山东科技大学-化工原课程设计-乙醇与水的筛板精馏塔设计.docx

山东科技大学
化学与环境工程学院
《化工原理》课程设计

设计题目 常 压 乙 醇-水 筛 板 精 馏 塔 的 设 计

学生姓名 班级、学号 20110111####

指导教师姓名 高军 徐冬梅

课程设计时间2013年12月30日-2014年1月3日

百分制
权重

设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%

独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%

设计最终成绩（五级分制）

指导教师签字:
化学与环境工程学院

一、设计题目：乙醇—水分离过程板式精馏塔设计
二、设计要求
1、设计一座分离乙醇-水连续精馏塔，具体工艺参数如下：
原料乙醇含量(质量分率m/m)：（25+1.1*(偶数序号/2-1)）%
原料处理量：
4万t/a [1组]；6万t/a [2组]；8万t/a [3组]；10万t/a [4组]；
每组10人左右，全班共分4组，按学号:1-10 (第一组), 11-20(第二组),21-30(第三组),其余第四组。
产品要求（质量分率m/m）：xD =0.935， xW=0.01
2、 操作条件
塔顶压力：3KPa（塔顶表压）
进料热状况：泡点进料, 进料压力：≤30KPa(表压)
回流比：自选
单板压降：≤0.7kPa
加热方式：间接蒸气加热
冷凝方式：全凝器，泡点回流
全塔效率：可取经验值0.3~0.7之间，或采用奥康内尔关联图计算,本题参考值0.6
年操作时数：8000h
3、塔板类型
筛板塔
三、设计内容
1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定
2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算
4、塔板的流体力学验算
5、塔板的负荷性能图的绘制 ★
6、精馏塔接管尺寸计算
7、绘制带控制点的生产工艺流程图(A3 图纸)
8、绘制主体设备图(A2图纸)
说明:1-4项可用ASPEN-PLUS计算,也可手工计算完成, 5-6可手工完成,7-8可用AUTOCAD或手工完成。
四、设计说明书
1、目录
2、设计方案的确定及工艺流程说明
3、工艺计算及主体设备设计
4、设计结果一览表
5、对本设计的评述及有关问题的说明
6、主要符号说明
7、参考文献
8、附图
五、参考书目（略）
指导教师: 高军 徐冬梅
2013 年 12 月 30 日

目录
一．概述 6
1．精馏与塔设备简介 6
2.筛板塔特点 7
3.体系介绍 7
4.设计任务及要求 7
二．设计说明书 8
1. 设计单元操作方案简介 8
2. 筛板塔设计须知 8
3. 筛板塔的设计程序 8
三．设计计算书 9
1．设计参数的确定 9
1.1进料热状态 9
1.2加热方式 9
1.3回流比（R）的选择 9
1.4塔顶冷凝水的选择 9
2.流程图简介及流程图 9
2.1流程简介 9
2.2流程图 9
3.理论塔板数的计算与实际板数的确定 10
3.1理论板数计算 10
3.1.1物料衡算 10
3.1.2 q线方程 10
3.1.3 平衡线方程 10
3.1.4及Rmin和R的确定 12
3.1.5精馏段操作线方程的确定 13
3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定 13
3.1.7提馏段操作线方程的确定 13
3.1.8图解法求解理论板数 13
3.2实际板数的确定 14
4.精馏塔工艺条件计算 14
41操作压强的选择 14
4.2操作温度的计算 14
4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 15
4.3.2液相表面张力的确定 16
4.3. 3 液体平均粘度计算 17
4.4塔径的确定 17
4.4.1 精馏段 17
4.4.2 提馏段……………………………………………………………………………… 18
4.5塔有效高度 19
4.6整体塔高 19
5.塔板主要参数确定 20
5.1溢流装置 20
5.1.1堰长lw 20
5.1.2出口堰高hw 20
5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af 20
5.1.4降液管底隙高度 21
5.2塔板布置及筛孔数目与排列 21
5.2.1塔板的分块 21
5.2.2边缘区宽度确定 21
5.2.3开孔区面积计算 21
5.2.4筛孔计算及其排列 22
6. 筛板的力学检验 22
6.1塔板压降 22
6.1.1干板阻力计算 22
6.1.2气体通过液层的阻力Hl计算 23
6.1.3液体表面张力的阻力计算计算 24
6.1.4气体通过每层塔板的液柱高 24
6.2筛板塔液面落差……………………………………………………………………….24
6.3液沫夹带 24
6.4漏液 24
6.5液泛 25
7.塔板负荷性能图 25
7.1漏液线 25
7.2液沫夹带线 26

