9 5 1 k g k m o l
2
M LW + M LF
提馏段液相均相分子量 M L 2
2
1 9 6
1 8 0 3 +1 0 2 1 2 5 5 4 4 3 2 k g k m o l
2
塔顶气相均相分子量： MVD xD ´ 4607 + (1 xD )´1802 422554kgkmol
进料气相均相分子量： MVF
xF ´ 4607 + (1 xF )´1802 308470kgkmol
塔底气相均相分子量： MVW
xW ´ 4607 + (1 xW )´1802 181600kgkmol
MVD + MVF
精馏段气相均相分子量 MV 1
2
4 2 2 5 +5 4 3 0 8 4 7 0
3 6 5 5 1 2 k g k m o l
2
MVW + MVF
提馏段气相均相分子量 MV 2
2
2 4 5
1 8 1 6 +0 0 3 0 8 4 7 0 0 3 5 k g k m o l
2
显然通两种方法出结果基致
4344 气相均密度计算
塔顶气相密度 r
M VD ´27315 422554 ´27315 14625kgm3
D
VD 224´ (27315 + t )
224´ (27315 + 7918)
进料气相密度 r
M VF ´27315 308470 ´27315 10239kgm3
F
VF 224´ (27315 + t )
224´ (27315 + 9412)
塔底气相密度 r
M VW ´27315 181600 ´27315 05780kgm3
VW
224´ (27315 + tW )
224´ (27315 +10997)
精馏段气相均密度 rV 1
rVF + rVD 10239 +14625 12432kgm3 2 2
提馏段气相均密度 r
rVF + rVW
10239 + 05780 08010kgm3
V 2 2 2
435 均表面张力计算
已知二元机物——水溶液表面张力列式计算：
14 14 14
M
s jSWsW
+jSCsC
注：j
xWVW
j
xCVC
σ σ
查表
W W C C
W x V + x V C
W C
xWVW + xCVC
q 23
æ j ö
B lg W
Q 0441´ æ q ö ésCVC
s V 23 ù
ç ÷ ç ÷ ê
C C ú
è jC ø
è T ø ë q û
A B + Q
æ j 2 ö
A lg SW j
+ j 1
j
ç ÷
è SO ø
SW SO
式中角标WCS 分代表水机物表面部分xWxC 指体部分 分子数VWVC 体部分分子体积δWδC 纯水机物表面张力乙醇 q 2
首先计算出液相中乙醇水进出料口温度摩尔体积
VCD
VCF
VCW
VWD
VWD
MC
rCD
MC
rCF
MC
rCW
MC
rWD
MC
rWD
4607
735902
4607
720632
4607
703039
1802
972293
1802
962430
6260mL
6393mL
6553mL
1853mL
1872mL
VWW
MC
rWW
1802
951022
1895mL
然利附录 4 中温度乙醇水表面张力数计算 tDtFtW 温
度乙醇水表面张力
①乙醇表面张力求取：
塔顶：
80 70
7918 70 s
1722dyncm2
1715 18
sCD
18 CD
进料：
100 90
9421 90 s
1578dyncm2
152 162
sCF
162 CF
塔底：
110 100
10997100 s
1440dyncm2
144 152
sCW
152 CW
②水表面张力求取：
塔顶：
80 70
7918 70 s
6283dyncm2
6269 6436
sWD
6436 WD
进料：
100 90
9421 90 s
6000dyncm2
5891 6079
sWF
6079 WF
塔底：
110 100
10997100 s
5698dyncm2
5697 5891
sWW
5891 WW
③塔顶表面张力求取：
2
æ xWDVWD ö
j 2 ç x V
+ x V ÷
é(1 x )V ù2
WD è
WD WD CD CD ø
ë D WD û
jCD
æ xCDVCD
ö xDVCD ëé(1 xD )VWD + xDVCD ùû
+ x V
ç ÷
è xWDVWD CD CD ø
2
éë(1 08597)´1853ùû
0002226
08597 ´ 6260´ éë(1 08597)´1853 + 08597 ´ 6260ùû
j
æ 2 ö
B lg WD lg (0002226) 26524
D ç j ÷
è CD ø
æ
Q 0441´
23
ö és V
q
CD CD s
V 23 ù
D ç ÷ ê
è TD ø ë q
WD WD ú
û
0441´
2 æ 1722´ 6260
´
23
6283´185323 ö 07616
27315 + 7918 ç 2 ÷
è ø
AD BD + QD (26524) + (07616) 34140
2 2
æ j ö j
A lg SWD SWD
10AD 1034140 00003854
j
D ç ÷
è SCD ø
jSCD
ìj 2
联立方程组
ï SWD
íjSCD
ï
00003836
φSCD 09806φSWD 00194
îjSWD + jSCD 1
MD SWD WD SCD CD
s 1 4 j s 1 4 +j s 1 4 00194´ (6283)1 4 + 09806´ (1722)1 4
σMD 177370 dyncm2
④进料表面张力求取：
2
æ xWFVWF ö
j 2 ç x V
+ x V ÷
é(1 x )V ù2
WF è
WF WF CF CF ø
ë F WF û
jCF
æ xCFVCF
ö xFVCF ëé(1 xF )VWF + xFVCF ùû
+ x V
ç ÷
è xWFVWF CF CF ø
2
éë(1 01153)´1872ùû
15543
01153´ 6393´ éë(1 01153)´1872 + 01153´ 6393ùû
j
æ 2 ö
B lg WF lg (15543) 01915
F ç j ÷
è CF ø
æ
Q 0441´
23
ö és V
q
CF CF s
V 23 ù
F ç ÷ ê
è TF ø ë q
WF WF ú
û
´ 2 3 ö
0 4 4´1 2
æ 1 5 7 8 6 3 9 3
´
6 0´ 0 0
21 83 72 0 7 1 2 9
ç ÷
2 7 3 1+5 9 4 2è1 7 7 2 ø
AF BF + QF 01915 + (07129) 05213
2 2
æ j ö j
A lg SWF SWF
10AF
1005213 03011
j
F ç ÷
è SCF ø
jSCF
ìj 2
联立方程组
ï SWF
íjSCF
ï
02853
φSCF 05816φSWF 04184
îjSWF + jSCF 1
MF SWF WF SCF CF
s 1 4 j s 1 4 +j s 1 4 04184´(6000)1 4 + 05816´ (1578)1 4
σMF 291535 dyncm2
⑤塔底表面张力求取：
2
æ xWWVWW ö
j 2 ç x V
+ x V ÷
é(1 x )V ù2
WW è
WW WW CW CW ø
ë W WW û
jCW
æ xCWVCW
ö xWVCW ëé(1 xW )VWW + xWVCW ùû
+ x V
ç ÷
è xWWVWW CW CW ø
2
éë(1 0000391)´1895ùû
73751
0000391´ 6553´ éë(1 0000391)´1895 + 0000391´ 6553ùû
j
æ 2 ö
B lg WW lg (73751) 2867767
W ç j ÷
è CW ø
æ
Q 0441´
23
ö és V
q
CW CW s
V 23 ù
W ç ÷ ê
è TW ø ë q
WW WW ú
û
´ 2 3 ö
0 4 4´1 2
æ 1 4 4 0 6 5 5 3
´
5 6´ 9 8
21 83 95 0 6 6 2 8
ç ÷
2 7 3 1+5 1 0 9 è 9 7 2 ø
AW BW + QW 28678+ (06628) 22050
2 2
æ j ö j
A lg SWW SWW
10AW
1022050 16032
j
W ç ÷
è SCW ø
jSCW
ìj 2
联立方程组
ï SWW
íjSCW
ï
14986
φSCW 00062φSWW 09938
îjSWW + jSCW 1
s 1 4 j s 1 4
+j s 1 4
09938´(5698)1 4 + 00062´(1440)1 4
MW SWW WW SCW CW
σMW 565684 dyncm2
⑥精馏段液相均表面张力：s1
s MF + s MD 2915 +1774 2345dyncm2 2 2
⑦提馏段液相均表面张力：s
s MF + s MW
2915 + 5657 4286dyncm2
2 2 2
436 气液两相均体积流率计算 前面计算中已出：
① 精馏段
回流 Rmin 2106
实际回流 R 145Rmin 145×2106 3054
摩尔流率
L R × D 3054´ 003159 00965kmols
V (R +1)× D (3054 +1)´ 003159 01281kmols
L M L 3170´ 00965 30574kgs
质量流率 m1 L1
Vm1 MV 1V 3655´ 01281 46805kgs
体积流率
LS1
Lm1
rL1
30574
817371
0003741m3 s
VS1
Vm1 46805 37293m3 s
rV 1
12550
② 提馏段
q 1
摩尔流率
L¢ L + qF 00965 +1´ 02366 03331kmols
V ¢ V0 01283kmols
L M L¢ 1964´ 03326 65335kgs
质量流率 m2 L 2
Vm2 MV 2V ¢ 2450´ 01281 31377kgs
体积流率
LS 2
Lm2
rL 2
65335
919316
0007116m3 s
VS 2
Vm2
rV 2
31377 384271m3 s 08165
44 塔径初步设计
441 精馏段塔径计算
umax
C rL rV
rV
C C
æ s L ö
中 20 ç ÷
è 20 ø
02
中 C20 需史密斯关系图中查出
1 2 1 2
横坐标：
LS1 æ rL1 ö
0003741 æ 817371 ö
00257
ç ÷ ç ÷
VS1 è rV 1 ø
37293
è 12432 ø
取板间距 HT 045m板液层高度 hL 006m
HT – hL 045 − 006 039m
查图 5 史密斯关系图：C20 0083ms
0 2 0 2
C C
æ s L ö
0083æ 2345 ö
00857ms
20 ç 20 ÷
ç 20 ÷
è ø è ø
u C rL rV 0 0 8
8 1 7 37 1 1 2 4 3 2
1 9 5 m s
r
m a x
V
5 7 2
1 2 4 3 2
取安全系数 07空塔气速
u 07umax 07×2195 1537ms
D1
4VS1
p u
4´ 37293 1758m
p ´1537
标准塔径圆整 D1 18m
2 2
塔截面积
A p D1
p ´18
25447m2
T1 4 4
空塔气速
u VS1 37293 1466ms
AT1
25447
442 提馏段塔径计算
图 5 史密斯关联图
rL rV
r
um a x C
V
C C
æ s L ö
中 20 ç ÷
è 20 ø
02
中 C20 需史密斯关系图中查出
1 2 1 2
横坐标：
LS1 æ rL1 ö
0007116 æ 919316 ö
00627
ç ÷ ç ÷
VS1 è rV 1 ø
38427
è 08010 ø
取板间距 HT 045m板液层高度 hL 006m
HT – hL 045 − 006 039m
查图 5 史密斯关系图：C20 0081ms
0 2 0 2
C C
æ s L ö
0081æ 4286 ö
00943ms
20 ç 20 ÷
ç 20 ÷
è ø è ø
u C rL rV 0 0 9
9 1 9 3 1 6 0 8 0 1 0
1 9 5 m s
r
m a x
V
4 3 3
0 8 0 1 0
取安全系数 07空塔气速
u 07umax 07×3195 2236ms
D2
4VS1
p u
4´ 38427 1479m
p ´ 2236
标准塔径圆整 D2 16m
塔截面积
AT2
p D2 p ´162
2
4 4
2011m2
空塔气速
u VS 2 38427 1911ms
AT2
2011
精馏段提馏段塔径相差塔径取 18m
45 塔高设计计算
(1) 孔
孔作安装检修员进出塔唯通道设置应便进出层塔板 设置孔处塔板间距较孔设备会制造时塔体弯曲度难 达求考虑料液较清洁需常清洗隔 8 块板设孔设置 np 8 孔
设置孔处取板间距 Hp 800mm孔直径 500mm筒体伸出塔体
200mm
(2) 塔顶空间
根文献资料中提供设计推荐值结合目前已实际案例确定塔顶空间 Hd 1200mm
(3) 塔底空间
塔底空间设计应满足：①保证液体足够贮存量塔底液体流空 足够长停留时间②塔釜进入塔蒸汽均匀分布
釜液停留时间取 10min
V 釜液 tLS2 10×60×0007116 4270m3
Hb
V釜液
1 ´ 4 p R3
2 3
p R2
4270 2 p ´ 092
3
p ´ 092
108m
取 Hb 12m (4) 进料段高度
进料段空间高度 Hf 取决进料口结构型式物料状况般 Hf Ht 时倍防止进料直塔板常进料口处考虑安装防措施防板 入口堰缓等Hf 应保证实施安装
里取 Hf 800mm 进料板口某孔层板
(5) 塔总高度
H (n nf np 1)Ht +Hd +Hb +nf Hf +np Hp
式中：H——塔高(包括裙座)m
Hd——塔顶空间(包括头盖部分)m Hb——塔底空间(包括底盖部分)m Ht——塔板间距m Hf——进料段高m Hp——设孔处塔板间距m np——孔数
nf——进料口数
n——实际塔板数
H (59−1−8+1)×045 + 12 + 12 + 1×08 + 7×08 3175m
5 塔板结构设计
塔径 D 18m选单溢流弓形降液采直堰凹形受液盘项 计算
51 溢流装置计算
(1) 堰长 lw 计算
(2) 溢流堰高度 hw 计算
lw 07D 07×18 126m
hw hL − how 选直堰堰液层高度 how 式计算：
how
ç ÷
284 E æ Lh ö
23
中似取 E 1
精馏段
1000
è lw ø
h 284 ´1´ æ 0003741´ 3600 ö
23
0014m
ow 1000 ç
126 ÷
è ø
hw 006 − 0014 0046m
提馏段
