化工原理课程设计乙醇——水精馏塔设计（浮阀塔）

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 设计任务书 ..................................................................................................................... 4 3 设计方案的确定及流程说明 ......................................................................................... 5 3.1 塔的类型选择 ...................................................................................................... 5 3.2 塔板类型的选择 .................................................................................................. 5 3.3 塔压确定 .............................................................................................................. 5 3.4 进料热状况的选择 .............................................................................................. 5 3.5 塔釜加热方式的确定 .......................................................................................... 5 3.6 塔顶冷凝方式 ...................................................................................................... 6 3.7 塔板溢流形式 ...................................................................................................... 6 3.8 塔径的选取 .......................................................................................................... 6 3.9 适宜回流比的选取 .............................................................................................. 6 3.10 操作流程 ............................................................................................................ 6 4 塔的工艺设计 ................................................................................................................. 7 4.1 精馏塔全塔物料浓度计算：
.............................................................................. 7 4.2 理论板的计算 ...................................................................................................... 7 4.2.1 最小回流比的计算 ................................................................................... 7 4.2.2 理论板数的计算 ....................................................................................... 8 4.2.3 塔板效率的计算 ..................................................................................... 13 4.2.3.1 塔顶的温度 tD 的计算 13 4.2.3.2 塔底的温度 tW 和总板效率 ET 的计算 14 4.2.4 实际板数的计算 ..................................................................................... 16 4.2.5 进料温度的计算 ..................................................................................... 16 4.3 平均参数的计算 ................................................................................................ 17 4.3.1 全塔物料衡算 ......................................................................................... 17 4.3.2 平均温度的计算 ..................................................................................... 17 4.3.3 平均压力的计算 ..................................................................................... 17 4.3.4 气液两相平均密度的计算 ..................................................................... 18 4.3.4.1 气液相组成的计算 ...................................................................... 18 4.3.4.2 各液相平均密度的计算 .............................................................. 19 4.3.4.3 平均相对分子量的计算 .............................................................. 20 4.3.4.4 各气相平均密度的计算 .............................................................. 21 4.3.5 平均表面张力的计算 ............................................................................. 22 4.3.6 气液两相平均体积流率的计算 ............................................................. 25 4.4 塔径的初步设计 ................................................................................................ 26 4.4.1 精馏段塔径的计算 ................................................................................. 26 4.4.2 提馏段塔径的计算 ................................................................................. 27 4.5 塔高的设计计算 ................................................................................................ 28 5 塔板结构设计 ............................................................................................................... 30 5.1 溢流装置计算 .................................................................................................... 30 5.2 塔板及浮阀设计 ................................................................................................ 31 5.2.1 塔板的结构尺寸 ..................................................................................... 31 5.2.2 浮阀数目及排列 ..................................................................................... 32 5.2.2.1 精馏段浮阀数目及排列 ............................................................... 32 5.2.2.2 提馏段浮阀数目及排列 ............................................................... 34 5.3 塔板流体力学验算 ............................................................................................ 35 5.3.1 气相通过浮阀塔板的压降 ..................................................................... 35 5.3.1.1 精馏段压降的计算 ...................................................................... 35 5.3.1.2 提馏段压降的计算 ...................................................................... 36 5.3.2 液泛 ......................................................................................................... 36 5.3.2.1 精馏段液泛计算 .......................................................................... 36 5.3.2.2 提馏段液泛计算 .......................................................................... 37 5.3.3 雾沫夹带 ................................................................................................. 37 5.3.4 漏液 ......................................................................................................... 38 6 塔板负荷性能图 ........................................................................................................... 38 6.1 雾沫夹带线 ........................................................................................................ 38 6.2 液泛线 ................................................................................................................ 38 6.3 液相负荷上限线 ................................................................................................ 39 6.4 漏液线 ................................................................................................................ 39 6.5 液相负荷下限线 ................................................................................................ 39 6.6 塔板负荷性能图 ................................................................................................ 40 6.6.1 精馏段塔板负荷性能图 ......................................................................... 40 6.6.2 提馏段塔板负荷性能图 ......................................................................... 41 7 附属设备设计 ............................................................................................................... 43 7.1 产品冷却器设计选型 ........................................................................................ 43 7.2 接管尺寸计算 .................................................................................................... 44 7.2.1 进料管 ..................................................................................................... 44 7.2.2 塔顶蒸汽出口管 ..................................................................................... 44 7.2.3 回流液入口管 ......................................................................................... 45 7.2.4 塔顶出料管 ............................................................................................. 45 7.2.5 塔底出料管 ............................................................................................. 46 7.2.6 塔底蒸汽入口管 ..................................................................................... 46 8 设计结果汇总 ............................................................................................................... 47 8.1 各主要流股物性汇总 ........................................................................................ 47 8.2 浮阀塔设计参数汇总 ........................................................................................ 47 8.3 产品冷却器设计结果汇总 ................................................................................ 48 8.4 接管尺寸汇总 .................................................................................................... 48 9 设计评述及感悟 ........................................................................................................... 49 10 参考文献 ...................................................................................................................... 50 11 附录 ............................................................................................................................. 51 附录 1 主要符号说明 .............................................................................................. 51 附录 2 乙醇——水系统的气液平衡数据表 .......................................................... 51 附录 3 不同温度下乙醇和水的粘度 ...................................................................... 52 附录 4 不同温度下乙醇和水的密度 ...................................................................... 53 附录 5 不同温度下乙醇和水的表面张力 .............................................................. 53 12 附图 ............................................................................................................................. 53 2 设计任务书 一、设计题目：乙醇——水体系浮阀式精馏塔设计 二、设计任务及条件 1.进精馏塔料液含乙醇 25%(质量分数)，其余为水。

2 .产品乙醇含量不得低于 94%(质量分数)。

3 .残液中乙醇含量不得高于 0.1%(质量分数)。

4.生产能力为日产(24 小时)115 吨 94%的乙醇产品。

5.操作条件：
精馏塔顶压力 4kPa(表压) 进料状况 泡点进料 回流比 R/Rmin = 1.45 单板压降 不大于 667Pa 加热蒸汽压力 101.325kPa(表压) 6.设备型式：浮阀塔 7.厂址：天津地区 三、设计内容及要求 1.设计方案的确定及流程说明 2.精馏塔的工艺计算(包括物料衡算、理论塔板数、回流比、总板效率、平均参 数、塔高、塔径设计等) 3.塔板结构设计及流体力学验算 4.塔板负荷性能图的绘制 5.附属设备的设计(包括产品冷却器和接管选型) 6.设计结果汇总(包括主要设备尺寸及衡算结果等) 7.设计评述及心得感悟 8.附图：图解理论板(包括塔顶和塔底区域的局部放大图)，塔板负荷性能图(精馏 段和提馏段各一个)，生产工艺流程图及主题设备图(2 号图)。

3 设计方案的确定及流程说明 3.1 塔的类型选择 本设计任务为分离乙醇—水混合物。对二元混合物的分离，应采用连续精馏流 程。一般来讲，板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，操作 弹性大，且造价低，检修、清洗方便，因而在工业上应用较为广泛。

考虑到设计、制造及生产技术的成熟稳定性，确定采用板式塔进行精馏操作。

3.2 塔板类型的选择 在板式塔的塔板类型中，浮阀塔板吸收了泡罩塔板和筛孔塔板的优点，具有结 构简单、制造方便、造价低，塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大，塔板效率 高等诸多优点。因此优先选用浮阀塔板。

3.3 塔压确定 工业精馏可在常压、加压或减压下进行。确定操作压力主要是根据处理物料的 性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。

一般来说，常压精馏最为简单经济，可减少因加压或减压操作所增加的增、减 压设备费用和操作费用，提高经济效益。若无特殊要求，应尽量在常压下操作。加 压精馏可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却 剂，减少冷凝和冷却费用。在相同的塔径下，适当提高塔的操作压力还可以提高塔 的处理能力。减压精馏可以防止某些易分解组分在精馏过程之中受热分解。

乙醇——水物系在操作温度下非常稳定，在综合平衡操作可行性及设备、操作 费用各因素之后，确定采用塔顶压力为(101.325+4)kPa 进行操作。

3.4 进料热状况的选择 工业上均采用接近泡点的液体进料或泡点进料，这样可以保证进料温度不受季 节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较容易控制。因此本设计采用 泡点进料。

3.5 塔釜加热方式的确定 蒸馏塔塔釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。但本设计案例具 有其特殊性，由于其塔底产物接近于纯水，而且在实际生产中直接蒸汽加热有更高 的热效率。结合设计任务要求，确定其塔釜加热方式为蒸汽直接加热。

3.6 塔顶冷凝方式 泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。

3.7 塔板溢流形式 U 形流的液体流径比较长，可以提高板效率，其板面利用率也高，但是液面落 差大，只适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流的液体流径较长，塔板效率较高， 塔板结构简单，加工方便，在直径小于 2.2m 的塔中被广泛使用。双溢流的优点是液 体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低，一般用于直 径大于 2m 的塔中。阶梯式双溢流的塔板结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量 很大的特殊场合。

通过对本例中的液体流量、塔径等进行初步估计，确定选用单溢流塔板。

3.8 塔径的选取 板式塔的塔径依据流量公式计算，在设计时，一般依据严重液沫夹带时的极限 空塔气速来决定。在估算出塔径后，还应按塔径系列标准进行圆整，并进行流体力 学验算。

精馏段和提馏段的汽液负荷及物性是不同的，故设计时两段的塔径应该分别计 算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径；
若二者相差较大，应采用变径塔。

3.9 适宜回流比的选取 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最 低时的回流比为最适宜的回流比。

确定回流比的方法为：先求出最小回流比 Rmin，根据经验取实际操作回流比为 最小回流比的 1.2~2.0 倍。乙醇—水混合物系属易分离物系，最小回流比较小，结合 此设计任务要求，操作回流比取最小回流比的 1.45 倍。