7.3液相负荷下限线 27
7.4液相负荷上限线 27
7.5液泛线 27
7.6操作弹性 28
8.辅助设备及零件设计 29
8.1塔顶冷凝器（列管式换热器） 29
8.1.1估计换热面积……………………………………………………………………..29
8.1.2计算流体阻力………………………………………………………………………31
8.1.3计算传热系数……………………………………………………………………. 32
8.2各种管尺寸的确定 33
8.2.1进料管 33
8.2.2釜残液出料管 33
8.2.3回流液管 34
8.2.4再沸器蒸汽进口管 34
8.2.5塔顶蒸汽进冷凝器出口管 34
8.2.6冷凝水管 34
8.3原料预热器...........................................................35
8.4塔顶再沸器...........................................................35
8.5冷凝水泵 37
9.设计结果汇总 38
10参考文献及设计手册 40
四．附录 40

一、概述　　
1、精馏与塔设备简介
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的乙醇-水体系，加热乙醇（沸点78℃）和水（沸点100℃）的混合物时,由于乙醇的沸点较水为低,即乙醇挥发度较水高,故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将乙醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。
在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。
蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即乙醇-水体系。
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。
塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。

2、筛板塔的特点
筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小
孔径筛板(孔径为3—8mm)和大孔径筛板(孔径为10—25mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。
筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。
筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。
3、体系介绍
乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。
长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。
本次设计就是针对乙醇与水体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。本次设计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器，泵的选型做了计算。通过本次对筛板精馏塔的设计，使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法。培养独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。
由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指正。
4、设计要求
体系：乙醇－水；
已知：进料量F=200kmol/h
进料浓度： 0.20；
进料状态： q=1,泡点液体；
操作条件：塔顶压强=4 kPa(表压)， 单板压降不大于0.7kPa。
全塔效率： = 52%
分离要求：1) =88％；
2) =1％；
3)回流比R/Rmin =1.6 。
二、设计说明书
（1） 设计单元操作方案简介
蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离乙醇-水混合物体系应采用连续精馏过程。
蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。
（2） 筛板塔设计须知
（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。
（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。
（3） 筛板塔的设计程序
（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。
（2）塔径计算。
（3）塔板版面布置设计及降液管设计。
（4）塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图及确定确定操作点。
三．设计计算书
1.设计参数的确定
1.1进料热状态
泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q＝1。
1.2加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇-水体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130℃）间接水蒸汽加热。
1.3回流比（R）的选择
实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R＝（1.2～2）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R＝1.6Rmin。
1.4 塔顶冷凝水的选择
采用深井水，温度t＝12℃
2.流程简介及流程图
2.1流程简介
含乙醇0.15（摩尔分数）的乙醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含乙醇0.88），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含乙醇0.01）。
2.2流程简介图

3.理论塔板数的计算与实际板数的确定
3.1理论板数的确定
3.1.1物料恒算
= 0.15；=0.742；=0.00394（均化为摩尔分数）；F=240kmol/h
总物料恒算： 240=D+W
乙醇物料恒算： 240×0.15=0.742D+0.00394W
联立解得： D=47.50Kmol/h
W=192.50Kmol/h
3.1.2 q线方程
XF＝0.15 q＝1q线方程为：X＝0.15;
3.1.3 平衡线方程
乙醇（A）～水（B）二组分体系在下的气～液平衡数据

