分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺流程图和塔设备图)

分离乙醇-水的精馏塔设计

设计人员：所在班级：指导老师：

化学工程与工艺 成绩： 日期：

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、 设计任务及操作条件

（1）

进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水；

（2） （3） （4） （5） （6）

产品的乙醇含量不得低于90％； 塔顶易挥发组分回收率为99％；

生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； 每年按330天计，每天24小时连续运行。 操作条件

a） 塔顶压强 4kPa （表压） b） 进料热状态 自选 c） 回流比 自选

d） 加热蒸汽压力 低压蒸汽（或自选） e） 单板压降 kPa。

三、 设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、 设计内容： 1、 设计说明书的内容

1） 精馏塔的物料衡算； 2） 塔板数的确定；

3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

5） 塔板主要工艺尺寸的计算； 6） 塔板的流体力学验算； 7） 塔板负荷性能图； 8） 精馏塔接管尺寸计算；

9） 对设计过程的评述和有关问题的讨论；

2、 设计图纸要求；

1） 绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）； 2） 绘制精馏塔设计条件图 （A2 号图纸）；

五、 设计基础数据：

1. 常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2. 乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 一、 设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计

二、 设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分

数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶压强 4kPa （表压）进料热状态 自选回流比 自选 加热蒸汽压力 低压蒸汽（或自选）单板压降 ≤0.7kPa。 三、 设备形式：筛板塔 四、 设计内容：

1） 精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740

原料乙醇组成 xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率90％ 平均摩尔质量 MF =

由于生产能力50000吨／年，. 则 qn，F 所以，qn，D

2） 塔板数的确定：

甲醇—水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数,本设计中理论塔板数的计算采用图解法。由乙醇和水有关物性的数据，求的求得乙醇—水体系的相对挥发度α=5.1016， 最小回流比的计算：采用泡点进料，所以q＝1，xF， 由气液平衡方程y ， 所以yq，即，把xF=xq=.作y轴平行线交操作线与f.如下图

即 .求得yq=0.5130.

所以，根据最小回流比计算公式Rmin

即，Rmin=,根据回流比R是最小回流比的合适倍数，所以选择选择2倍。即R=2Rmin=0.879.

进料热状况选择为泡点进料，所以q=1

精馏段，根基操作线方程：y= 所以，y=0.468 x+0.415 联立y=x 所以x=xD=0.7801

提馏段，y=联立y=x求得y=2.872x-0.078所以提馏段x=xw=0.04

根据xD，xw，及xq以及操作线方程，利用图解法在x-y坐标上做出平衡线与对角线并且画梯级作图如下：

由图可知，精馏段塔板为10.提馏段为5.一个再沸器.所以提馏段为4个板.所需总塔板数为提馏段和精馏段之和，故，所需总塔板数为14.

查手册得水和乙醇气液平衡数据，t数据利用表2中数据由

拉格朗日插值可求得tF、tD、tW。

84.182.7tF84.1进料口tF：16.6123.374016.61 , tF=79.26℃ 78.1578.41tD78.15tD塔顶：.4374.7295.43，tD=78.05℃ 10095.5tw100tW01.901.00，tW=97.63℃ 塔釜：

t1tFtD78.652℃ tFtw88.4452℃

精馏段平均温度

提馏段平均温度

t2由塔顶和塔底平均温度得

tDtW78.0597.6387.84t=22℃

查手册得，由内插法可得在87.84℃下，乙醇的粘度为

A0.3790mpas，水的粘度为B0.3245mpas

可以有下式求得平均粘度xii 其中xi-进料中某组分的摩尔分数

i-该组分的粘度，按照塔的平均温度下的液体计

则av=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS

带入回归方程E1=0.563-0.276lglgav0.0815(lgav)2=0.594 该算法为泡罩塔蒸馏塔总板效率，则筛板塔为E=1.1E1=0.653 精馏段实际板层数 N精= 10/0.653=16 提馏段实际板层数 N提=4/0.653=7 进料板位置 Nr16