h¢ 284 ´1´ æ 0007116 ´ 3600 ö
23
0021m
ow 1000 ç
126 ÷
è ø
h′w 006 − 0021 0039m
(3) 弓形降液宽度 Wd 截面积 Af
lw 07 查弓形降液参数图：
D
Af 009 Wd 015
AT D
Af 009AT 009×25447 0229m2
Wd 015D 015×18 027m
验算液体降液中停留时间精馏段：
q 3600Af HT 3600 ´ 0229 ´ 045 276s>5s
Lh 0003741´ 3600
提馏段：
q ¢ 3600Af HT 3600 ´ 0229 ´ 045 145s>5s
Lh 0007116´ 3600
降液设计合理
(4) 降液底隙高度 ho
ho
Lh
3600Lwuo¢
精馏段取降液底隙流速
uo¢1 010ms
ho1
0003741´ 3600 0030m 3600´126´ 010
hw1 − ho1 0046 – 0030 0016m>0006m
提馏段降液底隙流速
uo¢2
015ms
ho2
0007116 ´ 3600 0031m 3600´126´ 015
hw2 − ho2 0039 – 0031 0008m>0006m
降液底隙高度设计合理
(5) 选凹形受液盘深度 h′w 50mm单独设置出口堰
52 塔板浮阀设计
521 塔板结构尺寸
塔径 800mm采单溢流型分块式塔板塔板面积分四 区域：鼓泡区溢流区破沫区效区
D 18m > 15m取破沫区宽度 Ws 010m效区宽度 Wc 006m
图 6 塔板分区示意图
塔设计塔径 18m采分块式塔板便通孔装拆塔板
522 浮阀数目排列
采 F1 型浮阀重量 33g(重阀)孔径 39mm
5221 精馏段浮阀数目排列 取阀孔动子 F011孔速 u01 ：
u01
F0
rV1
11
12432
9866ms
层塔板浮阀数目：
N VS1
4´ 37293
3164 » 317
p d 2u
p ´ 0039
´ 9866
1 2
4 0 01
考虑处需浮阀孔数目较系列标准中进行选型行设计 前面已假设取破沫区宽度 Ws 010m效区宽度 Wc 006m 塔板鼓泡区面积式计算：
æ
Aa 2ç x R
è
2 x2
pR 2
+ sin
180
1 æ x ö ö
R
ç ÷ ÷
è ø ø
中：
x D
d S
(W +W ) 18 (027+010)053m
2 2
R D W
18 006084m
2 c 2
Aa1
æ
2´ ç 053´
è
2
0842 053 2 + p 084
180
sin
æ1 053 ö ö 1654m 2
è ø ø
ç 084 ÷ ÷
浮阀排列方式采等腰三角形叉排取横排孔心距 t1 075m
排间距：
Aa
t2
1 6 5 4
0 0 7 0 m
t1N
0 0 7´5 3 1 7
考虑塔径较需采分块式塔板分块支撑衔接占部分
鼓泡区面积排间距宜采 0070m应取 t2 065m等腰三角 形叉排方式作图排浮阀数目 N 335
图 7 精馏段浮阀孔排列示意图
N 335重新核算孔速阀孔动子：
u¢
VS1
4´ 37293
9319ms
p d 2 N
p ´ 0039
´ 335
01 2
4 0
F0¢u0¢1
rV1 932´
12432104
阀孔动子变化正常操作范围
塔板开孔率f
u u0¢1
´100 1466 ´1001573
932
5222 提馏段浮阀数目排列
样取阀孔动子 F011孔速 u02 ：
u02
F0
rV2
11
08010
12291ms
层塔板浮阀数目：
N VS2
4´ 38427
2617 » 262
p d 2u
p ´ 0039
´12291
2 2
4 0 02
前面已假设取破沫区宽度 Ws 010m效区宽度 Wc 006m
塔板鼓泡区面积式计算： A
A 1654m2
a2 a1
浮阀排列方式采等腰三角形叉排取横排孔心距 t′1 085m
排间距：
A
a
t2¢
1 6 5 4
0 0 7 9 m
t1¢N
0 0 8´0 2 6 2
考虑塔径较需采分块式塔板分块支撑衔接占部分
鼓泡区面积排间距宜采 0079m应取 t′2 070m等腰三 角形叉排方式作图排浮阀数目 N 271
图 8 提馏段浮阀孔排列示意图
N 271重新核算孔速阀孔动子：
u¢
VS2
4´ 38427
11870ms
p d 2 N
p ´ 0039
´ 271
02 2
4 0 2
F0¢u0¢2
rV2 1187 ´
08010106
阀孔动子变化正常操作范围
塔板开孔率f
u u0¢1
´100 1510 ´1001271
1187
53 塔板流体力学验算
531 气相通浮阀塔板压降
根式 hp hc + hl +hσΔpp ρLhpg 计算
5311 精馏段压降计算
(1) 干板压降计算
1 1
æ 731 ö1 8 2 5 æ
731
ö1 8 2 5
界孔速：
u 9322ms
0 c 1
ç ÷ ç ÷
è rV1 ø
è 12432 ø
u0¢1 9319ms
u0 1 7 5
98660 1 7 5
： hc1
199
01
rL1
199 ´
817371
00363m (液柱)
(2) 气体通充气液层压降计算公式：hl βhL
ua1
Vs1 AT Af
37293
25447 ´ (1 009)
1610ms
Fo1 ua1
rV1 1610´
124321796kg1 2 (s × m1 2 )
查充气系数关联图：β1 0575
hl1 β1hL1 0575×006 00345m(液柱)
(3) 液体表面张力引起压降式计算：
hs 1
4s L1
4´ 234453´103
0000300m (液柱)
rL1gdo
817371´ 981´ 0039
hp1 hc1 + hl1 +hσ1 00363+00345+00003 00711m(液柱)
层板 Δpp1 ρL1ghp1 817371×981×00711 5704Pa < 667Pa
5312 提馏段压降计算
(1) 干板压降计算
1 1
æ 731 ö1 8 2 5 æ
731
ö1 8 2 5
界孔速：
u 11861ms
0 c 2
ç ÷ ç ÷
è rV2 ø
è 08010 ø
u0¢2 11870ms>u0c2 hc2 浮阀已全开计算
： hc2
534
r u2
V 2 0 2 534´
08010 ´122912
00358m (液柱)
2rL2 g
2 ´ 919316 ´ 981
(2) 气体通充气液层压降计算公式：hl βhL
ua2
Vs2 AT Af
38427
25447 ´ (1 009)
1659ms
Fo1 ua1
rV1 1659´
080101485kg1 2 (s × m1 2 )
查充气系数关联图：β1 059
hl2 β1hL1 059×006 00354m(液柱)
(3) 液体表面张力引起压降式计算：
hs 2
4s L2
4´ 42861´103
0000487m (液柱)
rL2 gdo
919316´ 981´ 0039
hp2 hc2 + hl2 + hσ2 00358 + 00354 + 00005 00717m(液柱)
层板 Δpp2 ρL1ghp2 919316×981×00717 6467Pa < 667Pa
532 液泛
防止液泛现象发生控制降液高度 HD≤φ(HT+hw)处取 φ 05
HD hp + hd + hL
5321 精馏段液泛计算
(1) 单层气体通塔板压降： hp1 00711m (2) 液体通降液压头损失：
2 2
æ
h 0153
LS1
ö 0153´ æ
0003741
ö 000153m
d1 ç ÷ ç ÷
è lw ho1 ø
(3) 板液层高度 hL1 006m
è 126´ 00297 ø
HD1 hp1 + hd1 + hL1 00711+000153+006 01327m
已知 HT 045mhw 0046m
φ(HT+hw) 05×(045+0046) 0248m
显然 HD1≤φ(HT+hw)精馏段满足条件会发生液泛
5322 提馏段液泛计算
(1) 单层气体通塔板压降： hp1 00717m (2) 液体通降液压头损失：
2 2
æ
h 0153
LS2
ö 0153´ æ
0007116
ö 000344m
d2 ç ÷ ç ÷
è lw ho2 ø
(3) 板液层高度 hL2 006m
è 126´ 00297 ø
HD2 hp2 + hd2 + hL2 00717+000344+006 01352m
已知 HT 045mhw 0046m
φ(HT+hw) 05×(045+0046) 0248m
显然 HD2≤φ(HT+hw)精馏段满足条件会发生液泛
533 雾沫夹带
VS
泛点率计算公式：j
rV
rL rV
+136LSZL
´100
KCF Ab
中板液体流长度：ZL D − 2Wd 18 − 2×027 126m
板液体流面积：Ab AT – 2AF 25447 – 2×0229 2087m2
取物性系数 K 10泛点负荷系数 CF 010 (1) 精馏段：
37293´
12432
+136 ´ 0003741´126
j 817371 12432 ´1007283
1 1´ 010 ´ 2087
避免量雾沫夹带应该控制泛点率超 80计算知雾沫 夹带满足 eV<01(kg 液kg 气)气求
(2) 提馏段：
38427 ´
08010
+136 ´ 0007116´126
j 919316 08010 ´1006023
2 1´ 010 ´ 2087
计算知雾沫夹带样满足 eV<01(kg 液kg 气)求
534 漏液
前面进行塔板浮阀数目计算排列时候已核算阀孔动子变 化正常操作范围会造成漏液
6 塔板负荷性图
61 雾沫夹带线
VS
泛点率计算公式：j
rV
rL rV
+136LSZL
´100
KCF Ab
作出符合性图中雾沫夹带线中泛点率 80计算
VS1
12432
81737112432
+136 ´126LS1
(1) 精馏段：j1 08
1´ 01´ 2087
整理： 003903VS1+17136LS1 02003
VS1 51325−439054LS1
VS2
08010
919316 08010
+136 ´126LS¢2
(2) 提馏段：j2 08
1´ 01´ 2087
整理： 002953VS2+17136LS2 01669
VS2 5653−58029LS2
62 液泛线
根 j (HT + hw)
h+p
h+L
hd
h+c
+hsl h+
h+L hd
ù
é
23 2
2 æ ö æ ö
j ( H
+ h ) 534 rVu0 +
4s L
+(1+b ) êh
+ 284 E
3600LS
ú +0153 LS
T w w
ç ÷ ç ÷
中 u0
VS
p d 2 N
2rL g
rL gd0
ëê 1000 è lw
ø úû
è lw ho ø
4 0
2
精馏段： 0248 534 ´12432 ´4 V 2 + 4 ´234453
2p 2 ´ 00392 ´ 335´817371´ 981 S1
817371´ 981´ 0039
23 2
é 284´1æ 3600L ö
+15´ 0046 + S1
ù æ
+0153´
LS1 ö
ê ç ÷ ú ç ÷
ëê 1000 è
126 ø úû
è 126´ 00297 ø
整理： 2 2 2 3
VS 1 1 3 5 67 9 8 2 9L 5S12 0 6L 5S 11 2 5 9
提馏段理：
S2 S2 S2
V 2 191404 117144L2 919702L23
63 液相负荷限线
液体流量应满足降液停留时间低 3~5s
q Af HT
Lh
θ 5s 作液体降液中停留时间限：
(L ) Af HT
0229´ 045 00206m3 s
S max q 5
精馏段提馏段液相负荷限线方程相
64 漏液线
F1 型重阀 F0 5 作规定气体负荷标准
V p d 2 S 4 0
Nu0
0
F
中 u0
r
(1) 精馏段：
(V )
p d 2 N u
p ´
0 0 32´9
V
´3 3 55
1 37 9 5 m s
S 1 m i n 4
0 1 041
12432
(2) 提馏段：
(V )
p d 2 N u
p ´
0 0 32´9
´2 7 15
1 38 0 9m s
S 2 m i n 4
0 2 042
08010
做出液体流量关漏液线气相负荷限线
65 液相负荷限线
取堰液层高度 how 0006m 作液体负荷标准做出液相负荷限线 该线气相流量关竖直线式：
284
é3600(L )
23
ù
E ê
1000 ë
s min ú
lw û
0006
(取 E 1)
： (L )
æ 0006 ´1000 ö
3 2
´ 126
0001075m3 s
S min
ç 284´10 ÷
3600
è ø
作出气体流量关垂直液相负荷限线
66 塔板负荷性图
根面求出段符合性曲线分画出塔板负荷性曲线图
661 精馏段塔板负荷性图
(1) 雾沫夹带线 VS1 51325−439054LS1
(2) 液泛线
V 2 1 3 5 67 9 8 2 9L252 0 6L25 13 2 5 9
S 1 S 1 S 1
(3) 液相负荷限线
(L )
0 0 2 03 6 m s
S 1 m a x
(4) 漏液线
(V )
1 7 935 m s
S 1 m i n
(5) 液相负荷限线
(L )
0 0 0 1 037 5 m s
S 1 m i n
(6) 操作线
15
6 3
10
VS(m3s)
2
5
5
p 1
4
0
0 0005 001 0015 002 0025
VS(m3s)
图 9 精馏段塔板负荷性曲线图
塔板负荷性图出：
1 务规定气液负荷操作点 p(设计点)处操作区位置居 中效果够理想
2 塔板气相负荷限完全液沫夹带控制操作限漏液控制
3 固定液气图查出塔板气相负荷限 (V )
49160m3 s
S1 max
气相负荷限 (V )
17946m3 s
S1 min
精馏段操作弹性
(VS 1)
(VS 1)
m ax 49160 2739
m i n 17946
662 提馏段塔板负荷性图
(1) 雾沫夹带线 VS2 5653−58029LS2
(2) 液泛线
V 2 1 9 1 40 4 1 1L72 14 4 9L12 93 7 0 2
S 2 S 2 S 2
(3) 液相负荷限线
(L )
0 0 2 03 6 m s
S 2 m a x
(4) 漏液线
(V )
1 8 039 m s
S 2 m i n
(5) 液相负荷限线
(L )
0 0 0 1 037 5 m s
S 2 m i n
(6) 操作线
15
5 2 3
10
VS(m3s)
6
5 1
p
4
0
0 0005 001 0015 002 0025
VS(m3s)
图 10 提馏段塔板负荷性曲线图
塔板负荷性图出：
1 务规定气液负荷操作点 p(设计点)处操作区居中位置
2 塔板气相负荷限完全液沫夹带控制操作限漏液控制
