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化工原理
课程设计

设计题目 ：乙醇——水连续精馏塔设计

设计人员:张东京 袁海龙 霍胜超
所在班级: 08级化学工程与工艺 成绩
指导老师: 陈艳丽 日期 2011.06.21

（一）、设计题目：乙醇——水连续精馏塔的设计
生产能力20000吨/年90%的乙醇产品
进料组成 30%乙醇，其余为水
（二）、设计任务及操作条件
（1）产品的乙醇含量不低于90%；
（2）塔顶易挥发组分的回收率为99%；
（3）每年按330天计算，每天24小时；
（4）操作条件：
a）精馏塔顶压强 4kPa（表压）
b）进料热状况 自选
c）回流比 自选
d）加热蒸汽压 低压蒸汽
e）单板压强降 0.7kPa
（三）、设备形式：设备形式为筛板塔或浮阀塔
（四）、厂址：天津地区
（五）、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）塔体的流体力学验算；
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）。
（六）、设计基础数据：
1、常温下乙醇—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。

乙醇-水溶液连续精馏塔设计
一、精馏流程的确定
乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点厚，送至精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却后送至储槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至储槽。流程图略。
二、塔的物料衡算
(一)料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数
XF ==0.144
XD ==0.779
(二)平均摩尔质量
=0.144×46+（1-0.144）×18=22.032Kg/Kmol
同理得 =0.779×46+（1-0.779）×18=39.812Kg/Kmol
(三)物料衡算
由题意得 qn.D==62.43kmol/h
η===0.99
∴ qn.F=341.14kmol/h
qn.D/qn.F=（xF-xW）/(xD-xW)
即 62.43/341.14=

∴ xw=0.00176
qn.F×xF=qn.DxD+qn.w×xw
341.14×0.144=62.43×0.779+qn.w×0.00176
∴ qn.w=279.09kmol/h

三、塔板数的确定
（一）理论塔板数NT 的求取
（1）根据乙醇、水的气液平衡数据作y—x图及t—x—y图。
（2）求最小回流比Rmin 及操作回流比

过A（0.779，,0779）作切线，选择饱和液体进料 即q=1
=0.859
R=20.859=1.718
精馏段操作线方程：
yn+1=x+xD=0.632x+0.287
（3）进料方程（q线方程）
y=x+
q线方程代表精馏段与提馏操作线交点的轨迹方程。
因为是泡点进料q=1，所以进料方程为x=xF
由图得：理论塔板数是10层（不包括再沸器），其中精馏段7层，提馏段3层
(二)全塔效率
设=53％
则 精馏段实际塔板数7/0.53=13.2≈14
提馏段实际塔板数3/0.53=5.6≈6
总塔板数为20（不包括再沸器）
塔顶压力为
101.325+4=105.325Kpa
塔顶压力为
105.325+0.7×20=119.3Kpa
有试差法求的 =82.7℃
=104.5℃
=（ + ）/2=(82.7+104.5)/2=93.6℃
粘度的计算
在 =93.6℃查的
水的粘度为0.304Mpa.s
乙醇的粘度0.365 Mpa.s
所以溶液的平均粘度是
0.144×0.365+（1—0.144）×0.304=0.313Mpa.s
在平均温度下求得平均相对挥发度为
=2.2487
根据=0.49（）-0.245 求得=53.4％且<1％，
所以假设成立。
(三)实际塔板的确定：
由于计算得=0.534
则
精馏段理论塔板数为7/0.534=13.11≈14
提馏段理论塔板数为4/0.534=5.62≈6( 不包括再沸器)
四、塔的工艺条件及物性数据计算（精馏段）
(一)操作压强Pm
塔顶压强=105.325KPa，取每层塔板压降ΔP=0.7 kPa，
则进料板压强
=105.325+14×0.7=115.1KPa
=（105.35+115.1）/2=110.2KPa
（二）温度
根据操作压强，依下式是差计算操作温度：
安托尼方程：
P=P*A.xA+P*B.xB
试差计算结果，塔顶=82.7℃，进料板=99℃，
则精馏段平均温度℃
（三）、平均摩尔质量Mm
塔顶 xD=y1=0.779 x1=0.740
MVDm=0.779×46+（1-0.779）×18=39.81kg/kmol
MLDm=0.740×46+(1-0.740) ×18=38.72 kg/kmol
进料板 xF=0.08 yF=0.37
MVFm=0.37×46+(1-0.37)×18=28.36kg/kmol
MLFm=0.08×46+(1-0.08)×18=20.24kg/kmol
故精馏段平均摩尔质量
MVm精==34.085kg/kmol
MLm精==29.48 kg/kmol
（四）、平均密度ρM
1、液相密度ρLm
依下式 （为质量分数）