3.10 操作流程 乙醇—水溶液经预热器预热至泡点后，用泵送入精馏塔进料板。塔顶上升蒸气 采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品用于预热原料液，冷却后送入贮槽。精馏装置有 精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔底蒸汽 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，由冷凝器中的冷却介 质将余热带走。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。

按照设计任务书要求绘制生产工艺流程图一份，附后。

4 塔的工艺设计 4.1 精馏塔全塔物料浓度计算：
F 原料液流量（kmol/s）
xF 原料组成（摩尔分数）
D 塔顶产品流量（kmol/s）
xD 塔顶组成（摩尔分数）
W 塔底残液流量（kmol/s）
xW 塔底组成（摩尔分数）
V0 加热蒸汽量（kmol/s）
M 乙醇 = 46.07 kg/kmol M 水 = 18.02 kg/kmol 进料组成：
塔顶组成：
 xF = 0.25 / 46.07 0.25 / 46.07 + 0.75 / 18.02  = 0.115343 塔底组成：
 xD = 0.94 / 46.07 0.94 / 46.07 + 0.06 / 18.02  = 0.859707 日生产量：
 xW = 0.001 / 46.07 = 0.000391 0.001/ 46.07 + 0.999 / 18.02 D = 115t/d = 115000 86400´[0.859707 ´ 46.07 + (1- 0.859707) ´18.02]  = 0.031590kmol/s 则以纯净乙醇计的产量为 DxD = 0.031590 × 0.859707 = 0.027158 kmol/s 4.2 理论板的计算 4.2.1 最小回流比的计算 根据 1.01325×105Pa 下乙醇——水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即 x-y 曲线 图。已知乙醇——水为非理想物系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与 q 线的交 点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，对应的回流比为最小的回流 比。最小回流比的求法是由点(0.8597，0.8597)向平衡线的下凹部分作切线，该线与 q 线的交点坐标为(xq = 0.1153，yq = 0.355)。见图 1。

1 0.9 0.8 0.7 0.6 y 0.5 0.4 0.3  (0.1153, 0.355) 0.2 0.1 0 0xW  0.1xF  0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8xD 0.9 1 x 图 1 最小回流比计算图 q = 1.0，xq = xF = 0.1153，yq = 0.355，xD = 0.8597， x -y 0.8597 -0.355 R = D q = = 2.106 min y - x 0.355 - 0.1153 q q R = 1.45Rmin = 1.45×2.106 = 3.054 精馏段操作线方程为：
y = R x + R +1  xD R +1  = 0.7533x + 0.2121 提馏段操 作线方 程可 以根据 精 馏段操 作线 与 q 线交 点(0.1153 ， 0.2990)和点 (0.000391，0)这两点坐标确定，y = 2.5974 x - 0.0006252。

4.2.2理论板数的计算 关于理论板层数的计算，通常可以采用图解法和逐板计算法。从 x-y 图中不难看 出，若采用图解法在 x-y 图中画阶梯求解理论板数，会因为曲线间距离太小而无法准 确作图。因此采用逐板计算法求取理论板数。

考虑到乙醇——水为非理想物系，在采用逐板计算法时不能将相对挥发度视为 常数代入计算。因此对于平衡线上的点，考虑用插值法由气相组成求取各点对应的 相对挥发度，然后求取其液相组成。而对于操作线上的点，依然是根据相应的操作 线方程由其液相组成求取其气相组成。

首先用相平衡方程和精馏段操作线方程进行逐板计算，直到 xn≤xq 时，改用提馏 段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算，直至 xm≤xW 为止。计算过程如下。

因为塔顶采用全凝器：
y1 = xD = 0.8597 用插值法求得对应的相对挥发度为：
a = (0.8597 -0.8491) ´ (1.03678 -1.08217) +1.08217 = 1.04986 1 0.8640 - 0.8491 x1 由相平衡方程计算：
x1 = y1 a1 (1- y1 ) + y1 = 0.8597 1.04986´ (1- 0.8597) + 0.8597  = 0.853735 y2 由精馏段操作线方程求得：
y2 = 0.7533x2 + 0.2121 = 0.7533×0.853735 + 0.2121 = 0.855208 继续用相平衡方程和精馏段方程逐板计算，当求得 x24 = 0.102303 < xq = 0.1153 (加料板)，改用提馏段操作线方程，当 x28 = 0.000257 < xW = 0.000391 时，停止计算， 即 NT = 28。因为采用直接蒸汽加热，塔釜不能起到一层理论板的作用。塔内安装 28 层理论板即可满足分离要求，加料板为第 24 层理论板。计算结果列表如下。

表 1 逐板计算法求解理论板层数计算结果列表 序号 y α x 备注 1 0.859707 1.049858 0.853735 进料板 改用提馏段操作线方程 xW = 0.000391 2 0.855208 1.063565 0.847409 3 0.850443 1.078084 0.840626 4 0.845333 1.089075 0.833845 5 0.840225 1.098431 0.827216 6 0.835231 1.107578 0.820684 7 0.830310 1.116590 0.814202 8 0.825428 1.125534 0.807727 9 0.820550 1.134468 0.801216 10 0.815645 1.145706 0.794309 11 0.810442 1.159654 0.786636 12 0.804662 1.175150 0.778042 13 0.798188 1.192503 0.768339 14 0.790878 1.212380 0.757247 15 0.782523 1.236148 0.744298 16 0.772768 1.263894 0.729051 17 0.761283 1.294168 0.711331 18 0.747934 1.328147 0.690795 19 0.732464 1.377369 0.665296 20 0.713256 1.461415 0.629913 21 0.686602 1.614682 0.575699 22 0.645761 1.931377 0.485560 23 0.577859 3.113128 0.305417 24 0.442156 6.955070 0.102303 25 0.265103 10.363321 0.033638 26 0.086747 12.057337 0.007816 27 0.019677 13.180170 0.001521 28 0.003325 12.983611 0.000257<xW 将逐板计算的结果绘制成阶梯图，如图 2 所示。

1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 图 2 理论板计算结果阶梯图 将塔顶、塔底区域分别放大，如图 3、图 4 所示。

0.05 0.04 0.03 0.02 0.01 0 0 0.01 0.02 0.03 0.04 0.05 图 3 塔顶区域放大图 0.9 0.85 0.8 0.75 0.7  0.7 0.75 0.8 0.85 0.9 图 4 塔底区域放大图 4.2.3 塔板效率的计算 根据设计要求，塔顶压力 pD = 105.325kPa。

根据上面的计算结果，塔体内需要 28 块理论板才能满足分离要求。假设总板效 率为 0.5，则所需的实际板数目为 NP = (NT – 1)/ET=56。

按照设计要求中的单板压降不大于 667Pa 计，塔底压力为 pW = pD + NP×0.667kPa = 105.325+56×0.667 = 142.677kPa 4.2.3.1 塔顶的温度 tD 的计算 根据常压下塔顶的 xD = 0.859707 查出其所对应的温度 t0 = 78.20℃，以及对应的 气相组成 y = 0.864006。用 Antoine 方程计算出 t0 温度下 C，W 组分的饱和蒸汽压分 别为：
C0 p0 = 10  7.30243- 1630.868 (78.20+273.15)-43.569  = 100.8408kPa W0 p0 = 10  7.074056-  1657.459 (78.20+273.15)-46.13  = 44.0232kPa 用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为 g C 0 = pyC p x 0 C C  = 101.325 ´ 0.864006 = 1.0098 100.8408´ 0.859707 gW 0 = pyW p x 0 W W  = 101.325 ´ (1 -0.864006) = 2.2311 44.0232´ (1- 0.859707) 对组分 C，W 的常数分别为 CC，CW，于是可得：
CC = T0log(γC0) = (273.15 + 78.20)×lg(1.0098) = 1.4922 CW = T0log(γW0) = (273.15 + 78.20)×lg(2.2311) = 122.4513 此时考虑到精馏塔内塔顶压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为 tD = 79℃。

用 Antoine 方程计算出 tD 温度下 A，B 组分的饱和蒸汽压分别为：
7.30243- 1630.868 C p0 = 10 (79+273.15)-43.569 = 104.0815kPa p W 0 = 10  7.074056-  1657.459 (79+273.15)-46.13 = 45.4860kPa 忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分 C，W 的常数 CC，CW 不变， 溶液浓度为 xW 的活度系数可表示如下：
CC C g = 10TD  1.4922 = 1079+273.15 = 1.098 CW W g = 10 TD  122.4513 = 1079+273.15 = 2.2261 计算气相总压力，校验原设温度的正确性：
p = g x p0 + g (1- x ) p0 C D C W D W = 1.098´ 0.859707´104.0815kPa+2.2261´ (1- 0.859707)´ 44.4860 = 104.568kPa 显然与 105.325kPa 略有差异。因此调整温度初值，重复上述计算。

直至 tD = 79.184℃时，所计算出的压力值 p=105.326kPa 与 pD = 105.325kPa 几乎 相等。因此得出塔顶温度 tD = 79.184℃ 4.2.3.2 塔底的温度 tW 和总板效率 ET 的计算 设定总板效率初值为 ET = 0.5。则实际塔板数为 Np = NT/ET = 28/0.5 = 56。按照 设计条件中所给出的单板压降不能大于 667Pa，求得塔底压力为 pW = pD + Np×0.667kPa =105.325+56×0.667 = 142.677kPa 根据常压下塔顶的 xW = 0.000391 查出其所对应的温度 t0 = 99.80℃，以及对应的 气相组成 y = 0.004991。用 Antoine 方程计算出 t0 温度下 C，W 组分的饱和蒸汽压分 别为：
C0 p0 = 10  7.30243- 1630.868 (99.80+273.15)-43.569  = 224.4493kPa W0 p0 = 10  7.074056-  1657.459 (99.80+273.15)-46.13  = 100.5964kPa 用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为 g C 0 = pyC p x 0 C C = 101.325 ´ 0.004991 = 5.7558 224.4493´ 0.000391 gW 0 = pyW p x 0 W W  = 101.325 ´ (1 -0.004991) = 1.0025 100.5964´ (1- 0.000391) 对组分 C，W 的常数分别为 CC，CW，于是可得：
CC = T0log(γC0) = (273.15 + 99.80)×lg(5.7558) = 283.4825 CW = T0log(γW0) = (273.15 + 99.80)×lg(1.0025) = 0.4055 此时考虑到精馏塔内塔底压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为 tW = 108℃。