总的塔板数 Nc=16+7=23

3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算：

一、 乙醇气液平衡数据（101.3kPa） 表1如下 液相T/℃ xa/% 100 99.3 98.8 97.7 96.7 95.8 95 94.2 93.4 92.6 91.9 91.3 90.8 90.5 .7 .2 0 0.2 0.4 0.8 1.2 1.6 2 2.4 2.9 3.3 3.7 4.2 4.6 5.1 5.5 6 气相液相气相ya/% T/℃ 38.1 82.4 39.2 81.6 40.2 81.2 41.3 80.8 42.1 80.4 42.9 80 43.8 79.8 44.6 79.6 45.4 79.3 46.1 78.8 46.9 78.6 47.5 78.4 48.1 78.2 液相xa/% 25 30.6 35.1 40 45.4 50.2 59.6 .1 70.6 76 79.8 86 气相ya/% 55.5 57.7 59.6 61.4 63.4 65.4 66.9 69.6 71.9 75.8 79.3 81.8 86.4 .4 94.2 100 ya/% T/ ℃ xa/% 0 2.5 4.2 8.8 88.3 87.9 87.7 87.4 6.9 7.4 7.9 8.4 8.9 9.4 9.9 12.8 87 16.3 86.7 18.7 86.4 21.4 86.2 10.5 24 86 11 26.2 85.7 11.5 28.1 85.4 12.1 29.9 85.2 12.6 31.6 85 13.2 33.1 84.8 13.8 34.5 84.7 14.4 35.8 84.5 15 48.7 78.15 .4 49.3 49.8 95 100 6.5 37 83.3 20 53.1 查阅文献，整理有关物性数据 表2如下 （1）水和乙醇的物理性质

水和乙醇的物理性质

名 相对分 表面 分子子质量 称 式 密度 沸 点 比热容 黏度 导热系张力  20℃ 101.33k(20℃) (20数 (20kg/m Pa Kg/(kg.℃) (20℃) ℃) ℃ ℃) mPa./(m.N/m s ℃) 3水 H2O 1.0018.02 998 100 4.183 5 0.599 72.8 乙 46.07 C2H5OH7 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8 醇 乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18 由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y图可查得 塔顶温度 tD=78.3℃ 泡点进料温度 tF=84.0℃ 塔釜温度 tW=99.9℃ 全塔平均温度

ttDtFtW87.40C3

由液体的黏度共线图可查得t=87.4℃下，乙醇的黏度

μL=0.38mPa·s，水的黏度μL =0.3269mPa·s

LxiLi0.17400.38(10.1740)0.3269

0.336mPas

根据物性参数数据求的求得乙醇—水体系的相对挥发度α=5.1016，根据最小回流比计算公式Rmin=(xD-yq)/(yq-xq) 即，Rmin=(0.7788-0.5179)/(0.5179-0.1740)=0.7586，由于根据选择适宜的回流比，选择R=1.7Rmin=1.26，

4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算：

塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为 VVMVM1s13600150.7839.3936001.41.127m3/s

VM1LLMLM1s13600100.0536.41782.71.293m3/sLM13600

提馏段的气、液相体积流率为

VV'MVM2150.7826.68s21.111m33600/s

VM236001.006LL'MLM2327.628.46s236002.92103m3/s

LM23600887.98由 UVmaxCL

V由下式计算c20由史密斯关联图查取： 精馏段： 图的横坐标为：

取板间距 HT0.40m 板上液层高度 hL0.05m，则

HT-hL=0.40-0.05=0.35m

查图得 C200.075

C1C20(Ls1L11/20.0027023600782.71/2()()0.031Vs1v102.01536001.4L120)0.20.075(32.060.2)0.0824 20UC1,maxL1V1V1

0.0824782.71.41.4

=1.903m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为：

u10.7u1,max0.71.9031.332m/s

D14Vs142.0151.3871m u13.141.334按标准塔径圆整后为D1=1.4m 塔截面积为 AT14D123.141.421.5386m2 4精馏段实际空塔气速为 u1提馏段： 图的横坐标为：