3 固定液气图查出塔板气相负荷限 (V )
50144m3 s
S1 max
气相负荷限 (V )
18086m3 s
S2 min
精馏段操作弹性
(VS1 )max (VS1 )min
51044 2822
18086
7 附属设备设计
71 产品冷器设计选型
产品冷器冷务：
热流股：塔顶产品 D94乙醇 7918℃冷 40℃ 质量流量 DMLD 003159×421348 1331kgs
特征温度 t1 5959℃ 冷流股：冷水入口温度 25℃出口温度暂定 35℃
特征温度 t2 30℃ 产品冷前均温度查算热容：
Cpm xD CpC + (1−xD)CpW
094×333+(1−094)×4178 3381kJ(kg·℃)
Q CpmDMLDΔtm 3381×1331×(7918−40) 176311kJs 176311kW
根热量衡算需水量：
M W
Q
C¢pw ´ Dtw
176311
4174´10
4224kgs
根壳式换热器作冷器时总传热系数 K0 推荐值表查乙醇高温
流体水做低温流体时总传热系数 K0 推荐值范围：430~850W(m2·K) 案例中高温流体乙醇组成水溶液性质更偏乙醇取 K
700 W(m2·K) 07k W(m2·K)
Dt ( 7 9 18 3 5 ) ( 3 5 2 5 ) 0 C
均传热温差： m
ln
æ 7 9 18 ö3 5
ç ÷
2 3 0°
è 35 25 ø
换热面积：
A Q
1 7 6 3 1 1
1 0 92 5 m
KDtm
0 7´
2 3 0 0
取安全系数 11实际换热面积 A 1204m2 ϕ25mm×25mm 子作换热心距 PT 32mm 取长 3m根换热面积计算实际数：
N A
p dL
1204
p ´ 0025´ 3
511 » 52
换热器壳体直径计算公式 D0
0637
R 0
CL CTP
AP2d L0
中 PR 3225 128CL 1CTP 085
： D0
1 1 2 0´ 4 12 ´2 8 0 0 2 5
0 6 3 7 0 2 8 m
0 8 5 3
选型：
根壳式换热器系列标准中固定板式换热器标准(JBT 4715—92)选择 换热器：公称直径 325mm公称压力 16MPa换热直径 ϕ25mm×25mm 心距 32mm程数 1子根数 57中心排数 9换热长度 3000mm 换热面积 130m2
72 接尺寸计算
721 进料
进料结构类型直进料弯进料T 型进料 设计采通泵输送料液直进料径计算：
D 4VS
p uF
取 uF
2msρL
887945kgm3
F
V FMLF 02366 ´212553 0005663m3 s
rLF
887945
DF
4VF
p uF
4 ´ 0005663 0060m
p ´ 2
圆整查表取 ϕ70mm×4mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u FM LF
4 ´02366 ´212553 1876ms
p D2 r
p ´ 0062
´887945
F 2
4 F F
校核选接适
722 塔顶蒸汽出口
直出气取出口气速：u 15 ms：
DD
4VD
p uD
4 ´ 37293 05626m
314 ´15
圆整查表取 ϕ600mm×10mm 热轧缝钢
校核设计流速：
uD
4VD
D
p D2
4´ 37293 14115ms
p ´ 0582
校核选接适
723 回流液入口 采直重力回流取液体流速 uR 04ms 视回流液温度第块塔板液体温度相
R
V RDMLR
rLR
3054 ´ 003159 ´42135 0005443m3 s 746796
DR
4VR
p uR
4 ´ 0005443 0132m
p ´ 04
圆整查表取 ϕ146mm×6mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u RDM LR 4 ´ 3054 ´ 003159 ´42135 03977ms
p D2 r
p ´ 0134
´ 746796
R 2
4 R R
校核选接适
724 塔顶出料
取液体流速 uR 10ms似视出料液组成温度第块塔板液体温 度相
D
V DMLR
rLR
003159 ´42135 0001782m3 s 746796
DD
4VD
p uD
4 ´ 0001782 00476m
p ´ 04
圆整查表取 ϕ57mm×35mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u DM LD
4 ´003159 ´42135 09077ms
p D2 r
p ´ 0050
´ 746796
D 2
4 D D
校核选接适
725 塔底出料
采直出料取液体流速 uW 12ms
W
V FMLW
rLW
03333 ´180310 0006322m3 s 9506867
DW
4VW
p uW
4 ´ 0006322 0082m
p ´12
圆整查表取 ϕ95mm×55mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u WM LW
4 ´ 03333 ´180310 11408ms
p D2 r
p ´ 0084
´ 9506867
W 2
4 W W
校核选接适
726 塔底蒸汽入口
采直进气取气速：u 20 ms：
DW¢
4VW¢
p uW¢
4 ´ 38427 04946m
314 ´ 20
圆整查表取 ϕ530mm×10mm 热轧缝钢
校核设计流速：
uW¢
4VW¢
W
p D¢2
4´ 38427 18811ms
p ´ 0512
校核选接适
8 设计结果汇总
81 流股物性汇总
表 2 流股物性汇总
项 目
符号
单位
数 值
塔顶 D
进料 F
塔底 W
温度
t
℃
7918
9421
11997
压力(绝压)
p
kPa
105325
137
141343
液相组成
x
＼
08597
01153
0000391
气相组成
y
＼
08640
04573
0004991
摩尔流率
L
kmols
00316
02366
03333
液相均密度
ρL
kgm3
746796
887945
950687
液相均分子量
ML
kgkmol
421348
212554
180310
气相均分子量
MV
kgkmol
422554
308470
181600
气相均密度
ρV
kgm3
14625
10239
05780
表面张力
σ
dyncm2
177370
291535
565684
82 浮阀塔设计参数汇总
表 3 塔设计参数汇总
项 目
符号
单位
数 值
精馏段
提馏段
回流
Rmin
＼
2106
回流
R
＼
3054
段均压力
p
kPa
121333
140704
段均温度
t
℃
8670
10209
摩尔流率
气相
L
kmols
00965
03331
液相
V
kmols
01281
01283
质量流率
气相
Lm
kgs
30574
65335
液相
Vm
kgs
46805
31377
体积流率
气相
LS
m3s
0003741
0007116
液相
VS
m3s
37293
38427
液相均组成
x
＼
04875
00579
气相均组成
y
＼
06606
02311
液相均密度
ρL
kgm3
817371
919316
气相均密度
ρV
kgm3
12432
08010
液相均分子量
ML
kgkmol
3170
1964
气相均分子量
MV
kgkmol
3655
2450
液相表面张力
σ
dyncm2
2345
4286
理板数
NT
＼
23
5
实际板数
Np
＼
48
11
板间距
＼
m
045
045
塔效高度
塔径
D
m
18
18
空塔气速
u
ms
1466
1466
塔板液流型式
＼
＼
单溢流
单溢流
溢流型式
堰长
＼
lw
＼ m
弓形
126
弓形
126
溢流装置
堰高
h′ow
m
0046
0039
溢流堰宽度
Wd
m
027
027
底受液盘距离
ho
m
0030
0031
数目
排列形式
N
＼
＼
＼
335 271
等腰三角形叉排
排间距
t2
m
065
070
浮阀
孔心距
t1
m
075
085
开孔率
ϕ
＼
01573
01272
阀孔气速
u0
ms
12291
11870
阀孔动子
F0
＼
104
106
单板压力降
Δpp
Pa
5704
6467
气相负荷
(VS)max
m3s
49160
50144
气相负荷
(VS)min
m3s
2739
18086
操作弹性
＼
＼
2739
2822
83 产品冷器设计结果汇总
根壳式换热器系列标准中固定板式换热器标准(JBT 4715—92)
公称直径
325mm
公称压力
16MPa
换热直径
ϕ25mm×25mm
心距
32mm
程数
1
子根数
57
中心排数
9
换热长度
3000mm
换热面积
130m2
84 接尺寸汇总
(1) 进料 ϕ70mm×4mm
(2) 塔顶蒸汽出口 ϕ600mm×10mm
(3) 回流入口 ϕ146mm×6mm
(4) 塔顶出料 ϕ57mm×35mm
(5) 塔底出料 ϕ95mm×55mm
(6) 塔底蒸汽入口 ϕ530mm×10mm
9 设计评述感悟
两周课程设计终艰难结束 XX 老师指导帮助成功完 成乙醇——水精馏操作中浮阀塔设计
设计采制造价格较低浮阀塔量减少设备成操作成免 许合理支出设计出塔体较高实际制造安装程中会较难 度考虑采塔级精馏形式求资源良整合利
关整工艺流程热量利想法精馏程原理次进 行部分汽化冷凝热效率低通常进入沸器量仅 5左右利 塔顶蒸汽冷凝放出热量量位较低直接做塔釜热源 热夹点法计算塔顶冷凝放热冷放热原料进行初步加热 塔釜残液原料液加热泡点样提高热利率
通次设计目设备达佳工艺求节省费提高济效 益必须熟练掌握分离作设计中注意变数方面考虑 数特性合合符设计求存合理性问题计算范围 必须操作中综合评价例设计程中出现问题例 已浮阀塔板浮阀孔排布中找合适塔板满足设计求必须行设 计新浮阀孔排布操作弹性必须调整前面设计参数期达相较 操作弹性
次设计程中感触深细心专心耐心设计中会 出现细节问题留神会出现错误旦出现错误头 浪费时间设计时间限想时完成必须细心 专心耐心时设计中进行创新外查资料数重 设计计算程中会遇数特物性数查情况者出 处数样情况需根数源性验判断选取合适数 值
设计计算绘图次修改全部独立完成设计程中肯
定存着少足处老师够指正 外时间仓促够设计中完成两种方案设计计算更进
行角度较讨甚遗憾见谅
10 参考文献
[1] 贾绍义柴诚敬编．化工传质分离程．北京：化学工业出版社2009．
[2] 柴诚敬张国亮编．化工流体流动传热．北京：化学工业出版社2008．
[3] 贾绍义柴诚敬编．化工原理课程设计(化工传递单元操作课程设计)．北京： 化学工业出版社2006．
[4] 程林编著．溶剂手册(第四版)．北京：化学工业出版社2008．
[5] 刘光启马连湘邢志编．化工物性算图手册．北京：化学工业出版社2002．
[6] 刘光启马连湘刘杰编．化学化工物性数手册(机卷)．北京：化学工业 出版社2002．
[7] 刘光启马连湘刘杰编．化学化工物性数手册(机卷)．北京：化学工业 出版社2002．
[8]化工设备设计全书编辑委员会路秀林王者相等编．化工设备设计全书(塔 设备)．北京：化学工业出版社2004．
[9] 邝生鲁编．化学工程师技术全书．北京：化学工业出版社2002．
11 附录
附录 1 符号说明
符 号
说 明
单 位
符 号
说 明
单 位
C
乙醇
lw
堰长
m
W
水
hw
溢流堰高度
m
D
塔顶
how
堰层高度
m
F
进料板
Wd
弓形降液高度
m
W
塔釜
Af
截面积
m2
L
液相
AT
塔截面积
m2
V
气相
θ
液体降液中停留时间
s
M
摩尔质量
gmol
h0
降液底隙高度
m
Rmin
回流
Ws
边缘区高度
m
N
实际塔板数
Aa
开孔区面积
m2
P
压强
kPa
t
排孔中心距
mm
T
温度
℃
ϕ
开孔率
ρ
密度
kgm3
n
筛孔数目
σ
表面张力
Nm
u0
气体通阀孔气速
ms
μ
粘度
mPa·s
hc
干板阻力
m 液柱
HT
塔板间距
m
h1
气体通降液层阻力
m 液柱
hL
板液层高度
m
hσ
气体通表面张力阻力
m 液柱
u
空塔气速
ms
hp
气体通层塔板液柱高度
m 液柱
D
直径
m
ΔPP
气体通层塔板压降
kPa
附录 2 乙醇——水系统气液衡数表
沸点 t℃
乙醇摩尔数
沸点 t℃
乙醇摩尔数
液相 x
气相 y
液相 x
气相 y
999
0004
0053
820
2730
5644
998
004
051
813
3324
5878
997
005
077
806
4209
6222
995
012
157
801
4892
6470
992
023
290
7985
5268
6628
990
031
3725
795
6102
7029
9875
039
451
792
6564
7271
9765
079
876
7895
6892
7469
958
161
1634
7875
7236
7693
913
416
2992
786
7599
7926
879
741
3916
784
7982
8183
852
1264
4749
7827
8387
8491
8375
1741
5167
782
8597
8640
823
2575
5574
7815
8941
8941
附录 3 温度乙醇水粘度
温度
水粘度
乙醇粘度
t℃
μWmPa·s
μWmPa·s
μWmPa·s
μWmPa·s
0
17921
1773
182
170
10
13077
1466
149
20
10050
117
117
115
25
08937
106
30
08007
1003
097
40
06560
081
0814
50
05494
0702
068
60
04688
0592
058
0601
70
04061
0504
050
80
03565
043
0495
90
03165
100
02838
0361
110
02589
化学工业物性
溶剂手册
溶剂手册
化学工业物性
数手册(机卷)
(1986 年第版)
(2008 年第四版)
数手册(机卷)
水粘度(常压t≤100℃)
附录 4 温度乙醇水密度
温度乙醇密度 ρc(kg·m3)
t℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
ρc(kg·m3)
795
785
777
765
755
746
735
730
716
703
温度水密度 ρw(kg·m3)
t(℃)
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
40
992212
991826
991432
991031
990623
990208
989786
987358
988922
988479
50
988030
987575
987113
986644
986169