用 Antoine 方程计算出 tW 温度下 A，B 组分的饱和蒸汽压分别为：
C p0 = 10 7.30243- 1630.868 (108+273.15)-43.569 = 294.2074kPa p W 0 = 10  7.074056-  1657.459 (108+273.15)-46.13 = 133.8790kPa 忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分 C，W 的常数 CC，CW 不变， 溶液浓度为 xW 的活度系数可表示如下：
CC C g = 10TW CW g = 10TW  283.4825 = 10108+273.15 = 5.5608 0.4055 = 10108+273.15 = 1.00245 W 计算气相总压力，校验原设温度的正确性：
p = g x p0 + g (1- x ) p0 C W C W W W = 5.5608´ 0.000391´ 294.2074kPa+1.00245´ (1- 0.000391)´133.8790 = 134.795kPa 显然与 142.677kPa 略有差异。因此需要调整温度初值，重复上述计算。

另一方面，还需要考察温度对板效率的影响所引起的塔板数目的变化，也会引 起塔底压力的变化。

 t + t  108 + 79.43 在 tW = 108℃时， t = W D = = 93.52°C 2 2 根据附录 3 中提供的乙醇和水的粘度，用内插法求得平均温度下的粘度：
(0.3060 - 0.3027)´ (93 - 93.52) m = 0.3060 - = 0.3006mPa × s W 93 - 94 (0.495 - 0.361)´ (80 - 93.52) m = 0.495 - = 0.4036mPa × s C 80 -100 mmix = xF mC + (1- xF )mW = 0.1153´ 0.4036 + (1- 0.1153)´ 0.3006 = 0.3125mPa × s 将此处算出的液相平均粘度带入到 ET 计算公式中，即可得总板效率为：
ET ¢ = 0.17 + 0.616 lg(mmix ) = 0.17 - 0.616´ lg 0.3125 = 0.4812 此时的塔底压力为 pW = pD + Np×0.667kPa =105.325+28/0.4812×0.667 = 144.136kPa 调整温度初值，并以每次得出的总板效率 ET 带入塔底压力计算式中进行迭代， 重复上述计算，直至总板效率 ET = 0.4820，tW = 109.97℃时，所计算出的压力值 p = 144.0676kPa 与 pD = 144.068kPa 几乎相等。

因此得出塔底温度 tW = 109.97℃，总板效率 ET = 0.4820。

4.2.4 实际板数的计算 精馏段实际塔板数 N 精= 23/0.4820 = 47.7≈48 层 提馏段实际塔板数 N 提= 5/0.4820 = 10.4≈11 层 4.2.5 进料温度的计算 进料温度 tF 的计算与塔顶温度 tD 的计算过程大致相同。已经求得精馏段实际塔 板数 N 精= 48 层，按照设计条件中所给出的单板压降不能大于 667Pa，可计算出进料 板上的压力为：
pF = pD + 48×0.667 = 105.325 + 48× 0.667 = 137.341kPa。

根据常压下进料板上的液相组成 xF = 0.115343 查出其所对应的温度 t0 = 85.77℃， 以及对应的气相组成 y = 0.457289。用 Antoine 方程计算出 t0 温度下 C，W 组分的饱 和蒸汽压分别为：
C0 p0 = 10  7.30243- 1630.868 (85.77+273.15)-43.569  = 135.1598kPa W0 p0 = 10  7.074056-  1657.459 (85.77+273.15)-46.13  = 59.5825kPa 用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为 g C 0 = pyC p x 0 C C pyW  = 101.325 ´ 0.457289 = 2.9721 224.4493´ 0.115343 101.325 ´ (1 -0.457289) 1.0433 p x gW 0 = 0 W W = = 59.5825´ (1- 0.115343) 对组分 C，W 的常数分别为 CC，CW，于是可得：
CC = T0log(γC0) = (273.15 + 85.77)×lg(2.9721) = 169.7944 CW = T0log(γW0) = (273.15 + 85.77)×lg(1.0433) = 6.6012 此时考虑到精馏塔内进料板压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为 tF=93℃。

用 Antoine 方程计算出 tF 温度下 A，B 组分的饱和蒸汽压分别为：
7.30243- 1630.868 C p0 = 10 (93+273.15)-43.569 = 176.5000kPa p W 0 = 10  7.074056-  1657.459 (108+273.15)-46.13 = 78.4911kPa 忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分 C，W 的常数 CC，CW 不变， 溶液浓度为 xF 的活度系数可表示如下：
CC C g = 10TW CW g = 10TW  169.7944 = 1093+273.15 = 1.9089 6.6012 = 1093+273.15 = 1.0424 W 计算气相总压力，校验原设温度的正确性：
p = g x p0 + g (1- x ) p0 C F C W F W = 1.9089´ 0.115343´176.5000kPa+1.0424´ (1- 0.115343)´ 78.4911 = 131.600kPa 显然与 137.341kPa 略有差异。因此需要调整温度初值，重复上述计算。

直至 tD = 94.212℃时，所计算出的压力值 p=147.341kPa 与 pF = 105.325kPa 相等。

因此得出进料板温度 tF = 94.212℃ 4.3 平均参数的计算 4.3.1 全塔物料衡算 本例为直接蒸汽加热的精馏塔，由于泡点进料，根据恒摩尔流假定，则有：
L + F = L¢ = W 且 V0 = V ¢ V = D 全塔物料衡算：
V0 + F = D + W 乙醇组分衡算：
FxF = DxD + WxW 又 W = V0 yq - 0 xq - xw  = 提馏段操作线斜率=2.5974 ，即 W = 2.5874 V0 其中已知 D = 0.031590kmol/s，xD = 0.859707，xF = 0.115343，xF = 0.000391， 联立求解得到：
F = 0.236584 kmol/s W = 0.333320 kmol/s V0 = 0.128326 kmol/s 4.3.2 平均温度的计算 精馏段平均温度  tF + tD  9 4 . 2+1 7 9 . 1 8 t1 = = 2 = 8 6 . 7° 0 C 2 提馏段平均温度 tF + tW 9 4 . 2+1 1 0 9 . 9 7 4.3.3 平均压力的计算 t1 = = 2 = 1 0 2 .°0 9 C 2 塔顶压力 pD =105.325kPa 进料压力 pF =137.341kPa 塔底压力 pW =144.068kPa 精馏段平均压力  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 提馏段平均压力 pF + pW 1 3 7 . 3 +4 1 1 4 4 . 0 6 8 p2 = = 2 4.3.4 气液两相平均密度的计算 4.3.4.1 气液相组成的计算 = 1 4 0 . 7 0 4 k P a 2 已知混合液体密度公式为：
1 = aA + aB  (其中 a 为质量分数) rL rA rB V 混合气体密度公式为：
r = MV = T0 MV  (其中 M 为平均相对分子质量) Vm 22.4T 仍然是利用附录 2 中乙醇——水系统的气液平衡数据，直接查出或由各进、出 料口液相组成根据相对挥发度关系求得各气相组成：
塔顶液相组成：xD = 0.859707 气相组成 yD：
y ´（1- 0.859707）
D =a  D = 1.0368  yD = 0.864006 0.859707 ´（1- yD）
， 进料液相组成：xF = 0.115343 气相组成 yF：
y ´（1- 0.115343）
W =a  F = 6.5062 ， yF =0.457289 0.115343´（1- yW）
塔底温度：xW = 0.000391 气相组成 yW：
y ´（1- 0.000391）
W W =a  = 12.810 ，yW=0.004991 0.000391´（1- yW）
①精馏段平均组成：
xD + xF  0.8597 +0.1153 液相组成 x1 = = 2 ´100% = 48.75% 2 气相组成 y1 = yD + yF 2 = 0.8640 +0.4573 2  ´100% = 66.06% ②提馏段平均组成：
xW + xF  0.000391 +0.1153 液相组成 x2 = = 2 ´100% = 5.79% 2 yW + yF 0.004991+ 0.4573 气相组成 y2 = = ´100% = 23.11% 2 2 4.3.4.2 各液相平均密度的计算 利用附录 3 中不同温度下乙醇和水的密度，由各进、出料口液相组成求取个液 相平均密度。

①塔顶温度：tD = 79.18℃ 此温度下水密度为 ρWD：
80 - 79 = 80 - 79.18 ，r  =972.293kg/m3 WD 971.785 - 972.405 971.785 - rWD 乙醇密度为 ρCD：
80 - 70  = 80 - 79.18，r  CD =735.902kg/m3 735 - 746 735 - rCD 液相密度为 ρD：
1 = rD aD rCD + 1- aD rWD = 0.94 + 1 -0.94 ， 735.902 972.293 可得 ρD=746.796 kg/m3。

②进料温度：tF =94.21℃ 此温度下水密度为 ρWF：
WF 95 -94 = 95 -94.212 ，r  =962.430 961.883 - 962.577 961.883 - rWF 乙醇密度为 ρCF：
CF 100 -90 = 100 -94.212 ，r 716 - 724 716 - rCF  = 720.632 1 液相密度为 ρF：
= aF + 1- aF = 0.25 + 1- 0.25 ， rF rCF rWF 720.632 962.430 可得 ρF=887.945 kg/m3。

③塔底温度：tW = 109.97℃ 此温度下水密度为 ρWW：
WW 110 -100 = 110 -109.97 ，r  = 951.022kg/m3 951- 958.345 951- rWW 乙醇密度为 ρCW：
CW 110 -100 = 110 -109.97 ，r 703 - 716 703 - rCW  =703.039kg/m3 液相密度为 ρW：
1 = rW aW rCW + 1- aW rWW = 0.001 + 1 -0.001 ， 703.039 951.022 可得 ρW=950.687 kg/m3。