VS12.0151.310m/sAT11.5386

取板间距 HT0.40m 板上液层高度 hL0.05m，则

Ls2L21/20.0030813600887.981/2()()0.046Vs2v21.98136001.006HThL0.400.050.35m

查图得 C200.076

C2C20(L220)0.20.076(51.670.2)0.0919 20U2,maxC2L2V2V2

0.0919

=1.026m/s

887.981.0061.006

取安全系数为0.7，则空塔气速为：

u20.7u2,max0.72.7291.91m/s

D24Vs241.9811.15m/s u23.141.91按标准塔径圆整后为D2=1.4m 塔截面积为 AT24D223.141.421.5386m2 4提馏段实际空塔气速为 u2精馏塔有效高度的计算

精馏塔有效高度为：

VS21.98111.288m/s AT21.5386Z精（N精1）HT（81）0.402.8m

提馏段有效高度为：

Z提（N提1）HT（141）0.405.2m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m， 故精馏塔的有效高度为：

ZZ精Z提0.82.85.20.88.8m

表5 塔板间距与塔径的关系

塔 径/D，m 0.3～0.5 板间距/HT，mm 200～250～350 300～450 350～600 400～600 300 由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合，所以以上所假设的板间距均成立。

5） 塔板主要工艺尺寸的计算；

0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 溢流装置计算

因塔径D=1.4m ,可选用单溢弓形降液管,采用凹形受液盘.各项计算如下: 堰长lW的计算

堰长一般根据经验公式确定，对于常用的弓形降液管： 单溢流 lw(0.6~0.8)D

堰长 lw取 lw0.66D0.661.40.924m

溢流堰高度hW的计算

溢流堰高度hw可由下式计算：hwhLhow

式中：hL——板上清液层高度，m；一般取50~100mm.

how——堰上液层高度，一般设计时不宜超过60~70 mm. m.； 对于平直堰，堰上液层高度how可用弗兰西斯（Francis）公式计算，即

how2.84LhE1000lw2/3

式中：Lh——塔内液体流量，m3/h E——液体收缩系数。 近似取E=1 精馏段：

LS10.002702m3/s，故取Lh0.002702m3/s则

how12.840.002702360031()0.0136m 10000.9242取板上清液层高度 hL0.05m 故 hw10.050.01360.03m 提馏段：

LS20.003081m3/s， 故取 Lh0.003081m3/s则

how22.840.00308136002/31()0.014m10000.924取板上清液层高度 hL0.05m 故 hw20.050.0140.0351m 弓形降液管宽度Wd及截面积AF

精馏段： 由

lw0.4060.58D0.7查弓形降液管的参数表得：

AF0.0722WdD0.124 AT

得： AF0.0722AT0.07221.53860.111m2 Wd0.124D0.1241.40.1736m

液体在降液管中停留时间,按式3600AFHTL35s，即H3600AFHT36000.L1110.4016.43s5s h0.0027023600故降液管设计合理，可以实现分离。 提馏段：

由

lwD0.66 查弓型降液管参数图得： AF A0.0722WdD0.124T

得： A2F0.0722AT0.07221.53860.111m Wd0.124D0.1241.40.1736m

液体在降液管中停留时间,按式3600AFHTL35s，即H3600AFHTL36000.1110.40360016.43s5s h0.002702故降液管设计合理，可以实现分离。 3.5.1.4 降液管底隙高度h0

h0

L3600luhw'0式中：u'o——液体通过底隙时的流速，m/s 根据经验，取u'o=0.06~0.25m/s 精馏段：取u00.12m/s 则

h036000.0027020.0244m36000.9240.12

hw1h00.030.02440.012m0.006m

故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：

hw1:0.05how1hw10.1how10.050.0136hw10.10.1360.0346hw10.08故hw1取40mm提馏段：取u'00.12m/s 则

h0'

36000.0030810.0278m

36000.9240.12'hw2h00.03550.02780.0077m0.006m

故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：

hw1:0.05how1hw10.1how10.050.0149hw10.10.149 故hw1取40mm

塔板的布置

板式塔类型有多种，经过比较工艺条件的考虑，本设计采用筛板，以下为筛板的计算。

塔板分块

因D1400mm , 故塔板采用分块式.查表6 表6

塔径mm

800-1200

塔板分块数

得,塔板分为4块. 边缘区宽度确定

溢流堰前安定区宽度为 WsW's70~100mm 进口堰后的安定区宽度为Ws’=50-100mm 边缘区（无效区）宽度为 Wc30~50mm 取WsWs0.07m，Wc0.035m 开孔区面积计算