乙醇-水二元物系汽液平衡组成
乙醇摩尔分数/%
x
y
温度/℃
0
0
100
0.019
0.17
95.5
0.0721
0.3891
89
0.0966
0.4375
86.7
0.1238
0.4704
85.3
0.1661
0.5089
841.
0.2337
0.5445
82.7
0.2608
0.558
82.3
0.3273
0.5826
81.5
0.3965
0.6122
80.7
0.5079
0.6564
79.8

0.5198
0.6599
79.7
0.5732
0.6841
79.3
0.6763
0.7385
78.74
0.7472
0.7815
78.41
0.8943
0.8943
78.15
二元体系T-X-Y图如下：

所以，平衡线如下图

3.1.4Rmin和R的确定

由图做切线可知，Rmin=0.649
R=1.6Rmin=1.6*0.649=1.0384
3.1.5精馏段操作线方程

3.1.6提镏段操作线方程
已知 D=47.50Kmol/h ； R=1.0384
精馏段：L＝RD＝47.50×1.0384=49.324kmol/h
V＝（R＋1）D＝（1.0384+1）×47.50=96.824kmol/h
提馏段：L’＝L＋qF＝49.324+240=289.324 kmol/h
V’＝V－（1－q）F＝（R＋1）D＝V＝96.824kmol/h

3.1.7图解法求理论塔板数

由图可知：精馏段共有4 块理论板（包括再沸器）；第5块板为加料板；提馏段共有3块理论板（包括加料板）
3.2实际板层数的确定：
N精=5/0.52=9.62≈10
N提=3/0.52=5.77≈6(包括再沸器)
NP＝N精+N提＝10+6=16块
4.精馏塔工艺条件计算
4.1操作压强的选择
塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa
单板压降ΔP≤0.7kPa
进料板压力PF=105.3+0.7*10=112.3kPa
塔底压力P底=105.3+0.7*16=116.5kPa<1.5atm,满足要求
平均操作压力Pm=（105.3+116.5 ）/2=110.9 kPa
4.2操作温度的计算
泡点进料：XF＝0.15 通过“t-x-y”图查得 x=0.1238 , t=85.3℃；x=0.1661, t=84.1℃
使用内差法可得，当XF=0.15时，t=84.5℃
同理：可得塔顶温度:tD=78.45℃ 塔底温度：tw=99℃
进料板上一块塔板上组分为X＝0.32 所以该板上温度为：=81.5℃
进料板下一块塔板上组分为X＝0.03 所以该板上温度为：=97.6℃
精馏段平均温度：℃
提馏段平均温度：℃
全塔平均温度 ℃
4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算
4.3.1密度及流量
乙醇分子量为：46kg/kmol (Ma)　　　　　水的分子量为：18 kg/kmol (Mb)　
Ⅰ、精馏段
精馏段平均温度：℃
查t-x-y图，内差得 xa＝0.486，ya＝0.648
=733.856，= 979.878
液相平均分子量：
=XaMa+(1-Xa) Mb=46×0.486+（1-0.486）×18=31.608 kg/kmol
气相平均分子量：
Mv= yaMa+(1-ya) Mb=46×0.648+（1-0.648）×18=36.144kg/kmol
液相密度： 792.067
气相密度：1.332（气相视为理想气体）
液相流量： 0.000547
气相流量： 0.730
Ⅱ、提馏段
提馏段平均温度：℃
查t-x-y图,内差法得 xa＝0.00718，ya＝0.0642;
=698.23，=960.05
液相平均分子量：
ML’=XaMa+(1-Xa) Mb=0.00718×46+(1-0.00718) ×18=18.20kg/kmol
气相平均分子量：
Mv’= yaMa+(1-ya) Mb=0.0642×46+(1-0.0642) ×18=19.80kg/kmol
液相密度：953.51
气相密度：0.711（气相视为理想气体）
液相流量： 0.00153
气相流量： 0.749
4.3.2液相表面张力的计算
塔顶液相表面张力
塔顶温度:tD=78.45℃
=17.41 ,=62.43
=0.742*17.41+(1-0.742)*62.43=29.03
进料板液相表面张力
进料板温度：t=81.5℃ =16.92, =61.43
=0.15*16.92+0.75*6143=48.61
塔底液相表面张力
塔底温度：tw=99℃
，=15.03，=58.84
=0.00394*15.03+(1-0.00394)*58.84=58.6673
精馏段平均液相表面张力40.1274
提馏段平均液相表面张力53.6387
全塔平均液相表面张力43.8487
4.3.3液体平均黏度计算