985688
985201
984707
984208
983702
60
983191
982673
982150
981621
981086
980546
979999
979448
978890
978327
70
977759
977185
976606
976022
975432
974837
974237
973632
973021
972405
80
971785
971159
970528
969892
969252
968606
967955
967300
966639
965974
90
965304
964630
963950
963266
962577
961883
961185
960482
959774
959062
100
958345
110
951
附录 5 温度乙醇水表面张力
沸点 t℃
表面张力 σ(dyncm2)
乙醇
水
20
223
7288
30
212
7120
40
204
6980
50
198
6777
60
188
6607
70
180
6436
80
1715
6269
90
162
6079
100
152
5891
110
144
5697
12 附图
附图 1 乙醇生产工艺流程简图
附图 2 精馏塔设备简图
附图附件
致谢
次设计程中感谢 XX 老师予热情指导利完成课程设 计感谢起进行设计计算讨学起探讨起学 起进步非常难忘程复杂充实特感谢
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化工原理课程设计乙醇——水精馏塔设计(浮阀塔)
目 录
1 目录 1
2 设计务书 4
3 设计方案确定流程说明 5
31 塔类型选择 5
32 塔板类型选择 5
33 塔压确定 5
34 进料热状况选择 5
35 塔釜加热方式确定 5
36 塔顶冷凝方式 6
37 塔板溢流形式 6
38 塔径选取 6
39 适宜回流选取 6
310 操作流程 6
4 塔工艺设计 7
41 精馏塔全塔物料浓度计算： 7
42 理板计算 7
421 回流计算 7
422 理板数计算 8
423 塔板效率计算 13
4231 塔顶温度 tD 计算 13
4232 塔底温度 tW 总板效率 ET 计算 14
424 实际板数计算 16
425 进料温度计算 16
43 均参数计算 17
431 全塔物料衡算 17
432 均温度计算 17
433 均压力计算 17
434 气液两相均密度计算 18
4341 气液相组成计算 18
4342 液相均密度计算 19
4343 均相分子量计算 20
4344 气相均密度计算 21
435 均表面张力计算 22
436 气液两相均体积流率计算 25
44 塔径初步设计 26
441 精馏段塔径计算 26
442 提馏段塔径计算 27
45 塔高设计计算 28
5 塔板结构设计 30
51 溢流装置计算 30
52 塔板浮阀设计 31
521 塔板结构尺寸 31
522 浮阀数目排列 32
5221 精馏段浮阀数目排列 32
5222 提馏段浮阀数目排列 34
53 塔板流体力学验算 35
531 气相通浮阀塔板压降 35
5311 精馏段压降计算 35
5312 提馏段压降计算 36
532 液泛 36
5321 精馏段液泛计算 36
5322 提馏段液泛计算 37
533 雾沫夹带 37
534 漏液 38
6 塔板负荷性图 38
61 雾沫夹带线 38
62 液泛线 38
63 液相负荷限线 39
64 漏液线 39
65 液相负荷限线 39
66 塔板负荷性图 40
661 精馏段塔板负荷性图 40
662 提馏段塔板负荷性图 41
7 附属设备设计 43
71 产品冷器设计选型 43
72 接尺寸计算 44
721 进料 44
722 塔顶蒸汽出口 44
723 回流液入口 45
724 塔顶出料 45
725 塔底出料 46
726 塔底蒸汽入口 46
8 设计结果汇总 47
81 流股物性汇总 47
82 浮阀塔设计参数汇总 47
83 产品冷器设计结果汇总 48
84 接尺寸汇总 48
9 设计评述感悟 49
10 参考文献 50
11 附录 51
附录 1 符号说明 51
附录 2 乙醇——水系统气液衡数表 51
附录 3 温度乙醇水粘度 52
附录 4 温度乙醇水密度 53
附录 5 温度乙醇水表面张力 53
12 附图 53
2 设计务书
设计题目：乙醇——水体系浮阀式精馏塔设计 二设计务条件
1进精馏塔料液含乙醇 25(质量分数)余水
2 产品乙醇含量低 94(质量分数)
3 残液中乙醇含量高 01(质量分数)
4生产力日产(24 时)115 吨 94乙醇产品
5操作条件：
精馏塔顶压力 4kPa(表压)
进料状况 泡点进料
回流 RRmin 145
单板压降 667Pa
加热蒸汽压力 101325kPa(表压) 6设备型式：浮阀塔
7厂址：天津区 三设计容求
1设计方案确定流程说明
2精馏塔工艺计算(包括物料衡算理塔板数回流总板效率均参 数塔高塔径设计等)
3塔板结构设计流体力学验算
4塔板负荷性图绘制
5附属设备设计(包括产品冷器接选型)
6设计结果汇总(包括设备尺寸衡算结果等)
7设计评述心感悟
8附图：图解理板(包括塔顶塔底区域局部放图)塔板负荷性图(精馏 段提馏段)生产工艺流程图题设备图(2 号图)
3 设计方案确定流程说明
31 塔类型选择
设计务分离乙醇—水混合物二元混合物分离应采连续精馏流 程般讲板式塔空塔速度较高生产力较塔板效率稳定操作 弹性造价低检修清洗方便工业应较广泛
考虑设计制造生产技术成熟稳定性确定采板式塔进行精馏操作
32 塔板类型选择
板式塔塔板类型中浮阀塔板吸收泡罩塔板筛孔塔板优点具结 构简单制造方便造价低塔板开孔率生产力操作弹性塔板效率 高等诸优点优先选浮阀塔板
33 塔压确定
工业精馏常压加压减压进行确定操作压力根处理物料 性质技术行性济合理性考虑
般说常压精馏简单济减少加压减压操作增加增减 压设备费操作费提高济效益特殊求应量常压操作加 压精馏提高衡温度利塔顶蒸汽冷凝热利较便宜冷 剂减少冷凝冷费相塔径适提高塔操作压力提高塔 处理力减压精馏防止某易分解组分精馏程中受热分解
乙醇——水物系操作温度非常稳定综合衡操作行性设备操作 费素确定采塔顶压力(101325+4)kPa 进行操作
34 进料热状况选择
工业均采接泡点液体进料泡点进料样保证进料温度受季 节气温变化前道工序波动影响塔操作较容易控制设计采 泡点进料
35 塔釜加热方式确定
蒸馏塔塔釜加热方式通常采间接蒸汽加热设置沸器设计案例具
特殊性塔底产物接纯水实际生产中直接蒸汽加热更高
热效率结合设计务求确定塔釜加热方式蒸汽直接加热
36 塔顶冷凝方式
泡点回流易控制设计控制时较方便节约源
37 塔板溢流形式
U 形流液体流径较长提高板效率板面利率高液面落 差适塔液体流量场合单溢流液体流径较长塔板效率较高 塔板结构简单加工方便直径 22m 塔中广泛双溢流优点液 体流动路程短降低液面落差塔板结构复杂板面利率低般直 径 2m 塔中阶梯式双溢流塔板结构复杂适塔径液流量 特殊场合
通例中液体流量塔径等进行初步估计确定选单溢流塔板
38 塔径选取
板式塔塔径流量公式计算设计时般严重液沫夹带时极限 空塔气速决定估算出塔径应塔径系列标准进行圆整进行流体力 学验算
精馏段提馏段汽液负荷物性设计时两段塔径应该分计 算二者相差应取较者作塔径二者相差较应采变径塔 39 适宜回流选取
适宜回流应该通济核算确定操作费设备折旧费 低时回流适宜回流
确定回流方法：先求出回流 Rmin根验取实际操作回流 回流 12~20 倍乙醇—水混合物系属易分离物系回流较结合 设计务求操作回流取回流 145 倍
310 操作流程
乙醇—水溶液预热器预热泡点泵送入精馏塔进料板塔顶升蒸气 采全冷凝进入回流罐部分回流余作塔顶产品冷器冷送贮槽
塔釜采直接蒸汽加热塔底产品预热原料液冷送入贮槽精馏装置
精馏塔原料预热器冷凝器釜液冷器产品冷器等设备热量塔底蒸汽 输入物料塔次部分气化部分冷凝进行精馏分离冷凝器中冷介 质余热带走层板回流液体升蒸汽互相接触进行热质传递 程
设计务书求绘制生产工艺流程图份附
4 塔工艺设计
41 精馏塔全塔物料浓度计算：
F
原料液流量（kmols）
xF
原料组成（摩尔分数）
D
塔顶产品流量（kmols）
xD
塔顶组成（摩尔分数）
W
塔底残液流量（kmols）
xW
塔底组成（摩尔分数）
V0
加热蒸汽量（kmols）
M 乙醇 4607 kgkmol
M 水 1802 kgkmol
进料组成：
塔顶组成：
xF 025 4607
025 4607 + 075 1802
0115343
塔底组成：
xD 094 4607
094 4607 + 006 1802
0859707
日生产量：
xW 0001 4607 0000391 0001 4607 + 0999 1802
D 115td 115000
86400´[0859707 ´ 4607 + (1 0859707) ´1802]
0031590kmols
纯净乙醇计产量 DxD 0031590 × 0859707 0027158 kmols
42 理板计算
421 回流计算
根 101325×105Pa 乙醇——水气液衡组成绘出衡曲线 xy 曲线
图已知乙醇——水非理想物系衡曲线凹部分操作线 q 线交
点尚未落衡线前操作线已衡线相切应回流回流 回流求法点(0859708597)衡线凹部分作切线该线 q 线交点坐标(xq 01153yq 0355)见图 1
1
09
08
07
06
y
05
04
03
(01153 0355)
02
01
0
0xW
01xF
02 03 04 05 06 07 08xD 09 1
x
图 1 回流计算图
q 10xq xF 01153yq 0355xD 08597
x y 08597 0355
R D q 2106
min
y x
0355 01153
q q
R 145Rmin 145×2106 3054
精馏段操作线方程：
y R x +
R +1
xD R +1
07533x + 02121
提馏段操 作线方 程 根 精 馏段操 作线 q 线交 点(01153 02990)点
(00003910)两点坐标确定y 25974 x 00006252
422理板数计算 关理板层数计算通常采图解法逐板计算法 xy 图中难
出采图解法 xy 图中画阶梯求解理板数会曲线间距离太法准
确作图采逐板计算法求取理板数 考虑乙醇——水非理想物系采逐板计算法时相挥发度视
常数代入计算衡线点考虑插值法气相组成求取点应 相挥发度然求取液相组成操作线点然根相应操作 线方程液相组成求取气相组成
首先相衡方程精馏段操作线方程进行逐板计算直 xn≤xq 时改提馏 段操作线方程相衡方程继续逐板计算直 xm≤xW 止计算程
塔顶采全凝器：
y1 xD 08597
插值法求应相挥发度：
a (08597 08491) ´ (103678 108217) +108217 104986
1 08640 08491
x1 相衡方程计算：
x1
y1
a1 (1 y1 ) + y1
08597
104986´ (1 08597) + 08597
0853735
y2 精馏段操作线方程求：
y2 07533x2 + 02121 07533×0853735 + 02121 0855208
继续相衡方程精馏段方程逐板计算求 x24 0102303 < xq 01153 (加料板)改提馏段操作线方程 x28 0000257 < xW 0000391 时停止计算 NT 28采直接蒸汽加热塔釜起层理板作塔安装 28 层理板满足分离求加料板第 24 层理板计算结果列表
表 1 逐板计算法求解理板层数计算结果列表
序号
y
α
x
备注
1
0859707
1049858
0853735
进料板 改提馏段操作线方程
xW 0000391
2
0855208
1063565
0847409
3
0850443
1078084
0840626
4
0845333
1089075
0833845
5
0840225
1098431
0827216
6
0835231
1107578
0820684
7
0830310
1116590
0814202
8
0825428
1125534
0807727
9
0820550
1134468
0801216
10
0815645
1145706
0794309
11
0810442
1159654
0786636
12
0804662
1175150
0778042
13
0798188
1192503
0768339
14
0790878
1212380
0757247
15
0782523
1236148
0744298
16
0772768
1263894
0729051
17
0761283
1294168
0711331
18
0747934
1328147
0690795
19
0732464
1377369
0665296
20
0713256
1461415
0629913
21
0686602
1614682
0575699
22
0645761
1931377
0485560
23
0577859
3113128
0305417
24
0442156
6955070
0102303
25
0265103
10363321
0033638
26
0086747
12057337
0007816
27
0019677
13180170
0001521
28
0003325
12983611
0000257
1
09
08
07
06
05
04
03
02
01
0
0 01 02 03 04 05 06 07 08 09 1
图 2 理板计算结果阶梯图
塔顶塔底区域分放图 3图 4 示
005
004
003
002
001
0
0 001 002 003 004 005
图 3 塔顶区域放图
09
085
08
075
07
07 075 08 085 09
图 4 塔底区域放图
423 塔板效率计算
根设计求塔顶压力 pD 105325kPa
根面计算结果塔体需 28 块理板满足分离求假设总板效 率 05需实际板数目 NP (NT – 1)ET56
设计求中单板压降 667Pa 计塔底压力
pW pD + NP×0667kPa 105325+56×0667 142677kPa
4231 塔顶温度 tD 计算
根常压塔顶 xD 0859707 查出应温度 t0 7820℃应 气相组成 y 0864006 Antoine 方程计算出 t0 温度 CW 组分饱蒸汽压分 ：
C0
p0 10
730243 1630868
(7820+27315)43569
1008408kPa
W0
p0 10
7074056
1657459
(7820+27315)4613
440232kPa
修正拉乌尔定律计算活度系数分
g C 0
pyC
p x
0
C C
101325 ´ 0864006 10098 1008408´ 0859707
gW 0
pyW
p x
0
W W