LmD=752 kg/m3
进料板，由由加料版液相组成，xA=0.08

LmD=904.25 kg/m3
故精馏段平均液相密度ρLm精= kg/m3
2、气相密度ρmv
ρmv精==1.243 kg/m3
（五）、液体表面张力бm
бm=
m（顶）=0.779×16.89+（1-0.779）×0.6209=13.29 mN/m
m(进)=0.08×15.3+(1-0.08)×0.5899=1.767 mN/m
所以精馏段平均表面张力为：бm(精)==7.53 mN/m
（六）、液体黏度Lm
µm=
L(顶)=0.779×0.44+（1-0.779)×0.35=0.3853 mPa.s
L(进)=0.144×0.36+(1-0.144) ×0.36=0.36 mPa.s
（七）、气液负荷计算
V=（R+1）qnD=（1.718+1）×62.43kmol/h=169.685 kmol/h
VS=== 1.293m3/s
L=RqnD=1.718×62.43=107.255kmol/h
LS===0.001061 m3/s
Lh= 3600LS=0.001085×3600=3.820 m3/h

五、塔和塔板主要工艺尺寸的计算
*****精馏段
（一）塔径D
参考下图
板间距与塔径的关系
塔径 HT/m
0.3~0.5
0.5~0.8
0.8~1.6
1.6~2.4
2.4~4.0
板间距 HT/m
200~300
250~300
300~450
350~600
400~600
注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87。
初选板间距HT=0.45m，取板上液层高度hL=0.05m,故
HT-hL=0.45-0.05=0.4m
==0.020
查下图

史密斯关联图
图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；V ,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； ρV，ρL ——分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。
注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87
得C20=0.085依式C=C20（）0.2校正物系表面张力为7.53mN/m时的C，则C=0.085（）0.2=0.0699
umax=C=0.0699=1.803m/s
取安全系数为0.70，则
u=0.70umax=0.70×1.803 =1.262m/s
故， D===1.006m
按标准，塔径圆整为1.0m，则空塔气速为1.262 m/s
（二）溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。
1、溢流堰长lW
取堰长lW为0.66D，即
lW=0.66×1.0=0.66 m
2、出口堰高hW
hW=hL-hOW
由 lW/D=0.66/1.0=0.66,Lh/lW2.5==11.04m,查下图

液流收缩系数计算图
注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87
知E为1.02，依式hOW=，得hOW==0.0094 m
故 hW=0.045-0.0094m=0.0356m
3、降液管的宽度Wd与绛液管得面积A，

由 lW/D=0.66,查上图
得 Wd/D=0.126,Af/AT=0.0724
故 Wd=0.126D=0.126×1.0=0.126m
Af=0.0724×=0.724=0.0568m2
由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 ==24.09(大于5s符合要求)
4、降液管底隙高度ho
取液体通过降液管底隙的流速uo为0.08m/s，依式计算降液管底隙高度ho，即 ==0.0201m。
（三）、塔板布置
（1）取Fo =11，do=0.039
uo=Fo/(ρv)1/2 =11/1.2431/2=9.87 m/s
N= VS/0.785do2uo=1.293/(0.7850.001529.87)=109.79
(2)取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度0.07m
（2）、依式计算开孔面积