所以，对于精馏段，其液相平均密度为：
r = rF + rD = 887.945 +746.796 = 817.371kg/m3 L1 2 2 对于提馏段，其液相平均密度为：
r = rF + rW = 887.945 +950.687 = 919.316kg/m3 L 2 2 2 4.3.4.3 平均相对分子量的计算 方法一：由 4.2.2.1 中已经算出的精馏段、提馏段的气液相平均组成来计算气液 相的平均分子量。

①精馏段：
液相平均相对分子量 M L1 = 46.07x1 + 18.02×(1－x1) =46.07×0.4875 +18.02×(1－0.4875) = 31.70kg/kmol 气相平均相对分子量 M V1 = 46.07y1 + 18.02×(1－y1) ②提馏段：
=46.07×0.6606 +18.02×(1－0.6606) = 36.55kg/kmol 液相平均相对分子量 M L2 = 46.07x2 + 18.02×(1－x2) =46.07×0.0579 +18.02×(1－0.0579) = 19.64kg/kmol 气相平均相对分子量 M V2 = 46.07y2 + 18.02×(1－y2) =46.07×0.2311+18.02×(1－0.2311) = 24.50kg/kmol 方法二：由塔顶、进料、塔底的气液相组成分别算出各处的气液相平均分子量， 然后再求取精馏段、提馏段的气液相的平均分子量。

塔顶液相平均相对分子量：
M LD = xD ´ 46.07 + (1- xD )´18.02 = 42.1348kg/kmol 进料液相平均相对分子量：
M LF = xF ´ 46.07 + (1- xF )´18.02 = 21.2554kg/kmol 塔底液相平均相对分子量：
M LW = xW ´ 46.07 + (1- xW )´18.02 = 18.0310kg/kmol M LD + M LF 则精馏段液相平均相对分子量 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 提馏段液相平均相对分子量 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 塔顶气相平均相对分子量：
MVD = xD ´ 46.07 + (1- xD )´18.02 = 42.2554kg/kmol 进料气相平均相对分子量：
MVF = xF ´ 46.07 + (1- xF )´18.02 = 30.8470kg/kmol 塔底气相平均相对分子量：
MVW = xW ´ 46.07 + (1- xW )´18.02 = 18.1600kg/kmol MVD + MVF 则精馏段气相平均相对分子量 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 提馏段气相平均相对分子量 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，通过此两种方法得出的结果基本一致。

4.3.4.4 各气相平均密度的计算 塔顶气相密度 r = M VD ´273.15 = 42.2554 ´273.15 = 1.4625kg/m3 D VD 22.4´ (273.15 + t ) 22.4´ (273.15 + 79.18) 进料气相密度 r = M VF ´273.15 = 30.8470 ´273.15 = 1.0239kg/m3 F VF 22.4´ (273.15 + t ) 22.4´ (273.15 + 94.12) 塔底气相密度 r = M VW ´273.15 = 18.1600 ´273.15 = 0.5780kg/m3 VW 22.4´ (273.15 + tW ) 22.4´ (273.15 +109.97) 精馏段气相平均密度 rV 1 = rVF + rVD = 1.0239 +1.4625 = 1.2432kg/m3 2 2 提馏段气相平均密度 r = rVF + rVW = 1.0239 + 0.5780 = 0.8010kg/m3 V 2 2 2 4.3.5 平均表面张力的计算 已知二元有机物——水溶液表面张力可用下列各式计算：
1/4 1/4 1/4 M s = jSWsW +jSCsC 注：j = xWVW ， j = xCVC ，σ 和 σ 查表可得。

W W C C W x V + x V C W C xWVW + xCVC q 2/3 æ j ö B = lg W , Q = 0.441´ æ q ö ésCVC -s V 2/3 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 式中下角标，W、C、S 分别代表水、有机物及表面部分；
xW、xC 指主体部分的 分子数，VW、VC 主体部分的分子体积，δW、δC 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇 q = 2。

首先计算出液相中的乙醇和水在各进出料口温度下的摩尔体积。

VCD VCF VCW VWD VWD  = MC rCD = MC rCF = MC rCW = MC rWD = MC rWD  = 46.07 735.902 = 46.07 720.632 = 46.07 703.039 = 18.02 972.293 = 18.02 962.430  = 62.60mL = 63.93mL = 65.53mL = 18.53mL = 18.72mL VWW = MC rWW = 18.02 951.022  = 18.95mL 然后利用附录 4 中的不同温度下乙醇和水的表面张力数据，计算在 tD，tF，tW 温 度下乙醇和水的表面张力。

①乙醇表面张力的求取：
塔顶：
80 - 70 = 79.18 - 70 , s  = 17.22dyn/cm2 17.15 -18 sCD -18 CD 进料：
100 - 90 = 94.21- 90 , s  = 15.78dyn/cm2 15.2 -16.2 sCF -16.2 CF 塔底：
110 -100 = 109.97-100 , s  = 14.40dyn/cm2 14.4 -15.2 sCW -15.2 CW ②水表面张力的求取：
塔顶：
80 - 70 = 79.18 - 70 , s  = 62.83dyn/cm2 62.69 - 64.36 sWD - 64.36 WD 进料：
100 - 90 = 94.21- 90 , s  = 60.00dyn/cm2 58.91- 60.79 sWF - 60.79 WF 塔底：
110 -100 = 109.97-100 , s  = 56.98dyn/cm2 56.97 - 58.91 sWW - 58.91 WW ③塔顶表面张力的求取：
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- 0.8597)´18.53ùû = = 0.002226 0.8597 ´ 62.60´ éë(1- 0.8597)´18.53 + 0.8597 ´ 62.60ùû j æ 2 ö B = lg WD = lg (0.002226) = -2.6524 D ç j ÷ è CD ø æ Q = 0.441´ 2/3 ö és V q CD CD -s V 2/3 ù D ç ÷ ê è TD ø ë q WD WD ú û = 0.441´ 2 æ 17.22´ 62.60 ´ 2/3 - 62.83´18.532/3 ö = -0.7616 273.15 + 79.18 ç 2 ÷ è ø AD = BD + QD = (-2.6524) + (-0.7616) = -3.4140 2 2 æ j ö j 又 A = lg SWD ，即 SWD  = 10AD = 10-3.4140 = 0.0003854 j D ç ÷ è SCD ø jSCD ìj 2 联立方程组 ï SWD íjSCD ï = 0.0003836 ，可得 φSCD = 0.9806，φSWD =0.0194 îjSWD + jSCD = 1 MD SWD WD SCD CD s 1/ 4 = j s 1/ 4 +j s 1/ 4 = 0.0194´ (62.83)1/ 4 + 0.9806´ (17.22)1/ 4 则有 σMD = 17.7370 dyn/cm2 ④进料表面张力的求取：
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- 0.1153)´18.72ùû = = 1.5543 0.1153´ 63.93´ éë(1- 0.1153)´18.72 + 0.1153´ 63.93ùû j æ 2 ö B = lg WF = lg (1.5543) = 0.1915 F ç j ÷ è CF ø æ Q = 0.441´ 2/3 ö és V q CF CF -s V 2/3 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 =. 7-2 0 . 7 1 2 9 ç - ÷ 2 7 3 . 1+5 9 4 . 2è1 7 7 2 ø AF = BF + QF = 0.1915 + (-0.7129) = -0.5213 2 2 æ j ö j 又 A = lg SWF ，即 SWF  = 10AF  = 10-0.5213 = 0.3011 j F ç ÷ è SCF ø jSCF ìj 2 联立方程组 ï SWF íjSCF ï = 0.2853 ，可得 φSCF = 0.5816，φSWF =0.4184 îjSWF + jSCF = 1 MF SWF WF SCF CF s 1/ 4 = j s 1/ 4 +j s 1/ 4 = 0.4184´(60.00)1/ 4 + 0.5816´ (15.78)1/ 4 则有 σMF = 29.1535 dyn/cm2 ⑤塔底表面张力的求取：
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- 0.000391)´18.95ùû = = 737.51 0.000391´ 65.53´ éë(1- 0.000391)´18.95 + 0.000391´ 65.53ùû j æ 2 ö B = lg WW = lg (737.51) = 2.867767 W ç j ÷ è CW ø æ Q = 0.441´ 2/3 ö és V q CW CW -s V 2/3 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 =. 9-5 0 . 6 6 2 8 ç - ÷ 2 7 3 . 1+5 1 0 9 è. 9 7 2 ø AW = BW + QW = 2.8678+ (-0.6628) = 2.2050 2 2 æ j ö j 又 A = lg SWW ，即 SWW  = 10AW  = 102.2050 = 160.32 j W ç ÷ è SCW ø jSCW ìj 2 联立方程组 ï SWW íjSCW ï = 149.86 ，可得 φSCW = 0.0062，φSWW =0.9938 îjSWW + jSCW = 1 s 1/ 4 = j s 1/ 4  +j s 1/ 4 = 0.9938´(56.98)1/ 4 + 0.0062´(14.40)1/ 4 MW SWW WW SCW CW 则有 σMW = 56.5684 dyn/cm2 ⑥精馏段液相平均表面张力：s1 = s MF + s MD = 29.15 +17.74 = 23.45dyn/cm2 2 2 ⑦提馏段液相平均表面张力：s = s MF + s MW = 29.15 + 56.57 = 42.86dyn/cm2 2 2 2 4.3.6 气液两相平均体积流率的计算 在前面的计算中已经得出：
① 精馏段 最小回流比为 Rmin = 2.106 实际回流比为 R = 1.45Rmin = 1.45×2.106 = 3.054 摩尔流率 L = R × D = 3.054´ 0.03159 = 0.0965kmol/s V = (R +1)× D = (3.054 +1)´ 0.03159 = 0.1281kmol/s L = M L = 31.70´ 0.0965 = 3.0574kg/s 质量流率 m1 L1 Vm1 = MV 1V = 36.55´ 0.1281 = 4.6805kg/s 体积流率  LS1 = Lm1 = rL1 3.0574 817.371  = 0.003741m3 /s VS1 = Vm1 = 4.6805 = 3.7293m3 /s rV 1 1.2550 ② 提馏段 q = 1。