101325 ´ (1 0864006) 22311 440232´ (1 0859707)
组分 CW 常数分 CCCW：
CC T0log(γC0) (27315 + 7820)×lg(10098) 14922
CW T0log(γW0) (27315 + 7820)×lg(22311) 1224513
时考虑精馏塔塔顶压力略气压设定塔顶温度初值 tD 79℃ Antoine 方程计算出 tD 温度 AB 组分饱蒸汽压分：
730243 1630868
C
p0 10
(79+27315)43569 1040815kPa
p
W
0 10
7074056
1657459
(79+27315)4613 454860kPa
忽略压力影响认压力变化时组分 CW 常数 CCCW 变
溶液浓度 xW 活度系数表示：
CC
C
g 10TD
14922
1079+27315 1098
CW
W
g 10 TD
1224513
1079+27315 22261
计算气相总压力校验原设温度正确性：
p g
x p0 + g
(1 x
) p0
C D C W D W
1098´ 0859707´1040815kPa+22261´ (1 0859707)´ 444860 104568kPa
显然 105325kPa 略差异调整温度初值重复述计算
直 tD 79184℃时计算出压力值 p105326kPa pD 105325kPa 相等出塔顶温度 tD 79184℃
4232 塔底温度 tW 总板效率 ET 计算
设定总板效率初值 ET 05实际塔板数 Np NTET 2805 56 设计条件中出单板压降 667Pa求塔底压力
pW pD + Np×0667kPa 105325+56×0667 142677kPa
根常压塔顶 xW 0000391 查出应温度 t0 9980℃应 气相组成 y 0004991 Antoine 方程计算出 t0 温度 CW 组分饱蒸汽压分 ：
C0
p0 10
730243 1630868
(9980+27315)43569
2244493kPa
W0
p0 10
7074056
1657459
(9980+27315)4613
1005964kPa
修正拉乌尔定律计算活度系数分
g C 0
pyC
p x
0
C C
101325 ´ 0004991 57558
2244493´ 0000391
gW 0
pyW
p x
0
W W
101325 ´ (1 0004991) 10025 1005964´ (1 0000391)
组分 CW 常数分 CCCW：
CC T0log(γC0) (27315 + 9980)×lg(57558) 2834825
CW T0log(γW0) (27315 + 9980)×lg(10025) 04055
时考虑精馏塔塔底压力略气压设定塔顶温度初值 tW 108℃ Antoine 方程计算出 tW 温度 AB 组分饱蒸汽压分：
C
p0 10
730243 1630868
(108+27315)43569 2942074kPa
p
W
0 10
7074056
1657459
(108+27315)4613 1338790kPa
忽略压力影响认压力变化时组分 CW 常数 CCCW 变
溶液浓度 xW 活度系数表示：
CC
C
g 10TW
CW
g 10TW
2834825
10108+27315 55608
04055
10108+27315 100245
W
计算气相总压力校验原设温度正确性：
p g
x p0 + g
(1 x
) p0
C W C W W W
55608´ 0000391´ 2942074kPa+100245´ (1 0000391)´1338790 134795kPa
显然 142677kPa 略差异需调整温度初值重复述计算
方面需考察温度板效率影响引起塔板数目变化会引
起塔底压力变化
t + t
108 + 7943
tW 108℃时 t
W D 9352°C 2 2
根附录 3 中提供乙醇水粘度插法求均温度粘度：
(03060 03027)´ (93 9352)
m 03060 03006mPa × s
W 93 94
(0495 0361)´ (80 9352)
m 0495 04036mPa × s
C 80 100
mmix xF mC + (1 xF )mW 01153´ 04036 + (1 01153)´ 03006 03125mPa × s
处算出液相均粘度带入 ET 计算公式中总板效率：
ET ¢ 017 + 0616 lg(mmix ) 017 0616´ lg 03125 04812
时塔底压力
pW pD + Np×0667kPa 105325+2804812×0667 144136kPa
调整温度初值次出总板效率 ET 带入塔底压力计算式中进行迭代 重复述计算直总板效率 ET 04820tW 10997℃时计算出压力值 p 1440676kPa pD 144068kPa 相等
出塔底温度 tW 10997℃总板效率 ET 04820
424 实际板数计算
精馏段实际塔板数 N 精 2304820 477≈48 层 提馏段实际塔板数 N 提 504820 104≈11 层
425 进料温度计算
进料温度 tF 计算塔顶温度 tD 计算程致相已求精馏段实际塔 板数 N 精 48 层设计条件中出单板压降 667Pa计算出进料 板压力：
pF pD + 48×0667 105325 + 48× 0667 137341kPa
根常压进料板液相组成 xF 0115343 查出应温度 t0 8577℃ 应气相组成 y 0457289 Antoine 方程计算出 t0 温度 CW 组分饱 蒸汽压分：
C0
p0 10
730243 1630868
(8577+27315)43569
1351598kPa
W0
p0 10
7074056
1657459
(8577+27315)4613
595825kPa
修正拉乌尔定律计算活度系数分
g C 0
pyC
p x
0
C C
pyW
101325 ´ 0457289 29721 2244493´ 0115343
101325 ´ (1 0457289) 10433
p x
gW 0 0
W W
595825´ (1 0115343)
组分 CW 常数分 CCCW：
CC T0log(γC0) (27315 + 8577)×lg(29721) 1697944
CW T0log(γW0) (27315 + 8577)×lg(10433) 66012
时考虑精馏塔进料板压力略气压设定塔顶温度初值 tF93℃ Antoine 方程计算出 tF 温度 AB 组分饱蒸汽压分：
730243 1630868
C
p0 10
(93+27315)43569 1765000kPa
p
W
0 10
7074056
1657459
(108+27315)4613 784911kPa
忽略压力影响认压力变化时组分 CW 常数 CCCW 变
溶液浓度 xF 活度系数表示：
CC
C
g 10TW
CW
g 10TW
1697944
1093+27315 19089
66012
1093+27315 10424
W
计算气相总压力校验原设温度正确性：
p g
x p0 + g
(1 x
) p0
C F C W F W
19089´ 0115343´1765000kPa+10424´ (1 0115343)´ 784911 131600kPa
显然 137341kPa 略差异需调整温度初值重复述计算
直 tD 94212℃时计算出压力值 p147341kPa pF 105325kPa 相等 出进料板温度 tF 94212℃
43 均参数计算
431 全塔物料衡算 例直接蒸汽加热精馏塔泡点进料根恒摩尔流假定：
L + F L¢ W
V0 V ¢
V D
全塔物料衡算： V0 + F D + W
乙醇组分衡算： FxF DxD + WxW
W
V0
yq 0
xq xw
提馏段操作线斜率25974 W 25874 V0
中已知 D 0031590kmolsxD 0859707xF 0115343xF 0000391
联立求解：
F 0236584 kmols W 0333320 kmols V0 0128326 kmols
432 均温度计算
精馏段均温度
tF + tD
9 4 2+1 7 9 1 8
t1
2
8 6 7° 0 C
2
提馏段均温度
tF + tW
9 4 2+1 1 0 9 9 7
433 均压力计算
t1
2
1 0 2 °0 9 C
2
塔顶压力 pD 105325kPa
进料压力 pF 137341kPa
塔底压力 pW 144068kPa
精馏段均压力
pF + pD
1 3 7 3 +4 1 1 0 5 3 2 5
p1
2
1 2 1 3 3 3 k P a
2
提馏段均压力
pF + pW
1 3 7 3 +4 1 1 4 4 0 6 8
p2
2
434 气液两相均密度计算
4341 气液相组成计算
1 4 0 7 0 4 k P a
2
已知混合液体密度公式： 1
aA + aB
(中 a 质量分数)
rL rA rB
V
混合气体密度公式： r MV
T0 MV
(中 M 均相分子质量)
Vm 224T
然利附录 2 中乙醇——水系统气液衡数直接查出进出
料口液相组成根相挥发度关系求气相组成： 塔顶液相组成：xD 0859707
气相组成 yD：
y ´（1 0859707）
D a
D
10368
yD 0864006
0859707 ´（1 yD）
进料液相组成：xF 0115343
气相组成 yF：
y ´（1 0115343）
W a
F
65062 yF 0457289
0115343´（1 yW）
塔底温度：xW 0000391
气相组成 yW：
y ´（1 0000391）
W
W a
12810 yW0004991
0000391´（1 yW）
①精馏段均组成：
xD + xF
08597 +01153
液相组成 x1
2
´100 4875
2
气相组成 y1
yD + yF
2
08640 +04573
2
´100 6606
②提馏段均组成：
xW + xF
0000391 +01153
液相组成 x2
2
´100 579
2
yW + yF
0004991+ 04573
气相组成 y2 ´100 2311
2 2
4342 液相均密度计算
利附录 3 中温度乙醇水密度进出料口液相组成求取液 相均密度
①塔顶温度：tD 7918℃ 温度水密度 ρWD：
80 79
80 7918 r
972293kgm3
WD
971785 972405 971785 rWD
乙醇密度 ρCD：
80 70
80 7918r
CD
735902kgm3
735 746 735 rCD
液相密度 ρD：
1
rD
aD
rCD
+ 1 aD
rWD
094 + 1 094
735902 972293
ρD746796 kgm3
②进料温度：tF 9421℃ 温度水密度 ρWF：
WF
95 94 95 94212 r
962430
961883 962577 961883 rWF
乙醇密度 ρCF：
CF
100 90 100 94212 r 716 724 716 rCF
720632
1
液相密度 ρF：
aF
+ 1 aF
025 + 1 025
rF rCF
rWF
720632 962430
ρF887945 kgm3
③塔底温度：tW 10997℃ 温度水密度 ρWW：
WW
110 100 110 10997 r
951022kgm3
951 958345 951 rWW
乙醇密度 ρCW：
CW
110 100 110 10997 r
703 716 703 rCW
703039kgm3
液相密度 ρW：
1
rW
aW
rCW
+ 1 aW
rWW
0001 + 1 0001
703039 951022
ρW950687 kgm3 精馏段液相均密度：
r rF + rD
887945 +746796 817371kgm3
L1 2 2
提馏段液相均密度：
r rF + rW
887945 +950687 919316kgm3
L 2 2 2
4343 均相分子量计算
方法： 4221 中已算出精馏段提馏段气液相均组成计算气液 相均分子量
①精馏段：
液相均相分子量 M L1 4607x1 + 1802×(1－x1)
4607×04875 +1802×(1－04875) 3170kgkmol
气相均相分子量 M V1 4607y1 + 1802×(1－y1)
②提馏段：
4607×06606 +1802×(1－06606) 3655kgkmol
液相均相分子量 M L2 4607x2 + 1802×(1－x2)
4607×00579 +1802×(1－00579) 1964kgkmol
气相均相分子量 M V2 4607y2 + 1802×(1－y2)
4607×02311+1802×(1－02311) 2450kgkmol
方法二：塔顶进料塔底气液相组成分算出处气液相均分子量
然求取精馏段提馏段气液相均分子量
塔顶液相均相分子量： M LD xD ´ 4607 + (1 xD )´1802 421348kgkmol
进料液相均相分子量： M LF
xF ´ 4607 + (1 xF )´1802 212554kgkmol
塔底液相均相分子量： M LW
xW ´ 4607 + (1 xW )´1802 180310kgkmol
M LD + M LF
精馏段液相均相分子量 M
L1
2
4 2 1 3 +4 8 2 1 2 5 5 4
3 1 6 9 5 1 k g k m o l
2
M LW + M LF
提馏段液相均相分子量 M L 2
2
1 9 6
1 8 0 3 +1 0 2 1 2 5 5 4 4 3 2 k g k m o l
2
塔顶气相均相分子量： MVD xD ´ 4607 + (1 xD )´1802 422554kgkmol
进料气相均相分子量： MVF
xF ´ 4607 + (1 xF )´1802 308470kgkmol
塔底气相均相分子量： MVW
xW ´ 4607 + (1 xW )´1802 181600kgkmol
MVD + MVF
精馏段气相均相分子量 MV 1
2
4 2 2 5 +5 4 3 0 8 4 7 0
3 6 5 5 1 2 k g k m o l
2
MVW + MVF
提馏段气相均相分子量 MV 2
2
2 4 5
1 8 1 6 +0 0 3 0 8 4 7 0 0 3 5 k g k m o l
2
显然通两种方法出结果基致
4344 气相均密度计算
塔顶气相密度 r
M VD ´27315 422554 ´27315 14625kgm3
D
VD 224´ (27315 + t )
224´ (27315 + 7918)
进料气相密度 r
M VF ´27315 308470 ´27315 10239kgm3
F
VF 224´ (27315 + t )
224´ (27315 + 9412)
塔底气相密度 r