塔顶液体粘度:tD=78.45℃,
=0.440,=0.364
0.742*lg0.44+(1-0.742)*lg0.364=-0.378;
0.42
同理,进料板液体：t=81.5℃
=0.407,=0.340
0.15*lg0.407+0.85*lg0.34=-0.457
=0.349
塔底液体：tw=99℃
=0.332,=0.287
0.00394*lg0.332+(1-0.00394)*lg0.287=-0.542
=0.2872
精馏段平均液相粘度(+)/2=0.385
提馏段平均液相粘度(+)/2=0.3181
全塔平均液相粘度(+)/2=0.3536
4.4塔径的确定
4.4.1精馏段
欲求塔径应先求出空塔气速 U＝安全系数×umax
功能参数：0.018
取塔板间距=0.45m，板上液层高度，
那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m

从史密斯关联图查得：，
由于0.0936
2.281
U=0.7=0.7*2.281=1.596
0.763m
圆整得 D=0.8m
塔截面积：0.5024
空塔气速：
4.4.2提镏段
功能参数：
取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：

从史密斯关联图查得：，
由于0.054

U’=0.7=0.7*1.977=1.384
圆整取 D’=0.9m
塔截面积：0.950
空塔气速：
4.5塔有效高度
精馏段有效高度
提馏段有效高度
从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米,所以应多加高(0.7-0.45)×2=0.5m
Z=++0.5=6.8m
4.6整体塔高
(1)塔顶空间HD
取HD=1.6=0.72m 加一人孔0.6米,共为1.32m
(2)塔底空间
塔底储液高度依停留4min而定
0.387m
取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间再开一直径为0.6米的人孔
1+0.367=1.367m
(3)整体塔高H=Z++=6.8+1.367+1.32=9.487m
五、塔板主要参数确定
5.1溢流装置
选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。
5.1.1堰长lw
取堰长lw＝0.66D＝0.660.9＝0.594m

5.1.2出口堰高hw
hw＝hL－how 其中
近似取E＝1，lw＝0.594m
，
得how=0.00631m ，how’= 0.0125m
取

m
取为0.06
实际

5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af
查图知可得

，
验算液体在降液管内停留时间

停留时间>5s 故降液管尺寸可用。
5.1.4降液管底隙高度
，取，则=
，故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度
5.2塔板布置及筛孔数目与排列
5.2.1塔板的分块
D≥800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为4块。

5.2.2边缘区宽度确定
取m
5.2.3开孔区面积计算

=0.194
5.2.4筛孔计算及其排列
物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
筛孔数目n为个
开孔率为φ=0.907
气体通过阀孔的气速:
精馏段
提馏段
6.筛板的力学检验
6.1塔板压降
6.1.1干板阻力计算
由/δ=1.67查图得=0.772
故精馏段= 0.051（ρv/ρl）×（uo/Co）2
=0.051×(1.332/792.067)×(37.26/0.772)=0.1998m液柱
提馏段’= 0.051（ρv’/ρl’）×（uo’/Co）2
=0.051×(0.711/953.51)×(3823/0.772)=0.093m液柱
6.1.2气体通过液层的阻力hl计算
Ua=Vs/(At-2Af)=0.730/(0.5024-2×0.036)=0.4304m/s；=Ua=0.497 ；查下表得β=0.790
Ua’=Vs’/(At-2Af)=0.749 /(0.950-2×0.036)=0.853m/s；’=Ua’=0.719； 查下表得β’=0.680
精馏段hl=β(hw+hw)=0.790×(0.06+0.00631)=0.06631m（液柱）
提馏段hl’=β’(hw+h’w)=0.680×(0.06+0.0125)=0.0493m（液柱）