摩尔流率 L¢ = L + qF = 0.0965 +1´ 0.2366 = 0.3331kmol/s V ¢ = V0 = 0.1283kmol/s L = M L¢ = 19.64´ 0.3326 = 6.5335kg/s 质量流率 m2 L 2 Vm2 = MV 2V ¢ = 24.50´ 0.1281 = 3.1377kg/s 体积流率  LS 2 = Lm2 = rL 2 6.5335 919.316  = 0.007116m3 /s VS 2 = Vm2 rV 2 = 3.1377 = 3.84271m3 /s 0.8165 4.4 塔径的初步设计 4.4.1 精馏段塔径的计算 由  umax  = C rL - rV rV C = C æ s L ö 其中 20 ç ÷ è 20 ø 0.2 其中的 C20 需从史密斯关系图中查出。

1/ 2 1/ 2 横坐标为：
LS1 æ rL1 ö = 0.003741 æ 817.371 ö  =0.0257 ç ÷ ç ÷ VS1 è rV 1 ø 3.7293 è 1.2432 ø 取板间距 HT = 0.45m，板上液层高度 hL = 0.06m，则 HT – hL = 0.45 − 0.06 = 0.39m 查图 5 史密斯关系图得：C20 = 0.083m/s 0 . 2 0 . 2 C = C æ s L ö =0.083æ 23.45 ö  =0.0857m/s 20 ç 20 ÷ ç 20 ÷ è ø è ø 故 u = C rL - rV = 0 . 0 8 8 1 7 . 3-7 1 1 . 2 4 3 2  . 1 9 5 m / s r m a x V 5 7 = 2 1 . 2 4 3 2 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u = 0.7umax = 0.7×2.195 = 1.537m/s D1 = 4VS1 = p u 4´ 3.7293 = 1.758m p ´1.537 按标准塔径圆整后为 D1 = 1.8m 2 2 塔截面积 A = p D1 = p ´1.8  =2.5447m2 T1 4 4 空塔气速 u = VS1 = 3.7293 =1.466m/s AT1 2.5447 4.4.2 提馏段塔径的计算  图 5 史密斯关联图 = rL - rV r 由 um a x C V C = C æ s L ö 其中 20 ç ÷ è 20 ø 0.2 其中的 C20 需从史密斯关系图中查出。

1/ 2 1/ 2 横坐标为：
LS1 æ rL1 ö = 0.007116 æ 919.316 ö  =0.0627 ç ÷ ç ÷ VS1 è rV 1 ø 3.8427 è 0.8010 ø 取板间距 HT = 0.45m，板上液层高度 hL = 0.06m，则 HT – hL = 0.45 − 0.06 = 0.39m 查图 5 史密斯关系图得：C20 = 0.081m/s 0 . 2 0 . 2 C = C æ s L ö =0.081æ 42.86 ö  =0.0943m/s 20 ç 20 ÷ ç 20 ÷ è ø è ø 故 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 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u = 0.7umax = 0.7×3.195 = 2.236m/s D2 = 4VS1 = p u 4´ 3.8427 = 1.479m p ´ 2.236 按标准塔径圆整后为 D2 = 1.6m 塔截面积  AT2  p D2 p ´1.62 = 2 = 4 4  =2.011m2 空塔气速  u = VS 2 = 3.8427 =1.911m/s AT2 2.011 由于精馏段与提馏段塔径相差不大，故塔径都取为 1.8m。

4.5 塔高的设计计算 (1) 人孔 人孔作为安装和检修人员进出塔的唯一通道，其设置应便于进出任何一层塔板。

但是由于设置人孔处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于 达到要求，考虑到料液较清洁，无需经常清洗，可每隔 8 块板设一个人孔，共设置 np = 8 个人孔。

在设置人孔处，取板间距为 Hp = 800mm，人孔直径为 500mm，筒体伸出塔体 200mm。

(2) 塔顶空间 根据文献资料中提供的设计推荐值，结合目前已有的实际案例，确定塔顶空间 为 Hd = 1200mm。

(3) 塔底空间 塔底空间的设计应满足：①保证液体能有足够的贮存量使塔底液体不至于流空， 即有足够长的停留时间；
②能使从塔釜进入到塔内的蒸汽均匀分布。

釜液停留时间取 10min。

V 釜液 = tLS2 = 10×60×0.007116 = 4.270m3 Hb =  V釜液  - 1 ´ 4 p R3 2 3 p R2  4.270 - 2 p ´ 0.92 = 3 p ´ 0.92  =1.08m 因此取 Hb = 1.2m。

(4) 进料段高度 进料段空间高度 Hf 取决于进料口的结构型式和物料状况，一般 Hf 比 Ht 大，有 时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲措施，如防冲板， 入口堰，缓冲管等，Hf 应保证这些实施的安装。

在这里，取 Hf = 800mm。

进料板口与某人孔在同一层板上。

(5) 塔总高度 H = (n - nf - np -1)Ht +Hd +Hb +nf Hf +np Hp 式中：H——塔高(不包括裙座)，m；

Hd——塔顶空间(不包括头盖部分)，m；

Hb——塔底空间(不包括底盖部分)，m；

Ht——塔板间距，m；

Hf——进料段高，m；

Hp——设人孔处的塔板间距，m；

np——人孔数 nf——进料口数 n——实际塔板数 H = (59−1−8+1)×0.45 + 1.2 + 1.2 + 1×0.8 + 7×0.8 = 31.75m 5 塔板结构设计 因塔径 D = 1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘。各项 计算如下。

5.1 溢流装置计算 (1) 堰长 lw 的计算 (2) 溢流堰高度 hw 的计算  lw = 0.7D = 0.7×1.8 = 1.26m 由 hw = hL − how ，选用平直堰，堰上液层高度 how 由下式计算：
how  ç ÷ = 2.84 E æ Lh ö 2/3 其中近似取 E = 1 对于精馏段有 1000 è lw ø h = 2.84 ´1´ æ 0.003741´ 3600 ö 2/3  =0.014m ow 1000 ç 1.26 ÷ è ø 故 hw = 0.06 − 0.014 = 0.046m 对于提馏段有 h¢ = 2.84 ´1´ æ 0.007116 ´ 3600 ö 2/3  =0.021m ow 1000 ç 1.26 ÷ è ø 故 h′w = 0.06 − 0.021 = 0.039m (3) 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 由 lw =0.7 ，查弓形降液管参数图，得：
D Af =0.09 及 Wd =0.15 AT D 故 Af = 0.09AT = 0.09×2.5447 = 0.229m2 Wd = 0.15D = 0.15×1.8 = 0.27m 验算液体在降液管中停留的时间，对于精馏段：
q = 3600Af HT = 3600 ´ 0.229 ´ 0.45 =27.6s>5s Lh 0.003741´ 3600 对于提馏段：
 q ¢= 3600Af HT = 3600 ´ 0.229 ´ 0.45 =14.5s>5s Lh 0.007116´ 3600 故降液管设计合理。

(4) 降液管底隙高度 ho  ho = Lh ， 3600Lwuo¢ 则对于精馏段取降液管底隙流速 uo¢1 =0.10m/s ho1  = 0.003741´ 3600 =0.030m 3600´1.26´ 0.10 hw1 − ho1 =0.046 – 0.030 = 0.016m>0.006m 对于提馏段降液管底隙流速 uo¢2 =0.15m/s ho2  = 0.007116 ´ 3600 =0.031m 3600´1.26´ 0.15 hw2 − ho2 =0.039 – 0.031 = 0.008m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理。

(5) 选用凹形受液盘，深度 h′w = 50mm。不再单独设置出口堰。

5.2 塔板及浮阀设计 5.2.1 塔板的结构尺寸 由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可以分为四个 区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。

因 D = 1.8m > 1.5m，取破沫区的宽度 Ws = 0.10m，无效区宽度 Wc = 0.06m。

图 6 塔板分区示意图 本塔设计塔径为 1.8m，故采用分块式塔板，以便以后通过人孔装拆塔板。

5.2.2 浮阀数目及排列 采用 F1 型浮阀，重量为 33g(重阀)，孔径为 39mm。

5.2.2.1 精馏段浮阀数目及排列 取阀孔动能因子 F0=11，则孔速 u01 为：
u01 =  F0 = rV1  11 1.2432  =9.866m/s 每层塔板上的浮阀数目为：
N = VS1 =  4´ 3.7293  =316.4 » 317 p d 2u p ´ 0.039 ´ 9.866 1 2 4 0 01 考虑到此处所需浮阀孔数目较多，因此不再系列标准中进行选型，自行设计。

前面已经假设取破沫区的宽度 Ws = 0.10m，无效区宽度 Wc = 0.06m。

塔板上的鼓泡区面积按照下式计算：
æ Aa =2ç x R è  2 - x2 pR 2 + sin 180 -1 æ x ö ö R ç ÷ ÷ è ø ø 其中：
 x= D  d S - (W +W ) = 1.8 - (0.27+0.10)=0.53m 2 2 R= D -W = 1.8 - 0.06=0.84m 2 c 2 所以 Aa1  æ =2´ ç 0.53´ è  2 0.842 - 0.53 2 + p 0.84 180  sin-  æ1 0.53 ö ö = 1.654m 2 è ø ø ç 0.84 ÷ ÷ 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距 t1 = 0.75m， 则排间距：
Aa t2 = = 1 . 6 5 4  = 0 . 0 7 0 m t1N 0 . 0 7´5 3 1 7 考虑到塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 0.070m，而应小些，故取 t2 = 0.65m，以等腰三角 形叉排方式作图，排得浮阀数目为 N = 335 个。