开孔区面积Aa，按下式计算,即

r2221Aa2xrxsin180x r1400-161800-200 4

000 5

2200-2400

3 6

其中

D01.4(WdWs)(0.17360.07)0.45m 22D1.4rWc0.0350.665m 22x故

Aa2(0.450.6650.45220.6652180sin10.45

)1.11m20.665

筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 =3mm碳钢板,取筛孔直径 d0=5mm

筛孔按正三角形排列,取孔中心距t 为：t3d30.0050.015m 筛孔数目n 为 ：

n 开孔率为

d0.005 0.907(0)20.90710.1%

t0.01521.155Aa1.1551.115698个 22t0.015 精馏段气体通过阀孔的气速为：

u01Vs12.01517.97m/s A01.110.101 提馏段气体通过阀孔的气速为：

u02

筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 =3mm碳钢板,取筛孔直径 d0=5mm

筛孔按正三角形排列,取孔中心距t 为：

t3d30.0050.01m5

Vs21.98117.67m/s A01.110.101 筛孔数目n 为 ：

n1.155Aa1.1551.115698个22t0.015

开孔率为

d0.0050.907(0)20.90710.1%t0.015

2 精馏段气体通过阀孔的气速为：

u01Vs12.01517.97m/sA01.110.101

提馏段气体通过阀孔的气速为：

6)塔板的流体力学验算

塔板压降 精馏段 ： 干板阻力hc计算

干板阻力 hc 由下式计算, 即

u0 hc0.051C02u02Vs21.98117.67m/sA01.110.101

VL 由10.1%,d0531.67，查《常用化工单元设备的设计》得, C0=0.772

17.97故 hc0.0510.77221.460.0515m液柱 782.7气体通过液层的阻力h1计算

气体通过液层阻力h1可由下式计算，即 h1hL

uaVs1.411m/s ATAfF0uaV1.4111.461.705kg1/2(s.m1/2)

查充气系数关联图，得到0.575

故 h1hLhWhOW0.5750.030.01360.02875m液柱 液体表面张力的阻力h的计算

液体表面张力所产生的阻力h可由下式计算，即h432.06103h0.00334m液柱

782.79.810.00L 则Lgd0气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hphch1h 则hp0.05150.028750.003340.0836m 液柱 气体通过每层塔板的压降为

PphpLg0.0836728.79.811.9pa0.7kPa（设计允许值）

提馏段： 干板阻力hc计算

干板阻力 hc 由下式计算, 即

u0hc0.051C02VL 由10.1%,d0532，查《常用化工单元设备的设计》得, C0=0.772

17.671.006故hc0.0510.00303m液柱

0.772887.982塔上液层有效阻力hl计算

液体表面张力所产生的阻力hl计算,即

h1hL

uaVs1.388m/s ATAf F0aV1.3881.0061.392kg1/2查充气系数关联图，得到0.609

(s.m1/2)

故 h1hLhWhOW0.6090.050.03045m液柱 液体表面张力的阻力h计算

液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即

4L451.67103h0.00475m液柱

Lgd887.989.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hphch1h 则hp0.003030.030450.004750.03823m 液柱 气体通过每层塔板的压降为

PphpLg0.03823887.989.81333.8Pa0.7kPa(设计允许值)

液面落差

对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响. 液沫夹带

精馏段：液沫夹带量由下式计算,即

5.710uaeVHhLfT6 3.2hf2.5hL2.50.050.125m

5.71061.411eV0.033kg液/kg气0.1kg液/kg气 332.06100.40.1253.2故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

提馏段：液沫夹带量由下式计算,即

5.710uaeVHhLfT6 3.2hf2.5hL2.50.050.125m

5.71061.388eV0.0196kg液/kg气0.1kg液/kg气

51.671030.40.1253.2故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内 漏液

对筛板塔,漏液点气速u0,min计算,即 精馏段：

u

0,min4.4c0(0.00560.13hLh)