M VW ´27315 181600 ´27315 05780kgm3
VW
224´ (27315 + tW )
224´ (27315 +10997)
精馏段气相均密度 rV 1
rVF + rVD 10239 +14625 12432kgm3 2 2
提馏段气相均密度 r
rVF + rVW
10239 + 05780 08010kgm3
V 2 2 2
435 均表面张力计算
已知二元机物——水溶液表面张力列式计算：
14 14 14
M
s jSWsW
+jSCsC
注：j
xWVW
j
xCVC
σ σ
查表
W W C C
W x V + x V C
W C
xWVW + xCVC
q 23
æ j ö
B lg W
Q 0441´ æ q ö ésCVC
s V 23 ù
ç ÷ ç ÷ ê
C C ú
è jC ø
è T ø ë q û
A B + Q
æ j 2 ö
A lg SW j
+ j 1
j
ç ÷
è SO ø
SW SO
式中角标WCS 分代表水机物表面部分xWxC 指体部分 分子数VWVC 体部分分子体积δWδC 纯水机物表面张力乙醇 q 2
首先计算出液相中乙醇水进出料口温度摩尔体积
VCD
VCF
VCW
VWD
VWD
MC
rCD
MC
rCF
MC
rCW
MC
rWD
MC
rWD
4607
735902
4607
720632
4607
703039
1802
972293
1802
962430
6260mL
6393mL
6553mL
1853mL
1872mL
VWW
MC
rWW
1802
951022
1895mL
然利附录 4 中温度乙醇水表面张力数计算 tDtFtW 温
度乙醇水表面张力
①乙醇表面张力求取：
塔顶：
80 70
7918 70 s
1722dyncm2
1715 18
sCD
18 CD
进料：
100 90
9421 90 s
1578dyncm2
152 162
sCF
162 CF
塔底：
110 100
10997100 s
1440dyncm2
144 152
sCW
152 CW
②水表面张力求取：
塔顶：
80 70
7918 70 s
6283dyncm2
6269 6436
sWD
6436 WD
进料：
100 90
9421 90 s
6000dyncm2
5891 6079
sWF
6079 WF
塔底：
110 100
10997100 s
5698dyncm2
5697 5891
sWW
5891 WW
③塔顶表面张力求取：
2
æ xWDVWD ö
j 2 ç x V
+ x V ÷
é(1 x )V ù2
WD è
WD WD CD CD ø
ë D WD û
jCD
æ xCDVCD
ö xDVCD ëé(1 xD )VWD + xDVCD ùû
+ x V
ç ÷
è xWDVWD CD CD ø
2
éë(1 08597)´1853ùû
0002226
08597 ´ 6260´ éë(1 08597)´1853 + 08597 ´ 6260ùû
j
æ 2 ö
B lg WD lg (0002226) 26524
D ç j ÷
è CD ø
æ
Q 0441´
23
ö és V
q
CD CD s
V 23 ù
D ç ÷ ê
è TD ø ë q
WD WD ú
û
0441´
2 æ 1722´ 6260
´
23
6283´185323 ö 07616
27315 + 7918 ç 2 ÷
è ø
AD BD + QD (26524) + (07616) 34140
2 2
æ j ö j
A lg SWD SWD
10AD 1034140 00003854
j
D ç ÷
è SCD ø
jSCD
ìj 2
联立方程组
ï SWD
íjSCD
ï
00003836
φSCD 09806φSWD 00194
îjSWD + jSCD 1
MD SWD WD SCD CD
s 1 4 j s 1 4 +j s 1 4 00194´ (6283)1 4 + 09806´ (1722)1 4
σMD 177370 dyncm2
④进料表面张力求取：
2
æ xWFVWF ö
j 2 ç x V
+ x V ÷
é(1 x )V ù2
WF è
WF WF CF CF ø
ë F WF û
jCF
æ xCFVCF
ö xFVCF ëé(1 xF )VWF + xFVCF ùû
+ x V
ç ÷
è xWFVWF CF CF ø
2
éë(1 01153)´1872ùû
15543
01153´ 6393´ éë(1 01153)´1872 + 01153´ 6393ùû
j
æ 2 ö
B lg WF lg (15543) 01915
F ç j ÷
è CF ø
æ
Q 0441´
23
ö és V
q
CF CF s
V 23 ù
F ç ÷ ê
è TF ø ë q
WF WF ú
û
´ 2 3 ö
0 4 4´1 2
æ 1 5 7 8 6 3 9 3
´
6 0´ 0 0
21 83 72 0 7 1 2 9
ç ÷
2 7 3 1+5 9 4 2è1 7 7 2 ø
AF BF + QF 01915 + (07129) 05213
2 2
æ j ö j
A lg SWF SWF
10AF
1005213 03011
j
F ç ÷
è SCF ø
jSCF
ìj 2
联立方程组
ï SWF
íjSCF
ï
02853
φSCF 05816φSWF 04184
îjSWF + jSCF 1
MF SWF WF SCF CF
s 1 4 j s 1 4 +j s 1 4 04184´(6000)1 4 + 05816´ (1578)1 4
σMF 291535 dyncm2
⑤塔底表面张力求取：
2
æ xWWVWW ö
j 2 ç x V
+ x V ÷
é(1 x )V ù2
WW è
WW WW CW CW ø
ë W WW û
jCW
æ xCWVCW
ö xWVCW ëé(1 xW )VWW + xWVCW ùû
+ x V
ç ÷
è xWWVWW CW CW ø
2
éë(1 0000391)´1895ùû
73751
0000391´ 6553´ éë(1 0000391)´1895 + 0000391´ 6553ùû
j
æ 2 ö
B lg WW lg (73751) 2867767
W ç j ÷
è CW ø
æ
Q 0441´
23
ö és V
q
CW CW s
V 23 ù
W ç ÷ ê
è TW ø ë q
WW WW ú
û
´ 2 3 ö
0 4 4´1 2
æ 1 4 4 0 6 5 5 3
´
5 6´ 9 8
21 83 95 0 6 6 2 8
ç ÷
2 7 3 1+5 1 0 9 è 9 7 2 ø
AW BW + QW 28678+ (06628) 22050
2 2
æ j ö j
A lg SWW SWW
10AW
1022050 16032
j
W ç ÷
è SCW ø
jSCW
ìj 2
联立方程组
ï SWW
íjSCW
ï
14986
φSCW 00062φSWW 09938
îjSWW + jSCW 1
s 1 4 j s 1 4
+j s 1 4
09938´(5698)1 4 + 00062´(1440)1 4
MW SWW WW SCW CW
σMW 565684 dyncm2
⑥精馏段液相均表面张力：s1
s MF + s MD 2915 +1774 2345dyncm2 2 2
⑦提馏段液相均表面张力：s
s MF + s MW
2915 + 5657 4286dyncm2
2 2 2
436 气液两相均体积流率计算 前面计算中已出：
① 精馏段
回流 Rmin 2106
实际回流 R 145Rmin 145×2106 3054
摩尔流率
L R × D 3054´ 003159 00965kmols
V (R +1)× D (3054 +1)´ 003159 01281kmols
L M L 3170´ 00965 30574kgs
质量流率 m1 L1
Vm1 MV 1V 3655´ 01281 46805kgs
体积流率
LS1
Lm1
rL1
30574
817371
0003741m3 s
VS1
Vm1 46805 37293m3 s
rV 1
12550
② 提馏段
q 1
摩尔流率
L¢ L + qF 00965 +1´ 02366 03331kmols
V ¢ V0 01283kmols
L M L¢ 1964´ 03326 65335kgs
质量流率 m2 L 2
Vm2 MV 2V ¢ 2450´ 01281 31377kgs
体积流率
LS 2
Lm2
rL 2
65335
919316
0007116m3 s
VS 2
Vm2
rV 2
31377 384271m3 s 08165
44 塔径初步设计
441 精馏段塔径计算
umax
C rL rV
rV
C C
æ s L ö
中 20 ç ÷
è 20 ø
02
中 C20 需史密斯关系图中查出
1 2 1 2
横坐标：
LS1 æ rL1 ö
0003741 æ 817371 ö
00257
ç ÷ ç ÷
VS1 è rV 1 ø
37293
è 12432 ø
取板间距 HT 045m板液层高度 hL 006m
HT – hL 045 − 006 039m
查图 5 史密斯关系图：C20 0083ms
0 2 0 2
C C
æ s L ö
0083æ 2345 ö
00857ms
20 ç 20 ÷
ç 20 ÷
è ø è ø
u C rL rV 0 0 8
8 1 7 37 1 1 2 4 3 2
1 9 5 m s
r
m a x
V
5 7 2
1 2 4 3 2
取安全系数 07空塔气速
u 07umax 07×2195 1537ms
D1
4VS1
p u
4´ 37293 1758m
p ´1537
标准塔径圆整 D1 18m
2 2
塔截面积
A p D1
p ´18
25447m2
T1 4 4
空塔气速
u VS1 37293 1466ms
AT1
25447
442 提馏段塔径计算
图 5 史密斯关联图
rL rV
r
um a x C
V
C C
æ s L ö
中 20 ç ÷
è 20 ø
02
中 C20 需史密斯关系图中查出
1 2 1 2
横坐标：
LS1 æ rL1 ö
0007116 æ 919316 ö
00627
ç ÷ ç ÷
VS1 è rV 1 ø
38427
è 08010 ø
取板间距 HT 045m板液层高度 hL 006m
HT – hL 045 − 006 039m
查图 5 史密斯关系图：C20 0081ms
0 2 0 2
C C
æ s L ö
0081æ 4286 ö
00943ms
20 ç 20 ÷
ç 20 ÷
è ø è ø
u C rL rV 0 0 9
9 1 9 3 1 6 0 8 0 1 0
1 9 5 m s
r
m a x
V
4 3 3
0 8 0 1 0
取安全系数 07空塔气速
u 07umax 07×3195 2236ms
D2
4VS1
p u
4´ 38427 1479m
p ´ 2236
标准塔径圆整 D2 16m
塔截面积
AT2
p D2 p ´162
2
4 4
2011m2
空塔气速
u VS 2 38427 1911ms
AT2
2011
精馏段提馏段塔径相差塔径取 18m
45 塔高设计计算
(1) 孔
孔作安装检修员进出塔唯通道设置应便进出层塔板 设置孔处塔板间距较孔设备会制造时塔体弯曲度难 达求考虑料液较清洁需常清洗隔 8 块板设孔设置 np 8 孔
设置孔处取板间距 Hp 800mm孔直径 500mm筒体伸出塔体
200mm
(2) 塔顶空间
根文献资料中提供设计推荐值结合目前已实际案例确定塔顶空间 Hd 1200mm
(3) 塔底空间
塔底空间设计应满足：①保证液体足够贮存量塔底液体流空 足够长停留时间②塔釜进入塔蒸汽均匀分布
釜液停留时间取 10min
V 釜液 tLS2 10×60×0007116 4270m3
Hb
V釜液
1 ´ 4 p R3
2 3
p R2
4270 2 p ´ 092
3
p ´ 092
108m
取 Hb 12m (4) 进料段高度
进料段空间高度 Hf 取决进料口结构型式物料状况般 Hf Ht 时倍防止进料直塔板常进料口处考虑安装防措施防板 入口堰缓等Hf 应保证实施安装
里取 Hf 800mm 进料板口某孔层板
(5) 塔总高度
H (n nf np 1)Ht +Hd +Hb +nf Hf +np Hp
式中：H——塔高(包括裙座)m
Hd——塔顶空间(包括头盖部分)m Hb——塔底空间(包括底盖部分)m Ht——塔板间距m Hf——进料段高m Hp——设孔处塔板间距m np——孔数
nf——进料口数
n——实际塔板数
H (59−1−8+1)×045 + 12 + 12 + 1×08 + 7×08 3175m
5 塔板结构设计
塔径 D 18m选单溢流弓形降液采直堰凹形受液盘项 计算
51 溢流装置计算
(1) 堰长 lw 计算
(2) 溢流堰高度 hw 计算
lw 07D 07×18 126m
hw hL − how 选直堰堰液层高度 how 式计算：
how
ç ÷
284 E æ Lh ö
23
中似取 E 1
精馏段
1000
è lw ø
h 284 ´1´ æ 0003741´ 3600 ö
23
0014m
ow 1000 ç
126 ÷
è ø
hw 006 − 0014 0046m
提馏段
h¢ 284 ´1´ æ 0007116 ´ 3600 ö
23
0021m
ow 1000 ç
126 ÷
è ø
h′w 006 − 0021 0039m
(3) 弓形降液宽度 Wd 截面积 Af
lw 07 查弓形降液参数图：
D
Af 009 Wd 015
AT D
Af 009AT 009×25447 0229m2
Wd 015D 015×18 027m
验算液体降液中停留时间精馏段：
q 3600Af HT 3600 ´ 0229 ´ 045 276s>5s
Lh 0003741´ 3600
提馏段：
q ¢ 3600Af HT 3600 ´ 0229 ´ 045 145s>5s
Lh 0007116´ 3600
降液设计合理
(4) 降液底隙高度 ho
ho
Lh
3600Lwuo¢
精馏段取降液底隙流速
uo¢1 010ms
ho1
0003741´ 3600 0030m 3600´126´ 010
hw1 − ho1 0046 – 0030 0016m>0006m
提馏段降液底隙流速
uo¢2
015ms
ho2
0007116 ´ 3600 0031m 3600´126´ 015
hw2 − ho2 0039 – 0031 0008m>0006m
降液底隙高度设计合理
(5) 选凹形受液盘深度 h′w 50mm单独设置出口堰
52 塔板浮阀设计
521 塔板结构尺寸
塔径 800mm采单溢流型分块式塔板塔板面积分四 区域：鼓泡区溢流区破沫区效区