6.1.3液体表面张力的阻力计算计算
精馏段=液柱
提馏段’=液柱
6.1.4气体通过每层塔板的液柱高
可按下计算
精馏段=0.1998+0.06631+0.0041=0.27021m液柱
提馏段=0.093+0.0493+0.0046=0.1469m液柱
6.2筛板塔液面落差
D1600mm,所以忽略液面落差
6.3液沫夹带
(kg液/kg气)
精馏段：,
提馏段：,
本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求。
6.4漏液
筛板塔,漏液点气速=
精馏段:
==8.33m/s,
提馏段:
==13.63m/s
实际孔速:精馏段＞,提馏段＞
稳定系数:精馏段K=Uo/Uomim=37.26/8.33=4.47,提馏段K’ =U’o/U’omim =38.23/13.63=2.80
均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求
6.5液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd≤φ()
对于设计中的乙醇-水体系φ=0.5, Hd≤0.5=0.51m
由于板上不设进口堰,m液柱
精馏段
提馏段
所以不会发生液泛现象
7、塔板负荷性能图
7.1漏液线
由=

得
精馏段：=

得=
提馏段：=

7.2液沫夹带线
以kg液/kg气为限求-关系：
由

，

精馏段,

整理得
提馏段

解得
解得

7.3液相负荷下限线
对平直堰取堰上上层清液高度
精馏段how=0.00631m ，

提馏段how’= 0.0125m，

7.4液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留的下限
故
精馏段：
提镏段：
7.5液泛线
Hd=φ()
由，，，
得
其中带入数据
精馏段 提馏段
所以精馏段
提馏段
7.6操作弹性
由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。
根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线

故精馏段操作弹性为/=3.05

由图，
故提馏段操作弹性为/=3.19
精馏段提馏段操作弹性均大于3小于5,符合要求。
8.辅助设备及零件设计
8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）
乙醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式
8.1.1估计换热面积
①．乙醇-水冷凝蒸汽的数据
tD=78.45℃冷凝蒸汽量：
由于乙醇摩尔分数为0.742,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg
②．冷凝水始温为12℃，取冷凝器出口水温为20℃，在平均温度
混合气单位冷凝热：
r1=600*0.742+400*0.00394=446.776

③a. 设备的热参数：
b．水的流量：
c．平均温度差：

根据“传热系数K估计表”取K=600W/(m2.℃)
传热面积的估计值为：
安全系数取1.2 换热面积A=1.2*10.99=13.18m2
管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s
管数：个
管长：
取管心距
壳体直径取600mm
折流板：采用弓形折流板
取折流板间距B=200mm
由上面计算数据，选型如下：
公称直径D/mm
600
管子尺寸/mm
25
公称压力 PN/（MPa）
1.6
管子长l/m
4.5
管程数Np
2
管数n/根
40
壳程数Ns
1
管心距t/mm
31.25
管子排列
正三角排列

核算管程、壳程的流速及Re:
（一）管程
流通截面积：
管内水的流速

（二）壳程
流通截面积： 取=7;
取折流板间距 h=300mm，

管外水流速

当量直径

8.1.2计算流体阻力
管程流体阻力
设管壁粗糙度ε为01mm，则ε/d=0.005,
查得摩擦系数λ=0.022

符合一般要求
壳程流体阻力

F=0.5
Re=1767.25>500，故
=7
挡板数 块
代入得
取污垢校正系数F=1.0
=8376.9Pa<10kPa
故管壳程压力损失均符合要求
8.1.3计算传热系数
管程对流给热系数
膜的雷诺数所以为垂直湍流管

壳程对流给热系数
Re
Pr1===0.02192
=0.36
=251.74
计算传热系数
取污垢热阻 Rs0.15m℃/kW Rs=0.58 m℃/kW
以管外面积为基准 则K=
K=（）=68.8
计算传热面积 A=46.8 m2
所选换热器实际面积为
A=n=25.79 m2
裕度Δ=0.166
所选换热器合适
8.2各种管尺寸的确定
8.2.1进料管
进料体积流量
取适宜的输送速度，故
m
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
实际管内流速：
8.2.2釜残液出料管
釜残液的体积流量：