==0.752m2
其中
= =0.304m
==0.44m
（四）、浮阀数n与开孔率
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75 mm=0.075m.则按下式可以估算排间距t’,即
t’===0.0913m=91mm
N=109,重新核算孔速及阀孔动能因数：
uo=9.47m/s F0=10.56
开孔率：*100％=13.3％
（五）、塔优先高度Z（精馏段）
Z=(N-4)HT
=(14-4)*0.45=4.5m
在进料板上方开1个人孔，精馏段开2个人孔，高位0.8m
六、筛板的流体力学验算
***精馏段
（一）气体通过浮阀塔板的压降
依式=++
1．干板阻力：uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/1.243)1/1.825=9.323m/s
uo=9.47> uoc
由式得=5.34 (uo 2/2g)( ρv/ρL)=5.34=0.0367m
2.板上充气液层阻力 取=0.5
hl=hL=0.5*0.05=0.025m
3.克服表面张力所造成的阻力忽略

单板压强降（设计允许值）
（二）淹塔
为了防止淹塔现象的发生要求控制降液管中清夜层高度

1）与气体通过塔板压降相当的液柱高度=0.0617
2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰
即
3）板上液层高度
=0.0617+0.05+9.4110-4=0.113
取，=0.45m, hW=0.0356m

,符合防止淹塔的要求。
（二）雾沫夹带量的验算
F1===69.98%
或F1===63.53%
板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1-0.126*2=0.748
板上液流面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0568=0.6714
根据这两个公式泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1
故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带
七、塔板负荷性能图
***精馏段
（一） 雾沫夹带线（1）
F1===0.8
F1==0.8
Vs=-26.33Ls+1.623

在操作范围内，任取几个Ls值，依(1)式算出相应的Ｖｓ值列于下表中。

0.001
0.002
0.003
0.004

1.6
1.57
1.54
1.52
依表中数据在ＶＳ——ＬＳ图中做出雾沫夹带线，如图所示
（２）、液泛线（2）
由=hp+hL+hd确定液泛线忽略hб
hL=
=5.34 ++(1+)
+2.84/1000E
uo=VS/0.785do2N
0.5(0.45+0.0405)=5.34++(1+0.5)(0.0405+0.88)
得：Vs2=4.98-35.68-22588.92
在操作范围内，任取几个Ls值，依（2)式算出相应的(Ｖsｓ值列于下表中,依表中数据做出液泛线。)

0.001
0.0015
0.003
0.0045

2.14
2.11
2.00
1.88
（三）、液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为5s，由式

液相负荷上限线（3）在Vs——Ls坐标图上与气体流量VS无关的垂直线，如图线（3）所示。
（四）、漏液线（气相负荷下限线）（4）
对F1型重阀依F0=u0=5计算，则u0=。又知Vs=N u0，即Vs=N，可由此式求出气相负荷Vs的下限，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。
依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，
则Vs=N
Vsmin=Nu0=0.7850.0392109.794.48=0.5873 m3/s
（五）、液相负荷下限线（5）
取平堰、堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件，依式 hOW=，取E≈1.0， 则hOW=
0.006=
Lsmin=5.64104 m3/s
依此值在VS——LS图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图所示。
将以上5条标绘于VS——LS图，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点相应气相负荷为VS,min。
可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。
精馏段的操作弹性===3.42

***提馏段计算如下：
（一）、操作压强Pm
塔底压强：PW=105.3+0.7*(14+6)=119.3 kPa
PF=105.325+0.7*14=115.1 kPa
提馏段平均操作压强：Pm‵==110.2 kPa
（二）、温度：tm
根据操作压强，依下式试差操作温度：
根据安托尼方程及下式
P=P乙醇‵*X乙醇+ P水‵*X水
试差计算结果，进料板tF=99.0℃ 塔底tw=104.5℃
则提馏段平均温度为：tm‵=℃=101.75℃
（三）、平均摩尔质量Mm
进料板 xF=0.08 yF=0.39
MVFm=0.39×46+(1-0.39)×18=28.92 kg/kmol
MLFm=0.08×46+(1-0.08)×18=20.24kg/kmol
塔底 xw=0.0036 yi=0.06
MVFm=0.0646+(1-0.06)18=24.3 kg/kmol
MLFm=0.003646+(1-0.0036) 18=18.1kg/km
（四）、平均密度
1、液相密度：
依下式 =+
塔底 =+
=955.76kg/m3
进料板，由由加料版液相组成，xA=0.08