D 18m > 15m取破沫区宽度 Ws 010m效区宽度 Wc 006m
图 6 塔板分区示意图
塔设计塔径 18m采分块式塔板便通孔装拆塔板
522 浮阀数目排列
采 F1 型浮阀重量 33g(重阀)孔径 39mm
5221 精馏段浮阀数目排列 取阀孔动子 F011孔速 u01 ：
u01
F0
rV1
11
12432
9866ms
层塔板浮阀数目：
N VS1
4´ 37293
3164 » 317
p d 2u
p ´ 0039
´ 9866
1 2
4 0 01
考虑处需浮阀孔数目较系列标准中进行选型行设计 前面已假设取破沫区宽度 Ws 010m效区宽度 Wc 006m 塔板鼓泡区面积式计算：
æ
Aa 2ç x R
è
2 x2
pR 2
+ sin
180
1 æ x ö ö
R
ç ÷ ÷
è ø ø
中：
x D
d S
(W +W ) 18 (027+010)053m
2 2
R D W
18 006084m
2 c 2
Aa1
æ
2´ ç 053´
è
2
0842 053 2 + p 084
180
sin
æ1 053 ö ö 1654m 2
è ø ø
ç 084 ÷ ÷
浮阀排列方式采等腰三角形叉排取横排孔心距 t1 075m
排间距：
Aa
t2
1 6 5 4
0 0 7 0 m
t1N
0 0 7´5 3 1 7
考虑塔径较需采分块式塔板分块支撑衔接占部分
鼓泡区面积排间距宜采 0070m应取 t2 065m等腰三角 形叉排方式作图排浮阀数目 N 335
图 7 精馏段浮阀孔排列示意图
N 335重新核算孔速阀孔动子：
u¢
VS1
4´ 37293
9319ms
p d 2 N
p ´ 0039
´ 335
01 2
4 0
F0¢u0¢1
rV1 932´
12432104
阀孔动子变化正常操作范围
塔板开孔率f
u u0¢1
´100 1466 ´1001573
932
5222 提馏段浮阀数目排列
样取阀孔动子 F011孔速 u02 ：
u02
F0
rV2
11
08010
12291ms
层塔板浮阀数目：
N VS2
4´ 38427
2617 » 262
p d 2u
p ´ 0039
´12291
2 2
4 0 02
前面已假设取破沫区宽度 Ws 010m效区宽度 Wc 006m
塔板鼓泡区面积式计算： A
A 1654m2
a2 a1
浮阀排列方式采等腰三角形叉排取横排孔心距 t′1 085m
排间距：
A
a
t2¢
1 6 5 4
0 0 7 9 m
t1¢N
0 0 8´0 2 6 2
考虑塔径较需采分块式塔板分块支撑衔接占部分
鼓泡区面积排间距宜采 0079m应取 t′2 070m等腰三 角形叉排方式作图排浮阀数目 N 271
图 8 提馏段浮阀孔排列示意图
N 271重新核算孔速阀孔动子：
u¢
VS2
4´ 38427
11870ms
p d 2 N
p ´ 0039
´ 271
02 2
4 0 2
F0¢u0¢2
rV2 1187 ´
08010106
阀孔动子变化正常操作范围
塔板开孔率f
u u0¢1
´100 1510 ´1001271
1187
53 塔板流体力学验算
531 气相通浮阀塔板压降
根式 hp hc + hl +hσΔpp ρLhpg 计算
5311 精馏段压降计算
(1) 干板压降计算
1 1
æ 731 ö1 8 2 5 æ
731
ö1 8 2 5
界孔速：
u 9322ms
0 c 1
ç ÷ ç ÷
è rV1 ø
è 12432 ø
u0¢1 9319ms
u0 1 7 5
98660 1 7 5
： hc1
199
01
rL1
199 ´
817371
00363m (液柱)
(2) 气体通充气液层压降计算公式：hl βhL
ua1
Vs1 AT Af
37293
25447 ´ (1 009)
1610ms
Fo1 ua1
rV1 1610´
124321796kg1 2 (s × m1 2 )
查充气系数关联图：β1 0575
hl1 β1hL1 0575×006 00345m(液柱)
(3) 液体表面张力引起压降式计算：
hs 1
4s L1
4´ 234453´103
0000300m (液柱)
rL1gdo
817371´ 981´ 0039
hp1 hc1 + hl1 +hσ1 00363+00345+00003 00711m(液柱)
层板 Δpp1 ρL1ghp1 817371×981×00711 5704Pa < 667Pa
5312 提馏段压降计算
(1) 干板压降计算
1 1
æ 731 ö1 8 2 5 æ
731
ö1 8 2 5
界孔速：
u 11861ms
0 c 2
ç ÷ ç ÷
è rV2 ø
è 08010 ø
u0¢2 11870ms>u0c2 hc2 浮阀已全开计算
： hc2
534
r u2
V 2 0 2 534´
08010 ´122912
00358m (液柱)
2rL2 g
2 ´ 919316 ´ 981
(2) 气体通充气液层压降计算公式：hl βhL
ua2
Vs2 AT Af
38427
25447 ´ (1 009)
1659ms
Fo1 ua1
rV1 1659´
080101485kg1 2 (s × m1 2 )
查充气系数关联图：β1 059
hl2 β1hL1 059×006 00354m(液柱)
(3) 液体表面张力引起压降式计算：
hs 2
4s L2
4´ 42861´103
0000487m (液柱)
rL2 gdo
919316´ 981´ 0039
hp2 hc2 + hl2 + hσ2 00358 + 00354 + 00005 00717m(液柱)
层板 Δpp2 ρL1ghp2 919316×981×00717 6467Pa < 667Pa
532 液泛
防止液泛现象发生控制降液高度 HD≤φ(HT+hw)处取 φ 05
HD hp + hd + hL
5321 精馏段液泛计算
(1) 单层气体通塔板压降： hp1 00711m (2) 液体通降液压头损失：
2 2
æ
h 0153
LS1
ö 0153´ æ
0003741
ö 000153m
d1 ç ÷ ç ÷
è lw ho1 ø
(3) 板液层高度 hL1 006m
è 126´ 00297 ø
HD1 hp1 + hd1 + hL1 00711+000153+006 01327m
已知 HT 045mhw 0046m
φ(HT+hw) 05×(045+0046) 0248m
显然 HD1≤φ(HT+hw)精馏段满足条件会发生液泛
5322 提馏段液泛计算
(1) 单层气体通塔板压降： hp1 00717m (2) 液体通降液压头损失：
2 2
æ
h 0153
LS2
ö 0153´ æ
0007116
ö 000344m
d2 ç ÷ ç ÷
è lw ho2 ø
(3) 板液层高度 hL2 006m
è 126´ 00297 ø
HD2 hp2 + hd2 + hL2 00717+000344+006 01352m
已知 HT 045mhw 0046m
φ(HT+hw) 05×(045+0046) 0248m
显然 HD2≤φ(HT+hw)精馏段满足条件会发生液泛
533 雾沫夹带
VS
泛点率计算公式：j
rV
rL rV
+136LSZL
´100
KCF Ab
中板液体流长度：ZL D − 2Wd 18 − 2×027 126m
板液体流面积：Ab AT – 2AF 25447 – 2×0229 2087m2
取物性系数 K 10泛点负荷系数 CF 010 (1) 精馏段：
37293´
12432
+136 ´ 0003741´126
j 817371 12432 ´1007283
1 1´ 010 ´ 2087
避免量雾沫夹带应该控制泛点率超 80计算知雾沫 夹带满足 eV<01(kg 液kg 气)气求
(2) 提馏段：
38427 ´
08010
+136 ´ 0007116´126
j 919316 08010 ´1006023
2 1´ 010 ´ 2087
计算知雾沫夹带样满足 eV<01(kg 液kg 气)求
534 漏液
前面进行塔板浮阀数目计算排列时候已核算阀孔动子变 化正常操作范围会造成漏液
6 塔板负荷性图
61 雾沫夹带线
VS
泛点率计算公式：j
rV
rL rV
+136LSZL
´100
KCF Ab
作出符合性图中雾沫夹带线中泛点率 80计算
VS1
12432
81737112432
+136 ´126LS1
(1) 精馏段：j1 08
1´ 01´ 2087
整理： 003903VS1+17136LS1 02003
VS1 51325−439054LS1
VS2
08010
919316 08010
+136 ´126LS¢2
(2) 提馏段：j2 08
1´ 01´ 2087
整理： 002953VS2+17136LS2 01669
VS2 5653−58029LS2
62 液泛线
根 j (HT + hw)
h+p
h+L
hd
h+c
+hsl h+
h+L hd
ù
é
23 2
2 æ ö æ ö
j ( H
+ h ) 534 rVu0 +
4s L
+(1+b ) êh
+ 284 E
3600LS
ú +0153 LS
T w w
ç ÷ ç ÷
中 u0
VS
p d 2 N
2rL g
rL gd0
ëê 1000 è lw
ø úû
è lw ho ø
4 0
2
精馏段： 0248 534 ´12432 ´4 V 2 + 4 ´234453
2p 2 ´ 00392 ´ 335´817371´ 981 S1
817371´ 981´ 0039
23 2
é 284´1æ 3600L ö
+15´ 0046 + S1
ù æ
+0153´
LS1 ö
ê ç ÷ ú ç ÷
ëê 1000 è
126 ø úû
è 126´ 00297 ø
整理： 2 2 2 3
VS 1 1 3 5 67 9 8 2 9L 5S12 0 6L 5S 11 2 5 9
提馏段理：
S2 S2 S2
V 2 191404 117144L2 919702L23
63 液相负荷限线
液体流量应满足降液停留时间低 3~5s
q Af HT
Lh
θ 5s 作液体降液中停留时间限：
(L ) Af HT
0229´ 045 00206m3 s
S max q 5
精馏段提馏段液相负荷限线方程相
64 漏液线
F1 型重阀 F0 5 作规定气体负荷标准
V p d 2 S 4 0
Nu0
0
F
中 u0
r
(1) 精馏段：
(V )
p d 2 N u
p ´
0 0 32´9
V
´3 3 55
1 37 9 5 m s
S 1 m i n 4
0 1 041
12432
(2) 提馏段：
(V )
p d 2 N u
p ´
0 0 32´9
´2 7 15
1 38 0 9m s
S 2 m i n 4
0 2 042
08010
做出液体流量关漏液线气相负荷限线
65 液相负荷限线
取堰液层高度 how 0006m 作液体负荷标准做出液相负荷限线 该线气相流量关竖直线式：
284
é3600(L )
23
ù
E ê
1000 ë
s min ú
lw û
0006
(取 E 1)
： (L )
æ 0006 ´1000 ö
3 2
´ 126
0001075m3 s
S min
ç 284´10 ÷
3600
è ø
作出气体流量关垂直液相负荷限线
66 塔板负荷性图
根面求出段符合性曲线分画出塔板负荷性曲线图
661 精馏段塔板负荷性图
(1) 雾沫夹带线 VS1 51325−439054LS1
(2) 液泛线
V 2 1 3 5 67 9 8 2 9L252 0 6L25 13 2 5 9
S 1 S 1 S 1
(3) 液相负荷限线
(L )
0 0 2 03 6 m s
S 1 m a x
(4) 漏液线
(V )
1 7 935 m s
S 1 m i n
(5) 液相负荷限线
(L )
0 0 0 1 037 5 m s
S 1 m i n
(6) 操作线
15
6 3
10
VS(m3s)
2
5
5
p 1
4
0
0 0005 001 0015 002 0025
VS(m3s)
图 9 精馏段塔板负荷性曲线图
塔板负荷性图出：
1 务规定气液负荷操作点 p(设计点)处操作区位置居 中效果够理想
2 塔板气相负荷限完全液沫夹带控制操作限漏液控制
3 固定液气图查出塔板气相负荷限 (V )
49160m3 s
S1 max
气相负荷限 (V )
17946m3 s
S1 min
精馏段操作弹性
(VS 1)
(VS 1)
m ax 49160 2739
m i n 17946
662 提馏段塔板负荷性图
(1) 雾沫夹带线 VS2 5653−58029LS2
(2) 液泛线
V 2 1 9 1 40 4 1 1L72 14 4 9L12 93 7 0 2
S 2 S 2 S 2
(3) 液相负荷限线
(L )
0 0 2 03 6 m s
S 2 m a x
(4) 漏液线
(V )
1 8 039 m s
S 2 m i n
(5) 液相负荷限线
(L )
0 0 0 1 037 5 m s
S 2 m i n
(6) 操作线
15
5 2 3
10
VS(m3s)
6
5 1
p
4
0
0 0005 001 0015 002 0025
VS(m3s)
图 10 提馏段塔板负荷性曲线图
塔板负荷性图出：
1 务规定气液负荷操作点 p(设计点)处操作区居中位置
2 塔板气相负荷限完全液沫夹带控制操作限漏液控制
3 固定液气图查出塔板气相负荷限 (V )
50144m3 s
S1 max
气相负荷限 (V )
18086m3 s
S2 min
精馏段操作弹性
(VS1 )max (VS1 )min
51044 2822
18086
7 附属设备设计
71 产品冷器设计选型
产品冷器冷务：
热流股：塔顶产品 D94乙醇 7918℃冷 40℃ 质量流量 DMLD 003159×421348 1331kgs
特征温度 t1 5959℃ 冷流股：冷水入口温度 25℃出口温度暂定 35℃
特征温度 t2 30℃ 产品冷前均温度查算热容：
Cpm xD CpC + (1−xD)CpW
094×333+(1−094)×4178 3381kJ(kg·℃)
Q CpmDMLDΔtm 3381×1331×(7918−40) 176311kJs 176311kW
根热量衡算需水量：
M W
Q
C¢pw ´ Dtw
176311
4174´10
4224kgs
根壳式换热器作冷器时总传热系数 K0 推荐值表查乙醇高温
流体水做低温流体时总传热系数 K0 推荐值范围：430~850W(m2·K) 案例中高温流体乙醇组成水溶液性质更偏乙醇取 K
700 W(m2·K) 07k W(m2·K)
Dt ( 7 9 18 3 5 ) ( 3 5 2 5 ) 0 C
均传热温差： m
ln
æ 7 9 18 ö3 5
ç ÷
2 3 0°
è 35 25 ø
换热面积：
A Q