LV

4.40.772(0.00560.130.050.00334)782.7/1.467.361m/s

实际孔速 u07.3615.653m/s 稳定系数为 ku0u0,min17.97/7.632.3551.5

故在本设计中无明显漏液 提馏段：

u0,min4.4c0(0.00560.13hLh)L

V4.40.772(0.00560.130.050.00475)887.98/1.0068.65m/s

实际孔速 u017.678.65m/s 稳定系数为 ku0u0,min17.672.0431.5 8.65故在本设计中无明显漏液 液泛

为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 Hd应服从下式的关系,即 精馏段：HdHThw

乙醇-水体系属一般物系，取φ=0.5,则

(HThw)0.5(0.40.03)0.22m

而HdhphLhd

板上不设进口堰, hd 可由下式计算,即

hd0.153(u0)20.153(0.12)20.0022m液柱

Hd0.08360.050.00220.1358m 液柱

' HdHThw=0.22m

故在本设计中不发生液泛现象.

提馏段：HdHThw

乙醇-水物系属一般物系，取φ=0.5,则

(HThw)0.5(0.40.0351)0.2175m

而HdhphLhd

板上不设进口堰, hd 可由下式计算,即

hd0.153(u0)20.153(0.12)20.0022m液柱

Hd0.038230.050.00220.0943m 液柱

' HdHThw=0.2175m 故在本设计中不发生液泛现象.

7) 塔板负荷性能图

漏液线

u0,min4.4C0由

(0.00560.13hLh)LV

hLhwh0w

得

u0,minVAs,min0 how2.84LhE() 1000lw23Vs,min4.4C0A0{0.00560.13[hwLh)]}L2.84E(h1000Vlw23=4.4×0.772×0.101×1.1

23600Ls3782.730.00560.130.032.84101.0()0.00334

0.9241.46

整理得 Vs.min8.820.0069920.09141Ls

在操作范围内,任取几个Ls 值, 依上计算 Vs 值, 计算结果列于表 7

. 表7

Ls,mVs,m323s3

0.0006 0.7710

0.0015 0.7982

0.0030 0.8318

0.0045 0.85

s由上表数据即可作出精馏段漏液线 提馏段漏液线： 得

=4.4×0.772×0.101×1.1

23600Ls3887.9830.00560.130.03512.84101.0()0.00475

0.9241.00623Vs,min4.4C0A0{0.00560.13[hwLh)]}L2.84E(h1000Vlw

整理得 Vs.min11.310.00130.09141Ls

在操作范围内,任取几个Ls 值, 依上计算 Vs 值, 计算结果列于表 8 .

Ls,m323s

0.0006 0.0015 0.0030 0.0045

Vs,m3s

0.8371 0.9196 0.9673 1.006

液沫夹带线

以 ev =0.1kg液/kg气为限,求Vs- Ls 关系如下: 由 evua5.7106Lua)(HThf3.2

VsVs0.7005Vs ATAf1.53860.111精馏段：hf=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.03m

22.843600LS3howE()0.7032LS3

10000.9242故 hf0.0911.758Ls2/3

HThf0.3091.758Ls

5.7106eV32.061030.7005Vs2/30.3091.758L)s3.2230.1

整理得 Vs3.1918.16Ls2/3

在操作范围内,任取几个LS值,依上式计算出VS值,计算结果列于

LS,ms

30.0006 3.011

0.0015 2.952

0.0030 2.812

0.0045 2.695

VS,ms

下表 9

3

由上表数据即可作出精馏段液沫夹带线 提馏段：hf=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.0351m

22.843600LS3howE()0.7032LS3

10000.9242故 hf0.087751.758Ls2/3

HThf0.31231.758Ls

eV5.71051.671036230.7005Vs2/30.31231.758L)s3.20.1

整理得 Vs3.74421.08Ls2/3

在操作范围内,任取几个LS值,依上式计算出VS值,计算结果列于

LS,ms

30.0006 3.594

0.0015 3.468

0.0030 3.306

0.0045 3.169

VS,ms

下表 10

3由上表数据即可作出提馏段液沫夹带线 液相负荷下限线

对于平直堰,取堰上液液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准.由下式得

3600Ls2.84)0.006 how1000E(lw32取E=1则 精馏段Ls,min(提馏段Ls,min0.00610003/20.924)0.0007882m3/s