LmD=904.25 kg/m3
故提馏段平均液相密度： ==930 kg/m3

（五）、液相表面张力：бm
бm=
Δm（底）=0.003614.8+（1-0.036）57.95 =0.63 mN/m
Δm（进）=1.767 mN/m
提馏段平均表面张力为：бm（提）=1.2 mN/m
（六）、液相黏度：µm
µm=
µL（底）=0.00352*0.33+（1-0.00352）*0.27=0.27 mPa.s
L (进)=0.144*0.36+(1-0.144)*0.36=0.36 mPa.s
==0.315 mPa.s
（七）、气液负荷计算
由于是泡点进料，即q=1，则
V′= V
=169.658kmol/h
V′S===1.216 m3/s
L′=L+F=107.255+341.14=448.395kmol/h
L′s===0.037m3/s
Lh‵= Ls‵3600=0.0373600=133.2m3/h
提馏段操作线方程：
y=(L’/V’)x’-(W/V’)xw= x’-0.00352=2.659x’-5.84110-3
五、塔和塔板主要工艺尺寸的计算
*****提馏段
（一）、塔径D
参考下图
板间距与塔径的关系
塔径 HT/m
0.3~0.5
0.5~0.8
0.8~1.6
1.6~2.4
2.4~4.0
板间距 HT/m
200~300
250~300
300~450
350~600
400~600
注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87。
初选板间距HT=0.5m，取板上液层高度hL=0.05m,故
HT-hL=0.45-0.05=0.4m
==0.065
查下图

史密斯关联图
图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；V ,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； ρV，ρL ——分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。
注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87
得C20=0.084 依式C=C20（）0.2
C=0.084（）0.2=0.0479
umax=C=0.0479=1.53m/s
取安全系数为0.70，则
u=0.70umax=0.701.53=1.07 m/s
故， D===1.07m
按标准，塔径圆整为1.0 m，则空塔气速为1.53m/s
（二）、溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。
1、溢流堰长lW
取堰长lW为0.66D，即
lW=0.66*1.0=0.66 m
2、出口堰高hW
hW=hL-hOW
由 lW/D=0.66/1.0=0.66,Lh/lW2.5==11.04m,查下图

液流收缩系数计算图
注：化工原理课程设计 天津科学技术出版社P87
知E=1.02，依式hOW=，得hOW==0.0095 m
故 hW=0.045-0.0095m=0.0405m
3、降液管的宽度Wd与绛液管得面积A，

由 lW/D=0.66,查上图
得 Wd/D=0.125,Af/AT=0.0722
故 Wd=0.125D=0.125×1.0=0.125m
Af=0.0722×=0.722=0.0567m2
由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 ==12.95(大于5s符合要求)
4、降液管底隙高度ho
取液体通过降液管底隙的流速uo为0.08m/s，依式计算降液管底隙高度ho，即 ==0.0249m。
（三）、塔板布置
（1）取Fo =11，do=0.039
uo=Fo/(ρv)1/2 =11/0.9531/2=11.54 m/s
N= VS/0.785do2uo=0.963/(0.785*0.00152*11.54)=70
、取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度0.07m
（2）、依式计算开孔面积