图 7 精馏段浮阀孔排列示意图 按照 N = 335，重新核算孔速及阀孔动能因子：
u¢ =  VS1 =  4´ 3.7293  =9.319m/s p d 2 N p ´ 0.039 ´ 335 01 2 4 0 F0¢=u0¢1 rV1 =9.32´ 1.2432=10.4 阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内。

塔板开孔率f= u u0¢1 ´100%= 1.466 ´100%=15.73% 9.32 5.2.2.2 提馏段浮阀数目及排列 同样取阀孔动能因子 F0=11，则孔速 u02 为：
u02 = F0 = rV2 11 0.8010  =12.291m/s 每层塔板上的浮阀数目为：
N = VS2 =  4´ 3.8427  =261.7 » 262 p d 2u p ´ 0.039 ´12.291 2 2 4 0 02 前面已经假设取破沫区的宽度 Ws = 0.10m，无效区宽度 Wc = 0.06m。

塔板上的鼓泡区面积按照下式计算：
A =A =1.654m2 a2 a1 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′1 = 0.85m， 则排间距：
A a t2¢ = = 1 . 6 5 4  = 0 . 0 7 9 m t1¢N 0 . 0 8´0 2 6 2 考虑到塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 0.079m，而应小些，故取 t′2 = 0.70m，以等腰三 角形叉排方式作图，排得浮阀数目为 N =271 个。

图 8 提馏段浮阀孔排列示意图 按照 N = 271，重新核算孔速及阀孔动能因子：
u¢ = VS2 = 4´ 3.8427  =11.870m/s p d 2 N p ´ 0.039 ´ 271 02 2 4 0 2 F0¢=u0¢2 rV2 =11.87 ´ 0.8010=10.6 阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内。

塔板开孔率f= u u0¢1 ´100%= 1.510 ´100%=12.71% 11.87 5.3 塔板流体力学验算 5.3.1 气相通过浮阀塔板的压降 可以根据式 hp = hc + hl +hσ，Δpp = ρLhpg 来计算。

5.3.1.1 精馏段压降的计算 (1) 干板压降的计算 1 1 æ 73.1 ö1 . 8 2 5 æ 73.1 ö1 . 8 2 5 临界孔速为：
u = = = 9.322m/s 0 c 1 ç ÷ ç ÷ è rV1 ø è 1.2432 ø u0¢1 =9.319m/s<u0c1 ，故 hc1 按浮阀未全开计算 u0. 1 7 5 9.8660 . 1 7 5 故：
hc1 = 19.9 01 rL1 =19.9 ´  817.371 =0.0363m (液柱) (2) 气体通过充气液层的压降计算公式为：hl = βhL ua1 = Vs1 AT - Af = 3.7293 2.5447 ´ (1- 0.09)  = 1.610m/s Fo1 =ua1 rV1 =1.610´ 1.2432=1.796kg1/ 2 / (s × m1/ 2 ) 查充气系数关联图得：β1 = 0.575。

故 hl1 = β1hL1 = 0.575×0.06 = 0.0345m(液柱) (3) 液体表面张力所引起的压降由下式计算：
hs 1 = 4s L1 4´ 23.4453´10-3 = =0.000300m (液柱) rL1gdo 817.371´ 9.81´ 0.039 因此 hp1 = hc1 + hl1 +hσ1 = 0.0363+0.0345+0.0003 = 0.0711m(液柱) 每层板的 Δpp1 = ρL1ghp1 =817.371×9.81×0.0711 = 570.4Pa < 667Pa 5.3.1.2 提馏段压降的计算 (1) 干板压降的计算 1 1 æ 73.1 ö1 . 8 2 5 æ 73.1 ö1 . 8 2 5 临界孔速为：
u = = = 11.861m/s 0 c 2 ç ÷ ç ÷ è rV2 ø è 0.8010 ø u0¢2 =11.870m/s>u0c2 ，故 hc2 按浮阀已全开计算 故：
hc2  = 5.34 r u2 V 2 0 =2 5.34´ 0.8010 ´12.2912  =0.0358m (液柱) 2rL2 g 2 ´ 919.316 ´ 9.81 (2) 气体通过充气液层的压降计算公式为：hl = βhL ua2 = Vs2 AT - Af = 3.8427 2.5447 ´ (1- 0.09)  = 1.659m/s Fo1 =ua1 rV1 =1.659´ 0.8010=1.485kg1/ 2 / (s × m1/ 2 ) 查充气系数关联图得：β1 = 0.59。

故 hl2 = β1hL1 = 0.59×0.06 = 0.0354m(液柱) (3) 液体表面张力所引起的压降由下式计算：
hs 2 = 4s L2 4´ 42.861´10-3 = =0.000487m (液柱) rL2 gdo 919.316´ 9.81´ 0.039 因此 hp2 = hc2 + hl2 + hσ2 = 0.0358 + 0.0354 + 0.0005 = 0.0717m(液柱) 每层板的 Δpp2 = ρL1ghp2 = 919.316×9.81×0.0717 = 646.7Pa < 667Pa 5.3.2 液泛 为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度 HD≤φ(HT+hw)。此处取 φ = 0.5。

HD = hp + hd + hL 5.3.2.1 精馏段液泛计算 (1) 单层气体通过塔板压降为：
hp1 = 0.0711m (2) 液体通过降液管的压头损失为：
2 2 æ h = 0.153 LS1 ö =0.153´ æ 0.003741 ö = 0.00153m d1 ç ÷ ç ÷ è lw ho1 ø (3) 板上液层高度 hL1 = 0.06m è 1.26´ 0.0297 ø 则 HD1 = hp1 + hd1 + hL1 = 0.0711+0.00153+0.06 = 0.1327m 已知 HT = 0.45m，hw = 0.046m 则 φ(HT+hw) = 0.5×(0.45+0.046) = 0.248m 显然有 HD1≤φ(HT+hw)，因此精馏段满足条件，不会发生液泛。

5.3.2.2 提馏段液泛计算 (1) 单层气体通过塔板压降为：
hp1 = 0.0717m (2) 液体通过降液管的压头损失为：
2 2 æ h = 0.153 LS2 ö =0.153´ æ 0.007116 ö = 0.00344m d2 ç ÷ ç ÷ è lw ho2 ø (3) 板上液层高度 hL2 = 0.06m è 1.26´ 0.0297 ø 则 HD2 = hp2 + hd2 + hL2 = 0.0717+0.00344+0.06 = 0.1352m 已知 HT = 0.45m，hw = 0.046m 则 φ(HT+hw) = 0.5×(0.45+0.046) = 0.248m 显然有 HD2≤φ(HT+hw)，因此精馏段满足条件，不会发生液泛。

5.3.3 雾沫夹带 VS 泛点率计算公式为：j = rV rL - rV  +1.36LSZL  ´100% KCF Ab 其中，板上液体流经长度：ZL = D − 2Wd = 1.8 − 2×0.27 = 1.26m 板上液体流经面积：Ab = AT – 2AF = 2.5447 – 2×0.229 = 2.087m2 并取物性系数 K = 1.0，泛点负荷系数 CF = 0.10 (1) 精馏段：
3.7293´  1.2432  +1.36 ´ 0.003741´1.26 j = 817.371 -1.2432 ´100%=72.83% 1 1´ 0.10 ´ 2.087 为了避免过量雾沫夹带，应该控制泛点率不超过 80%。由以上计算得知，雾沫 夹带能满足 eV<0.1(kg 液/kg 气)气的要求。

(2) 提馏段：
3.8427 ´ 0.8010  +1.36 ´ 0.007116´1.26 j = 919.316 -0.8010 ´100%=60.23% 2 1´ 0.10 ´ 2.087 由以上计算得知，雾沫夹带同样能满足 eV<0.1(kg 液/kg 气)的要求。

5.3.4 漏液 前面在进行塔板上的浮阀数目计算及排列的时候已经核算过，阀孔动能因子变 化不大，仍在正常操作范围内，不会造成漏液。

6 塔板负荷性能图 6.1 雾沫夹带线 VS 泛点率计算公式为：j =  rV rL - rV  +1.36LSZL  ´100% KCF Ab 据此可作出符合性能图中的雾沫夹带线，其中泛点率按照 80%计算。

VS1 1.2432 817.371-1.2432  +1.36 ´1.26LS1 (1) 精馏段：j1 = =0.8 1´ 0.1´ 2.087 整理得：
0.03903VS1+1.7136LS1 = 0.2003 即 VS1 = 5.1325−43.9054LS1 VS2  0.8010 919.316 - 0.8010  +1.36 ´1.26LS¢2 (2) 提馏段：j2 = =0.8 1´ 0.1´ 2.087 整理得：
0.02953VS2+1.7136LS2 = 0.1669 即 VS2 = 5.653−58.029LS2 6.2 液泛线 根据 j (HT + hw) =  h+p  h+L  hd=  h+c  +hsl h+  h+L hd ù é 2/3 2 2 æ ö æ ö j ( H + h ) = 5.34 rVu0 + 4s L +(1+b ) êh + 2.84 E 3600LS ú +0.153 LS T w w ç ÷ ç ÷ 其中 u0 =  VS p d 2 N 2rL g rL gd0 ëê 1000 è lw ø úû è lw ho ø 4 0 2 对于精馏段有：
0.248 = 5.34 ´1.2432 ´4 V 2 + 4 ´23.4453 2p 2 ´ 0.0392 ´ 335´817.371´ 9.81 S1 817.371´ 9.81´ 0.039 2/3 2 é 2.84´1æ 3600L ö +1.5´ 0.046 + S1 ù æ +0.153´ LS1 ö ê ç ÷ ú ç ÷ ëê 1000 è 1.26 ø úû è 1.26´ 0.0297 ø 整理得：
2 2 2 / 3 VS 1= 1 3 5 . 6-7 9 8 2 9L 5S-12 . 0 6L 5S 11 . 2 5 9 对于提馏段，同理可得：
S2 S2 S2 V 2 =191.404 -117144L2 - 919.702L2/3 6.3 液相负荷上限线 液体的最大流量应满足其再降液管内停留的时间不低于 3~5s。

q = Af HT Lh 以 θ = 5s 作为液体在降液管中的停留时间下限，则：
(L ) = Af HT  = 0.229´ 0.45 = 0.0206m3 /s S max q 5 精馏段和提馏段的液相负荷上限线方程相同。