1.02.8436000.00610003/20.924()0.0007882m3/s 1.02.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管理中停留时间的下限,由下式得

AfHTLs4s

故精馏段Ls,maxAfHTLs0.1110.40.0111m3/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负液上限线。 液泛线

令Hd(HThw)

由HdhphLhd; hphch1h; h1hL; hLhwhow 联立得 HT(1)hw(1)howhchdh

忽略 h将 how与LS,hd与LS, hc与VS 的关系式代入上式,并整理得

aVsbcLsdLs3

式中a222(A0C0)0.051(2VL) bHT(1)hw

36000.153 d2.8410E(1)(c)(lwh0)lw3232

将有关的数据代入,得 精馏段： a'0.0511.46()0.0127 2(1.110.1010.772)782.7 b'0.50.4(0.50.5751)0.030.1609

c'0.153310 2(0.9240.0244)36002/3)1.108 0.924d'2.841031(10.575)(故 Vs212.6723700.08Ls287.24Ls2/3

在操作范围内,任取几个LS值,依上式计算出 VS 值,计算结果列于下表 11

LS,ms

30.0006 3.470

0.0015 3.387

0.0030 3.262

0.0045 3.132

VS,ms

3由以上数据即可作出精馏段液泛线 提馏段： a'0.0511.006()0.008819 2(1.110.1010.772)782.7 b'0.50.4(0.50.6091)0.03550.1606

c'0.153231.9 2(0.9240.0278)d'2.841031(10.609)(36002/3)1.131 0.924故 Vs218.2126295.4Ls2128.2Ls2/3

在操作范围内,任取几个LS值,依上式计算出 VS 值,计算结果列于下表 12

LS,ms

30.0006 4.158

0.0015 4.058

0.0030 3.912

0.0045 3.766

VS,ms

3由以上数据即可作出提馏段液泛线

根据以上各线方程,可作出精馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示.

在负荷性能图上，作出精馏段操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图查得 ν

3m/s ， νs max=0.78

3

m/s s min=3.24

故操作弹性为

νs max/νs min=3.24/0.78=4.15

根据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示.

在负荷性能图上，作出提留段操作线；由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图查得

ν3 m/s ， νs max=0.853

m/s s min=3.6

故操作弹性为

νs max/νs min=0.85/3.6=4.23

根据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示.

筛板塔设计计算结果 序号 1

项目

平均温度tm，℃（精

馏段）

平均温度tm，℃(提馏

段)

2

平均压力Pm,，kPa（精

馏段）

平均压力Pm,，kPa(提

馏段)

3

3气相流量V（（精Sm/s）

数值 78.65

88.445

108.45

113.35

2.015

馏段）

3气相流量V（（提Sm/s）

1.981

馏段）

4

液相流量LS(m3/s) （精馏段）

0.002702

液相流量LS(m3/s) （提馏段）

5 6 7 8 9 10 11 12

实际塔板数 有效段高度Z，m

塔径,m 板间距,m 溢流形式 降液管形式 堰长,m 堰高,m（精馏段） 堰高,m（提馏段）

13 14

板上液层高度,m 堰上液层高度,m（精

馏段） 堰上液层高度,m（提

馏段

15

降液管底隙高度m(精

馏段)

降液管底隙高度m(提

馏段)

16 17

安定区宽度,m 边缘区宽度,m

0.003081

22 8．8 1.4 0.4 单溢流 弓形 0.924 0.03 0.0351 0.050 0.0136

0.014

0.0244

0.0278

0.07 0.035

18 19 20 21 22 23 24

开孔区面积,m2 筛孔直径,m 筛孔数目 孔中心距,m 开孔率,% 空塔气速,m/s 筛孔气速,m/s(精馏

段)

筛孔气速,m/s(提馏

段)

1.11 0.005 5698 0.015 10.1 1.288 17．97

17.67

25 稳定系数(精馏段) 稳定系数(提馏段)