==0.752m2
其中
= =0.305m
==0.44m
以上各参数见图
（四）、浮阀数n与开孔率
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75 mm=0.075m.则按下式可以估算排间距t’,即
t’===0.143m=143mm
N=70,重新核算孔速及阀孔动能因数：
uo=11.52m/s F0=10.98
开孔率：*100％=9.23％
（五）、塔优先高度Z（提馏段）
Z=(N-4)HT
=(6-2)*0.45=1.8m
在进料板上方开1个人孔，精馏段开2个人孔，高位0.8m
六、筛板的流体力学验算
***提馏段
（一）气体通过浮阀塔板的压降
依式=++
1．干板阻力：uoc=(73.1/ρv)1/1.825=(73.1/0.9084)1/1.825=11.07m/s
uo=11.07> uoc
由式得=5.34 (uo 2/2g)( ρv/ρL)=5.34=0.0353m
2.板上充气液层阻力 ， 取=0.5
hl=hL=0.50.05=0.025m
3.克服表面张力所造成的阻力忽略

单板压强降（设计允许值）
（二）、淹塔
为了防止淹塔现象的发生要求控制降液管中清夜层高度

1）与气体通过塔板压降相当的液柱高度=0.0603
2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰
即
3）板上液层高度
=0.0603+0.05+0.0022=0.113
取，=0.45m, hW=0.0356m

,符合防止淹塔的要求。
（二）、雾沫夹带量的验算
可有以下两式计算
F1===42%
或F1===40.85%板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1-0.125*2=0.75
板上液流面积 Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0567=0.689
根据这两个公式泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1
故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带
七、塔板负荷性能图
***提馏段
（一）雾沫夹带线（1）
F1===0.8
Vs=2.01-32.59Ls
在操作范围内，任取几个Ls值，依(1)式算出相应的Ｖｓ值列于下表中。

0.001
0.002
0.003
0.004

1.98
1.94
1.91
1.88
依表中数据在ＶＳ——ＬＳ图中做出雾沫夹带线，如图所示
（二）、液泛线（2）
由=hp+hL+hd确定液泛线忽略hб
hL=
=5.34 ++(1+)
[+2.84/1000E]
uo=VS/0.785do2N
0.5(0.45+0.0356)=5.34++(1+0.5)(0.0356+566.5)
得：Vs2=4.98-35.98-14877
在操作范围内，任取几个Ls值，依（2)式算出相应的(Ｖsｓ值列于下表中,依表中数据做出液泛线。)

0.001
0.0015
0.003
0.0045

2.15
2.12
2.02
1.92
（三）、液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为5s，由式

液相负荷上限线（3）在Vs——Ls坐标图上与气体流量VS无关的垂直线，如图线（3）所示。
（四）、漏液线（气相负荷下限线）（4）
对F1型重阀依F0=u0=5计算，则u0=。又知Vs=N u0，即Vs=N，可由此式求出气相负荷Vs的下限，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。
依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，
则Vs=N
Vsmin=Nu0=0.7850.003970=0.438 m3/s
（五）、液相负荷下限线（5）
取平堰、堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件，依式 hOW=，取E≈1.0， 则hOW=
0.006=
Lsmin=5.3110-4 m3/s
依此值在VS——LS图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图所示。
将以上5条标绘于VS——LS图，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点相应气相负荷为VS,min。
可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。
精馏段的操作弹性===4.55

八 精馏塔的接管尺寸
选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底冷却器，热虹吸式再沸器。根据热量衡算计算各换热设备的加热蒸汽或冷却水的耗量。
各接管尺寸的确定
（1）、进料管
进料体积流量Vsf==5.88m3/h=0.0016m3/s
取适宜的输送速度，故
d计===0.0319m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：uf=4*0.0016/(3.14*0.039*0.039)=1.34m/s
（2）、釜残液出料管
釜残液的体积流量：
Vsw==4.07 m3/h=0.00113 m3/s
取适宜的输送速度，则
d计=m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：uw ==0.946 m/s
（3）、回流液管
回流液体积流量
VsL==4.216 m3/h=0.00117 m3/s
利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么
d计=m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：uw ==0.98 m/s

（4）、塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：
Vsv= m3/h=1.155m3/s
取适宜速度，那么
d计=m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：usv ==21.25m/s
（5）、水蒸汽回流管管
塔的水蒸气体积流量：
V’sv= m3/h=0.77m3/s
取适宜速度，那么
d计=m
经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：
实际管内流速：usv ==17.9m/s

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