6.4 漏液线 对于 F1 型重阀，依 F0 = 5 作为规定气体最小负荷的标准。

V = p d 2 S 4 0  Nu0  0 F ，其中 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 1.2432 (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 0.8010 据此可以做出与液体流量无关的漏液线，即气相负荷下限线。

6.5 液相负荷下限线 取堰上液层高度 how = 0.006m 作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线， 该线为与气相流量无关的竖直线。由式：
2.84  é3600(L )  2/3 ù E ê 1000 ë s min ú lw û = 0.006 (取 E = 1) 则：
(L )  = æ 0.006 ´1000 ö 3/ 2  ´ 1.26  = 0.001075m3 /s S min ç 2.84´1.0 ÷  3600 è ø 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。

6.6 塔板负荷性能图 根据上面求出的各段的符合性能曲线分别画出塔板负荷性能曲线图。

6.6.1 精馏段塔板负荷性能图 (1) 雾沫夹带线 VS1 = 5.1325−43.9054LS1 (2) 液泛线 V 2 = 1 3 5 . 6-7 9 8 2 9L25-2 . 0 6L25/ 13 . 2 5 9 S 1 S 1 S 1 (3) 液相负荷上限线 (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) 液相负荷下限线 (L ) = 0 . 0 0 1 037 5 m / s S 1 m i n (6) 操作线 15 6 3 10 VS(m3/s) 2 5 5 p 1 4 0 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 VS(m3/s) 图 9 精馏段塔板负荷性能曲线图 由塔板负荷性能图可以看出：
1. 在任务规定的气液负荷下的操作点 p(设计点)处在操作区内，但是位置并不是很居 中，效果不够理想。

2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限 (V ) = 4.9160m3 /s 。

S1 max 气相负荷下限 (V ) = 1.7946m3 /s 。

S1 min 所以，精馏段操作弹性为  (VS 1) (VS 1)  m a=x 4.9160 = 2.739 m i n 1.7946 6.6.2 提馏段塔板负荷性能图 (1) 雾沫夹带线 VS2 = 5.653−58.029LS2 (2) 液泛线 V 2 = 1 9 1 . 4-0 4 1 1L72 1-4 4 9L12 /93 . 7 0 2 S 2 S 2 S 2 (3) 液相负荷上限线 (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) 液相负荷下限线 (L ) = 0 . 0 0 1 037 5 m / s S 2 m i n (6) 操作线 15 5 2 3 10 VS(m3/s) 6 5 1 p 4 0 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 VS(m3/s) 图 10 提馏段塔板负荷性能曲线图 由塔板负荷性能图可以看出：
1. 在任务规定的气液负荷下的操作点 p(设计点)处在操作区居中的位置。

2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限 (V ) = 5.0144m3 /s 。

S1 max 气相负荷下限 (V ) = 1.8086m3 /s 。

S2 min 所以，精馏段操作弹性为  (VS1 )max (VS1 )min  = 5.1044 = 2.822 1.8086 7 附属设备设计 7.1 产品冷却器设计选型 产品冷却器冷却任务：
热流股：塔顶产品 D，94%乙醇，由 79.18℃冷却至 40℃。

质量流量为 DMLD = 0.03159×42.1348 = 1.331kg/s 特征温度为 t1 = 59.59℃ 冷流股：冷却水，入口温度 25℃，出口温度暂定为 35℃。

特征温度为 t2 = 30℃ 按照产品冷却前后的平均温度查算比热容：
Cpm = xD CpC + (1−xD)CpW = 0.94×3.33+(1−0.94)×4.178 = 3.381kJ/(kg·℃) Q = CpmDMLDΔtm = 3.381×1.331×(79.18−40) = 176.311kJ/s = 176.311kW 根据热量衡算，所需用水量为：
M W = Q C¢pw ´ Dtw = 176.311 4.174´10  = 4.224kg/s 根据管壳式换热器用作冷却器时总传热系数 K0 的推荐值表查得，以乙醇为高温 流体，水做低温流体时，总传热系数 K0 的推荐值范围为：430~850W/(m2·K)。

本案例中的高温流体是以乙醇为主要组成的水溶液性质更偏向于乙醇。因此取 K = 700 W/(m2·K) = 0.7k W/(m2·K)。

Dt = ( 7 9 .1-8 -3 5 ) -( 3 5 2 5 ) 0 C 平均传热温差：
m  ln æ 7 9 .1-8 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 取安全系数为 1.1，则实际换热面积 A = 12.04m2。

ϕ25mm×2.5mm 的管子作为换热管，管心距 PT = 32mm。

取管长为 3m，根据换热面积计算实际管数：
N = A p dL = 12.04 p ´ 0.025´ 3  = 51.1 » 52 换热器壳体直径的计算公式为 D0  = 0.637  R 0 CL CTP AP2d L0 其中 PR = 32/25 = 1.28，CL = 1，CTP = 0.85。

则：
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：
根据管壳式换热器系列标准中的固定管板式换热器标准(JB/T 4715—92)，所选择 的换热器为：公称直径 325mm，公称压力 1.6MPa，换热管直径为 ϕ25mm×2.5mm， 管心距为 32mm。管程数为 1，管子根数为 57，中心排管数为 9，换热管长度 3000mm， 换热面积为 13.0m2。

7.2 接管尺寸计算 7.2.1 进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T 型进料管。

本设计采用通过泵输送料液直管进料，管径计算如下：
D = 4VS p uF  ，取 uF  = 2m/s，ρL  = 887.945kg/m3 F V = FMLF = 0.2366 ´21.2553 = 0.005663m3 /s rLF 887.945 DF = 4VF = p uF 4 ´ 0.005663 =0.060m p ´ 2 经圆整，查表取 ϕ70mm×4mm 热轧无缝钢管。

校核设计流速：
u = FM LF  = 4 ´0.2366 ´21.2553 =1.876m/s p D2 r p ´ 0.062 ´887.945 F 2 4 F F 经校核，所选接管适用。

7.2.2 塔顶蒸汽出口管 直管出气，取出口气速为：u = 15 m/s，则：
DD = 4VD = p uD 4 ´ 3.7293 = 0.5626m 3.14 ´15 经圆整，查表取 ϕ600mm×10mm 热轧无缝钢管。

校核设计流速：
uD = 4VD D p D2 = 4´ 3.7293 = 14.115m/s p ´ 0.582 经校核，所选接管适用。

7.2.3 回流液入口管 采用直管依靠重力回流，取液体流速 uR = 0.4m/s。

视回流液温度与第一块塔板上的液体温度相同。

R V = RDMLR rLR  = 3.054 ´ 0.03159 ´42.135 = 0.005443m3 /s 746.796 DR = 4VR = p uR 4 ´ 0.005443 =0.132m p ´ 0.4 经圆整，查表取 ϕ146mm×6mm 热轧无缝钢管。

校核设计流速：
u = RDM LR = 4 ´ 3.054 ´ 0.03159 ´42.135 =0.3977m/s p D2 r p ´ 0.134 ´ 746.796 R 2 4 R R 经校核，所选接管适用。

7.2.4 塔顶出料管 取液体流速 uR = 1.0m/s，近似视出料液的组成和温度与第一块塔板上的液体温 度相同。

D V = DMLR rLR  = 0.03159 ´42.135 = 0.001782m3 /s 746.796 DD = 4VD = p uD 4 ´ 0.001782 =0.0476m p ´ 0.4 经圆整，查表取 ϕ57mm×3.5mm 热轧无缝钢管。

校核设计流速：
u = DM LD = 4 ´0.03159 ´42.135 =0.9077m/s p D2 r p ´ 0.050 ´ 746.796 D 2 4 D D 经校核，所选接管适用。

7.2.5 塔底出料管 采用直管出料，取液体流速 uW = 1.2m/s。

W V = FMLW rLW  = 0.3333 ´18.0310 = 0.006322m3 /s 950.6867 DW = 4VW = p uW 4 ´ 0.006322 =0.082m p ´1.2 经圆整，查表取 ϕ95mm×5.5mm 热轧无缝钢管。

校核设计流速：
u = WM LW  = 4 ´ 0.3333 ´18.0310 =1.1408m/s p D2 r p ´ 0.084 ´ 950.6867 W 2 4 W W 经校核，所选接管适用。

7.2.6 塔底蒸汽入口管 采用直管进气，取管内气速为：u = 20 m/s，则：
DW¢ = 4VW¢ = p uW¢ 4 ´ 3.8427 = 0.4946m 3.14 ´ 20 经圆整，查表取 ϕ530mm×10mm 热轧无缝钢管。