取适宜的输送速度，则
m
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
实际管内流速：
8.2.3回流液管
回流液体积流量

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么
m
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
实际管内流速：
8.2.4再沸器蒸汽进口管

V=96.824×26.19/0.874=2993.89=0.83
设蒸汽流速为10m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
实际管内流速：
8.2.5塔顶蒸汽进冷凝器出口管
V=96.824×42.64/1.28=3225.45=0.90
设蒸汽流速为10m/s,
经圆整选取热轧无缝钢管，规格：
实际管内流速：
8.2.6冷凝水管
深井水温度为12，水的物性数据：
ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,
深井水的质量流率G2=12.29Kg/s，取流速为2m/s
管径
选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管
实际流速为
8.3原料预热器
原料加热采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽，加热至原料泡点，采用逆流加热，查表Cp乙醇=2.94 kJ/(kg•K) Cp水=4.23 kJ/(kg•K)
摩尔分数 xF=0.2
根据上式可知：Cpc=2.94×0.2+4.23×0.8=3.972kJ/(kg•K)
设加热原料温度由20℃到83.4℃

考虑到5%的热损失后
选择传热系数K=800 w/(m2•K)
计算传热面积：
℃

取安全系数为0.8 A实际=7.54/0.8=9.42
8.4塔釜再沸器（列管式再沸器（蒸发器））
①乙醇－水液体走管程，水蒸汽走壳程，采用逆流
物性数据：XW=0.00394，故基本可认为是水，
液体蒸发量：
气化液单位热为

大气压下的蒸汽密度 ，
在沸腾液体上面的蒸汽密度
利用压力为0.2MP的饱和水蒸气作为载热体，单位冷凝热，冷凝温度为，在冷凝温度下冷凝液的物性数据为：
按照蒸发器的计算程序：
⑴设备的热负荷等于：kW
⑵水的流量：
⑶平均温度差：
⑷按照传热方式估算传热系数
传热面积：
取管高，壳体直径和传热面积的换热器
精确计算：取单位负荷估定值作为第一次逼近

为确定必须确定计算系数A和B

管壁厚度，材料为不锈钢，壁面和污垢热阻总和为
于是
利用Excel解得认为是真实的单位热负荷于是所需传热面积为： 裕度
列管式再沸器参数列表
壳体直径(mm)
1200
管径(mm)
25×2
壳程
1
管子总数
1083
管程
1
管子传热面积
256
管长(mm)
3000
质量
≤7000kg
8.5冷凝水泵
雷诺数
取ε=0.01，,查图摩擦系数λ=0.0315
各管件及阀门阻力系数如下:
名称
水管入口
进口阀
90·弯头×4
半开型球阀
ξ
0.5
6
0.75×4
9.5

设管长为5米,
=
=4.4
扬程 取 20m
流量
选择IS100-65250型离心泵,参数为
流量V=120,扬程,H=74.5m转速
泵效率,Ƞ=73%轴功率Na=33.3kW
9. 设计结果汇总
筛板塔设计计算结果及符号汇总表
参数符号
参数名称
精馏段
提馏段
T m (C)
平均温度
79.98
98.30
P m (kpa)
平均压力
105.3
116.5
M Lm(kg/kmol)
液相平均摩尔质
31.608
18.02
M Vm(g/kmol)
气相平均摩尔质量
36.144
19.80
ρlm (kg/m)
液相平均密度
792.067
953.51
ρvm (kg/m)
气相平均密度
1.332
0.711
σm (dyn/cm)
液体平均表面张力
40.1274
53.6387
μm (mpa·s)
液体平均粘度
0.385
0.3181
Vs(m/s)
气相流量
0.730
0.749
Ls (m/s)
液相流量
0.000547
0.00153
N
实际塔板数
10
6
Z( m)
有效段高度
4.05
2.25
D(m)
塔径
0.8
0.9
H T(m)
板间距
0.45
0.45
δ (m)
板厚
0.003
0.003

溢流形式
单溢流
单溢流

降液管形式
弓形