2.355 2.043 液泛控制 漏液控制 0.1

26 27 28

负荷上限 负荷下限 液沫夹带eV,(kg液

/kg气)

29 30 31

液相负荷上限,m3/s 液相负荷下限m3/s 操作弹性（精馏段） 操作弹性（提馏段）

0.007882 0.0111 4.15 4.23

8)精馏塔接管尺寸计算；

进料管

前已算出，塔径D=0.7m，故可采用简单的直管进料结构，不加套管，手可入塔检修，由下式计算进料管直径

D4VS u料液由泵输送时uF可取1.5～2.5m/s 取uF1.8m/s,LFM817.31kg/m3,Vs则D=0.031m=31mm，

选内管为φ323.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm 5mm 回流管

通常重力回流管内液速度取0.2-0.5m/s，由泵输送uR=1.2-2.5m/s，取uR=2m/s，回流管直径dR4Lh

3600RL136.9929.20.00136m3/s

3600817.31液相xD：

78.4178.1578.378.15xD80.94% 74.72.43xD.43MLD460.809418(10.8094)40.66kg/kmol

L=209.12540.66=8503.02kg/h

807078.370乙744.32kg/m3

742.37.2乙7.2807078.370水977.82kg/m3

971.8977.8水977.81460.8094/40.661460.8094/40.66D759.76kg/m3

744.32977.82D43850344.5mmD=36003.142759.76

取管规格45mm 塔顶蒸汽出料管

塔顶的温度为78.3℃，此时 气相组成yD：

78.4178.1578.378.15yD82.92%

78.15.43yD.43MVD460.829218(10.8292)41.22kg/kmol

塔顶蒸气密度D蒸气体积流量V41.22273.151.43kg/m3

22.4(273.1578.3)1.58441.2215611.25kg/h

1.43常压下蒸汽的速度为15m/s 蒸汽量为V=

2.11.22273.153

2.15m/s

22.4(273.1578.3)d40.405m405mm

15取回流管规格为5009。 塔釜排出管

w一般取0.5-1.0m/s，取0.8m/s Ml=18.28kg/kmol LWM958.66Kg/m3

77.2418.280.000409m3/s3600958.66Lw=

d40.00040940.051m51m

0.8取此管规格为60mm

10） 对设计过程的评述和有关问题的讨论；

2设计图纸要求；

1绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）；

乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。 精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

乙醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

1) 乙醇水工艺流程图

2)精馏塔设计条件图：a,b

图a

图b

a1aa3bp2H1T5H2de五 设计基础数据：

1常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 液相中乙醇摩尔分数

气相中乙醇摩尔分数

x 0.000 0.010 0.020 0.040 0.060 0.080 0.100 0.140 0.180 0.200 0.250 0.300 0.350 0.400 0.450 0.500 0.550 0.600 0.650 0.700 y 0.000 0.110 0.175 0.273 0.340 0.392 0.430 0.482 0.513 0.525 0.551 0.575 0.595 0.614 0.635 0.657 0.678 0.698 0.725 0.755 0.750 0.800 0.850 0.4 0.900 0.950 1.000 0.785 0.820 0.855 0.4 0.8 0.942 1.000

3. 2乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。

名 相对分 表面 分子子质量 称 式 密度 沸 点 比热容 黏度 导热系张力  20℃ 101.33k(20℃) (20数 (20kg/m Pa Kg/(kg.℃) (20℃) ℃) ℃ ℃) mPa./(m.N/m s ℃) 3水 H2O 1.0018.02 998 100 4.183 5 0.599 72.8 乙 46.07 C2H5OH7 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8 醇 乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18 设计总结与心得：

精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短两周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有熟练的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。

在本设计中，计算复杂，计算量大。很多细节需要认真的思考分析后，作出判断，这过程中，多亏了我和吴喆同学在一起讨论，假设，和计算才终于获得了乙醇—水精馏塔设计的成功。这次设计是我们收获很多，原来化工操作和生产包含了如此多的技术和知识。我们也在本次设计中认知到了自己知识储备的不足，认识到了不足后，

我们也会以更加严谨的态度去学习化工原理这门课，只有理论和实践相结合才能发挥知识更大的作用。