校核设计流速：
uW¢ = 4VW¢ W p D¢2 = 4´ 3.8427 = 18.811m/s p ´ 0.512 经校核，所选接管适用。

8 设计结果汇总 8.1 各主要流股物性汇总 表 2 各主要流股物性汇总 项 目 符号 单位 数 值 塔顶 D 进料 F 塔底 W 温度 t ℃ 79.18 94.21 119.97 压力(绝压) p kPa 105.325 137. 141.343 液相组成 x ＼ 0.8597 0.1153 0.000391 气相组成 y ＼ 0.8640 0.4573 0.004991 摩尔流率 L kmol/s 0.0316 0.2366 0.3333 液相平均密度 ρL kg/m3 746.796 887.945 950.687 液相平均分子量 ML kg/kmol 42.1348 21.2554 18.0310 气相平均分子量 MV kg/kmol 42.2554 30.8470 18.1600 气相平均密度 ρV kg/m3 1.4625 1.0239 0.5780 表面张力 σ dyn/cm2 17.7370 29.1535 56.5684 8.2 浮阀塔设计参数汇总 表 3 塔的设计参数汇总 项 目 符号 单位 数 值 精馏段 提馏段 最小回流比 Rmin ＼ 2.106 回流比 R ＼ 3.054 各段平均压力 p kPa 121.333 140.704 各段平均温度 t ℃ 86.70 102.09 摩尔流率 气相 L kmol/s 0.0965 0.3331 液相 V kmol/s 0.1281 0.1283 质量流率 气相 Lm kg/s 3.0574 6.5335 液相 Vm kg/s 4.6805 3.1377 体积流率 气相 LS m3/s 0.003741 0.007116 液相 VS m3/s 3.7293 3.8427 液相平均组成 x ＼ 0.4875 0.0579 气相平均组成 y ＼ 0.6606 0.2311 液相平均密度 ρL kg/m3 817.371 919.316 气相平均密度 ρV kg/m3 1.2432 0.8010 液相平均分子量 ML kg/kmol 31.70 19.64 气相平均分子量 MV kg/kmol 36.55 24.50 液相表面张力 σ dyn/cm2 23.45 42.86 理论板数 NT ＼ 23 5 实际板数 Np ＼ 48 11 板间距 ＼ m 0.45 0.45 塔的有效高度 塔径 D m 1.8 1.8 空塔气速 u m/s 1.466 1.466 塔板液流型式 ＼ ＼ 单溢流 单溢流 溢流管型式 堰长 ＼ lw ＼ m 弓形 1.26 弓形 1.26 溢流装置 堰高 h′ow m 0.046 0.039 溢流堰宽度 Wd m 0.27 0.27 管底与受液盘距离 ho m 0.030 0.031 数目 排列形式 N ＼ ＼ ＼ 335 271 等腰三角形叉排 排间距 t2 m 0.65 0.70 浮阀 孔心距 t1 m 0.75 0.85 开孔率 ϕ ＼ 0.1573 0.1272 阀孔气速 u0 m/s 12.291 11.870 阀孔动能因子 F0 ＼ 10.4 10.6 单板压力降 Δpp Pa 570.4 646.7 气相最大负荷 (VS)max m3/s 4.9160 5.0144 气相最小负荷 (VS)min m3/s 2.739 1.8086 操作弹性 ＼ ＼ 2.739 2.822 8.3 产品冷却器设计结果汇总 根据管壳式换热器系列标准中的固定管板式换热器标准(JB/T 4715—92) 公称直径 325mm 公称压力 1.6MPa 换热管直径 ϕ25mm×2.5mm 管心距 32mm 管程数 1 管子根数 57 中心排管数 9 换热管长度 3000mm 换热面积 13.0m2 8.4 接管尺寸汇总 (1) 进料管 ϕ70mm×4mm (2) 塔顶蒸汽出口管 ϕ600mm×10mm (3) 回流入口管 ϕ146mm×6mm (4) 塔顶出料管 ϕ57mm×3.5mm (5) 塔底出料管 ϕ95mm×5.5mm (6) 塔底蒸汽入口管 ϕ530mm×10mm 9 设计评述及感悟 近两周的课程设计终于艰难地结束了，我在 XX 老师的指导和帮助下成功的完 成了乙醇——水精馏操作中浮阀塔的设计。

本设计采用制造价格较低的浮阀塔，尽量减少设备成本和操作成本，但仍不免 许多不合理支出。所设计出的塔体较高，在实际制造和安装过程中可能会有较大难 度，因此可以考虑采用多塔多级精馏的形式，以求资源的良好整合与利用。

关于整个工艺流程的热量利用，我也是有些想法的。精馏过程的原理是多次进 行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有 5%左右被利用。

塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源。

因此可以用热夹点法计算，用塔顶的冷凝放热和冷却放热对原料也进行初步加热， 再用塔釜残液将原料液加热到泡点。这样可以大大提高热利用率。

通过此次设计，目的是使设备达到最佳的工艺要求，以节省费用，提高经济效 益，那么就必须要熟练的掌握分离的作用和设计中注意的变数，另一方面也要考虑 数据的特性，合不合符设计的要求，也存在一个合理性的问题，所以计算的范围也 必须要从操作中来一个综合的评价。例如在设计过程中，出现过很多问题，例如在 已有的浮阀塔板的浮阀孔排布中，找不到合适的塔板满足设计要求，就必须自行设 计新的浮阀孔排布；
操作弹性过小，就必须调整前面的设计参数，以期达到相对较 大的操作弹性。

在这次设计的过程中，让我感触最深的是细心、专心、耐心。因为在设计中会 出现很多的细节问题，一个不留神就会出现错误，一旦出现错误，就是要从头再来， 那就要浪费很多时间，而设计的时间是有限的，所以要想按时完成就必须要细心、 专心、耐心。同时在设计中还要进行创新。此外，查资料、数据也是很重要的。在 设计计算的过程中，会遇到很多数据，特别是物性数据查不到的情况，或者不同出 处得到的数据不一样的情况，需要根据数据来源的可靠性和经验判断选取合适的数 值。

本设计从计算到绘图，经过多次修改，全部由自己独立完成。在设计过程中肯 定还存在着或多或少的不足之处，望老师能够指正。

此外，因时间仓促，不能够在设计中完成两种方案的设计计算，更无从对其进 行个角度的比较和讨论，甚为遗憾。望见谅。

10 参考文献 [1] 贾绍义，柴诚敬主编．化工传质与分离过程．北京：化学工业出版社，2009． [2] 柴诚敬，张国亮主编．化工流体流动与传热．北京：化学工业出版社，2008． [3] 贾绍义，柴诚敬主编．化工原理课程设计(化工传递与单元操作课程设计)．北京：
化学工业出版社，2006． [4] 程能林编著．溶剂手册(第四版)．北京：化学工业出版社，2008． [5] 刘光启，马连湘，邢志有主编．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，刘杰主编．化学化工物性数据手册(有机卷)．北京：化学工业 出版社，2002． [7] 刘光启，马连湘，刘杰主编．化学化工物性数据手册(无机卷)．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] 邝生鲁主编．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 主要符号说明 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 堰上层高度 m F 进料板 Wd 弓形降液管高度 m W 塔釜 Af 截面积 m2 L 液相 AT 塔截面积 m2 V 气相 θ 液体在降液管中停留时间 s M 摩尔质量 g/mol h0 降液管底隙高度 m Rmin 最小回流比 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 同一排孔中心距 mm T 温度 ℃ ϕ 开孔率 ρ 密度 kg/m3 n 筛孔数目 个 σ 表面张力 N/m u0 气体通过阀孔气速 m/s μ 粘度 mPa·s hc 干板阻力 m 液柱 HT 塔板间距 m h1 气体通过降液层阻力 m 液柱 hL 板上液层高度 m hσ 气体通过表面张力阻力 m 液柱 u 空塔气速 m/s hp 气体通过每层塔板液柱高度 m 液柱 D 直径 m ΔPP 气体通过每层塔板的压降 kPa 附录 2 乙醇——水系统的气液平衡数据表 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 99.9 0.004 0.053 82.0 27.30 56.44 99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78 99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22 99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70 99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28 99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29 98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71 97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69 95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93 91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26 87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83 85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91 83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40 82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41 附录 3 不同温度下乙醇和水的粘度 温度 水粘度 乙醇粘度 t/℃ μW/mPa·s μW/mPa·s μW/mPa·s μW/mPa·s 0 1.7921 1.773 1.82 1.70 10 1.3077 1.466 1.49 20 1.0050 1.17 1.17 1.15 25 0.8937 1.06 30 0.8007 1.003 0.97 40 0.6560 0.81 0.814 50 0.5494 0.702 0.68 60 0.4688 0.592 0.58 0.601 70 0.4061 0.504 0.50 80 0.3565 0.43 0.495 90 0.3165 100 0.2838 0.361 110 0.2589 化学工业物性 溶剂手册 溶剂手册 化学工业物性 数据手册(无机卷) (1986 年第一版) (2008 年第四版) 数据手册(有机卷) 水的粘度(常压，t≤100℃) 附录 4 不同温度下乙醇和水的密度 不同温度下乙醇的密度 ρc/(kg·m-3) t/℃ 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 ρc/(kg·m-3) 795 785 777 765 755 746 735 730 716 703 不同温度下水的密度 ρw/(kg·m-3) t(℃) 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 40 992.212 991.826 991.432 991.031 990.623 990.208 989.786 987.358 988.922 988.479 50 988.030 987.575 987.113 986.644 986.169 985.688 985.201 984.707 984.208 983.702 60 983.191 982.673 982.150 981.621 981.086 980.546 979.999 979.448 978.890 978.327 70 977.759 977.185 976.606 976.022 975.432 974.837 974.237 973.632 973.021 972.405 80 971.785 971.159 970.528 969.892 969.252 968.606 967.955 967.300 966.639 965.974 90 965.304 964.630 963.950 963.266 962.577 961.883 961.185 960.482 959.774 959.062 100 958.345 110 951 附录 5 不同温度下乙醇和水的表面张力 沸点 t/℃ 表面张力 σ/(dyn/cm2) 乙醇 水 20 22.3 72.88 30 21.2 71.20 40 20.4 69.80 50 19.8 67.77 60 18.8 66.07 70 18.0 64.36 80 17.15 62.69 90 16.2 60.79 100 15.2 58.91 110 14.4 56.97 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 附图附件无 致谢 在此次设计过程中，感谢 XX 老师给予我热情的指导，使得我顺利完成课程设 计。也感谢和我一起进行设计、计算、讨论的同学，我们一起探讨，一起学习，一 起进步。这是非常难忘的一个过程，复杂但充实，在此特别感谢！