1 7 6 3 1 1
1 0 92 5 m
KDtm
0 7´
2 3 0 0
取安全系数 11实际换热面积 A 1204m2 ϕ25mm×25mm 子作换热心距 PT 32mm 取长 3m根换热面积计算实际数：
N A
p dL
1204
p ´ 0025´ 3
511 » 52
换热器壳体直径计算公式 D0
0637
R 0
CL CTP
AP2d L0
中 PR 3225 128CL 1CTP 085
： D0
1 1 2 0´ 4 12 ´2 8 0 0 2 5
0 6 3 7 0 2 8 m
0 8 5 3
选型：
根壳式换热器系列标准中固定板式换热器标准(JBT 4715—92)选择 换热器：公称直径 325mm公称压力 16MPa换热直径 ϕ25mm×25mm 心距 32mm程数 1子根数 57中心排数 9换热长度 3000mm 换热面积 130m2
72 接尺寸计算
721 进料
进料结构类型直进料弯进料T 型进料 设计采通泵输送料液直进料径计算：
D 4VS
p uF
取 uF
2msρL
887945kgm3
F
V FMLF 02366 ´212553 0005663m3 s
rLF
887945
DF
4VF
p uF
4 ´ 0005663 0060m
p ´ 2
圆整查表取 ϕ70mm×4mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u FM LF
4 ´02366 ´212553 1876ms
p D2 r
p ´ 0062
´887945
F 2
4 F F
校核选接适
722 塔顶蒸汽出口
直出气取出口气速：u 15 ms：
DD
4VD
p uD
4 ´ 37293 05626m
314 ´15
圆整查表取 ϕ600mm×10mm 热轧缝钢
校核设计流速：
uD
4VD
D
p D2
4´ 37293 14115ms
p ´ 0582
校核选接适
723 回流液入口 采直重力回流取液体流速 uR 04ms 视回流液温度第块塔板液体温度相
R
V RDMLR
rLR
3054 ´ 003159 ´42135 0005443m3 s 746796
DR
4VR
p uR
4 ´ 0005443 0132m
p ´ 04
圆整查表取 ϕ146mm×6mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u RDM LR 4 ´ 3054 ´ 003159 ´42135 03977ms
p D2 r
p ´ 0134
´ 746796
R 2
4 R R
校核选接适
724 塔顶出料
取液体流速 uR 10ms似视出料液组成温度第块塔板液体温 度相
D
V DMLR
rLR
003159 ´42135 0001782m3 s 746796
DD
4VD
p uD
4 ´ 0001782 00476m
p ´ 04
圆整查表取 ϕ57mm×35mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u DM LD
4 ´003159 ´42135 09077ms
p D2 r
p ´ 0050
´ 746796
D 2
4 D D
校核选接适
725 塔底出料
采直出料取液体流速 uW 12ms
W
V FMLW
rLW
03333 ´180310 0006322m3 s 9506867
DW
4VW
p uW
4 ´ 0006322 0082m
p ´12
圆整查表取 ϕ95mm×55mm 热轧缝钢
校核设计流速：
u WM LW
4 ´ 03333 ´180310 11408ms
p D2 r
p ´ 0084
´ 9506867
W 2
4 W W
校核选接适
726 塔底蒸汽入口
采直进气取气速：u 20 ms：
DW¢
4VW¢
p uW¢
4 ´ 38427 04946m
314 ´ 20
圆整查表取 ϕ530mm×10mm 热轧缝钢
校核设计流速：
uW¢
4VW¢
W
p D¢2
4´ 38427 18811ms
p ´ 0512
校核选接适
8 设计结果汇总
81 流股物性汇总
表 2 流股物性汇总
项 目
符号
单位
数 值
塔顶 D
进料 F
塔底 W
温度
t
℃
7918
9421
11997
压力(绝压)
p
kPa
105325
137
141343
液相组成
x
＼
08597
01153
0000391
气相组成
y
＼
08640
04573
0004991
摩尔流率
L
kmols
00316
02366
03333
液相均密度
ρL
kgm3
746796
887945
950687
液相均分子量
ML
kgkmol
421348
212554
180310
气相均分子量
MV
kgkmol
422554
308470
181600
气相均密度
ρV
kgm3
14625
10239
05780
表面张力
σ
dyncm2
177370
291535
565684
82 浮阀塔设计参数汇总
表 3 塔设计参数汇总
项 目
符号
单位
数 值
精馏段
提馏段
回流
Rmin
＼
2106
回流
R
＼
3054
段均压力
p
kPa
121333
140704
段均温度
t
℃
8670
10209
摩尔流率
气相
L
kmols
00965
03331
液相
V
kmols
01281
01283
质量流率
气相
Lm
kgs
30574
65335
液相
Vm
kgs
46805
31377
体积流率
气相
LS
m3s
0003741
0007116
液相
VS
m3s
37293
38427
液相均组成
x
＼
04875
00579
气相均组成
y
＼
06606
02311
液相均密度
ρL
kgm3
817371
919316
气相均密度
ρV
kgm3
12432
08010
液相均分子量
ML
kgkmol
3170
1964
气相均分子量
MV
kgkmol
3655
2450
液相表面张力
σ
dyncm2
2345
4286
理板数
NT
＼
23
5
实际板数
Np
＼
48
11
板间距
＼
m
045
045
塔效高度
塔径
D
m
18
18
空塔气速
u
ms
1466
1466
塔板液流型式
＼
＼
单溢流
单溢流
溢流型式
堰长
＼
lw
＼ m
弓形
126
弓形
126
溢流装置
堰高
h′ow
m
0046
0039
溢流堰宽度
Wd
m
027
027
底受液盘距离
ho
m
0030
0031
数目
排列形式
N
＼
＼
＼
335 271
等腰三角形叉排
排间距
t2
m
065
070
浮阀
孔心距
t1
m
075
085
开孔率
ϕ
＼
01573
01272
阀孔气速
u0
ms
12291
11870
阀孔动子
F0
＼
104
106
单板压力降
Δpp
Pa
5704
6467
气相负荷
(VS)max
m3s
49160
50144
气相负荷
(VS)min
m3s
2739
18086
操作弹性
＼
＼
2739
2822
83 产品冷器设计结果汇总
根壳式换热器系列标准中固定板式换热器标准(JBT 4715—92)
公称直径
325mm
公称压力
16MPa
换热直径
ϕ25mm×25mm
心距
32mm
程数
1
子根数
57
中心排数
9
换热长度
3000mm
换热面积
130m2
84 接尺寸汇总
(1) 进料 ϕ70mm×4mm
(2) 塔顶蒸汽出口 ϕ600mm×10mm
(3) 回流入口 ϕ146mm×6mm
(4) 塔顶出料 ϕ57mm×35mm
(5) 塔底出料 ϕ95mm×55mm
(6) 塔底蒸汽入口 ϕ530mm×10mm
9 设计评述感悟
两周课程设计终艰难结束 XX 老师指导帮助成功完 成乙醇——水精馏操作中浮阀塔设计
设计采制造价格较低浮阀塔量减少设备成操作成免 许合理支出设计出塔体较高实际制造安装程中会较难 度考虑采塔级精馏形式求资源良整合利
关整工艺流程热量利想法精馏程原理次进 行部分汽化冷凝热效率低通常进入沸器量仅 5左右利 塔顶蒸汽冷凝放出热量量位较低直接做塔釜热源 热夹点法计算塔顶冷凝放热冷放热原料进行初步加热 塔釜残液原料液加热泡点样提高热利率
通次设计目设备达佳工艺求节省费提高济效 益必须熟练掌握分离作设计中注意变数方面考虑 数特性合合符设计求存合理性问题计算范围 必须操作中综合评价例设计程中出现问题例 已浮阀塔板浮阀孔排布中找合适塔板满足设计求必须行设 计新浮阀孔排布操作弹性必须调整前面设计参数期达相较 操作弹性
次设计程中感触深细心专心耐心设计中会 出现细节问题留神会出现错误旦出现错误头 浪费时间设计时间限想时完成必须细心 专心耐心时设计中进行创新外查资料数重 设计计算程中会遇数特物性数查情况者出 处数样情况需根数源性验判断选取合适数 值
设计计算绘图次修改全部独立完成设计程中肯
定存着少足处老师够指正 外时间仓促够设计中完成两种方案设计计算更进
行角度较讨甚遗憾见谅
10 参考文献
[1] 贾绍义柴诚敬编．化工传质分离程．北京：化学工业出版社2009．
[2] 柴诚敬张国亮编．化工流体流动传热．北京：化学工业出版社2008．
[3] 贾绍义柴诚敬编．化工原理课程设计(化工传递单元操作课程设计)．北京： 化学工业出版社2006．
[4] 程林编著．溶剂手册(第四版)．北京：化学工业出版社2008．
[5] 刘光启马连湘邢志编．化工物性算图手册．北京：化学工业出版社2002．
[6] 刘光启马连湘刘杰编．化学化工物性数手册(机卷)．北京：化学工业 出版社2002．
[7] 刘光启马连湘刘杰编．化学化工物性数手册(机卷)．北京：化学工业 出版社2002．
[8]化工设备设计全书编辑委员会路秀林王者相等编．化工设备设计全书(塔 设备)．北京：化学工业出版社2004．
[9] 邝生鲁编．化学工程师技术全书．北京：化学工业出版社2002．
11 附录
附录 1 符号说明
符 号
说 明
单 位
符 号
说 明
单 位
C
乙醇
lw
堰长
m
W
水
hw
溢流堰高度
m
D
塔顶
how
堰层高度
m
F
进料板
Wd
弓形降液高度
m
W
塔釜
Af
截面积
m2
L
液相
AT
塔截面积
m2
V
气相
θ
液体降液中停留时间
s
M
摩尔质量
gmol
h0
降液底隙高度
m
Rmin
回流
Ws
边缘区高度
m
N
实际塔板数
Aa
开孔区面积
m2
P
压强
kPa
t
排孔中心距
mm
T
温度
℃
ϕ
开孔率
ρ
密度
kgm3
n
筛孔数目
σ
表面张力
Nm
u0
气体通阀孔气速
ms
μ
粘度
mPa·s
hc
干板阻力
m 液柱
HT
塔板间距
m
h1
气体通降液层阻力
m 液柱
hL
板液层高度
m
hσ
气体通表面张力阻力
m 液柱
u
空塔气速
ms
hp
气体通层塔板液柱高度
m 液柱
D
直径
m
ΔPP
气体通层塔板压降
kPa
附录 2 乙醇——水系统气液衡数表
沸点 t℃
乙醇摩尔数
沸点 t℃
乙醇摩尔数
液相 x
气相 y
液相 x
气相 y
999
0004
0053
820
2730
5644
998
004
051
813
3324
5878
997
005
077
806
4209
6222
995
012
157
801
4892
6470
992
023
290
7985
5268
6628
990
031
3725
795
6102
7029
9875
039
451
792
6564
7271
9765
079
876
7895
6892
7469
958
161
1634
7875
7236
7693
913
416
2992
786
7599
7926
879
741
3916
784
7982
8183
852
1264
4749
7827
8387
8491
8375
1741
5167
782
8597
8640
823
2575
5574
7815
8941
8941
附录 3 温度乙醇水粘度
温度
水粘度
乙醇粘度
t℃
μWmPa·s
μWmPa·s
μWmPa·s
μWmPa·s
0
17921
1773
182
170
10
13077
1466
149
20
10050
117
117
115
25
08937
106
30
08007
1003
097
40
06560
081
0814
50
05494
0702
068
60
04688
0592
058
0601
70
04061
0504
050
80
03565
043
0495
90
03165
100
02838
0361
110
02589
化学工业物性
溶剂手册
溶剂手册
化学工业物性
数手册(机卷)
(1986 年第版)
(2008 年第四版)
数手册(机卷)
水粘度(常压t≤100℃)
附录 4 温度乙醇水密度
温度乙醇密度 ρc(kg·m3)
t℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
ρc(kg·m3)
795
785
777
765
755
746
735
730
716
703
温度水密度 ρw(kg·m3)
t(℃)
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
40
992212
991826
991432
991031
990623
990208
989786
987358
988922
988479
50
988030
987575
987113
986644
986169
985688
985201
984707
984208
983702
60
983191
982673
982150
981621
981086
980546
979999
979448
978890
978327
70
977759
977185
976606
976022
975432
974837
974237
973632
973021
972405
80
971785
971159
970528
969892
969252
968606
967955
967300
966639
965974
90
965304
964630
963950
963266
962577
961883
961185
960482
959774
959062
100
958345
110
951
附录 5 温度乙醇水表面张力
沸点 t℃
表面张力 σ(dyncm2)
乙醇
水
20
223
7288
30
212
7120
40
204
6980
50
198
6777
60
188
6607
70
180
6436
80
1715
6269
90
162
6079
100
152
5891
110
144
5697
12 附图
附图 1 乙醇生产工艺流程简图
附图 2 精馏塔设备简图
附图附件
致谢
次设计程中感谢 XX 老师予热情指导利完成课程设 计感谢起进行设计计算讨学起探讨起学 起进步非常难忘程复杂充实特感谢
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