年产2.5万吨酒精精馏塔设计

一、 概述

乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

1. 设计依据

课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。

（1） 操作压力

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。

一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，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，冷却费用。在相同的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。

故我们采用塔顶压力为常压进行操作。 （2） 进料状况

进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。但泡点进料需预热，热耗很大。

在此次设计中，我们选用30°C冷夜进料。 （3） 加热方式

精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为

1

某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。

综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式 （4）热能的利用

蒸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%左右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。

2. 技术来源

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

3. 设计内容及任务

（一） 设计内容

乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计 （二） 设计任务

处理能力：2.5万吨/年，每年按300天计算，每天24小时连续运转。 原料乙醇-水溶液：40%组成（乙醇的质量分数） 产品要求：塔顶产品组成（质量分数）：≥90% 塔顶易挥发组分回收率：99% 塔底的产品组成（质量分数）：≤1%

1) 塔型选择

根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为145.9kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选择浮阀塔。

2) 操作条件

（1） （2） （3） （4） （5） （6）

2

操作压力：塔顶压强为常压101325Pa 单板压降：﹥0.7KPa

进料状况：30°C冷夜进料 回流比：自选

加热方式：间接蒸汽加热 冷却水进口温度：30°C

二、 塔的工艺计算

1. 工艺过程

1.1. 物料衡算

9mol/ l M水?18g/mo l F?145.k hWF?40% WD?90% M乙醇?46g/mo XF?WF/M乙醇?WF/M乙醇?(1?WF)M/水40%/46?0.206 940%?/46?(140%)/18XD?WD/M乙醇90%/46??0.7790

WD/M乙醇?（1?WD)/M水90%/46?(1?90%)/18DXD?FXF99%?145.9?0.2069 得 D???38.36kmol/h

XD0.7790FXF由??W?F?D?145.9?38.36?107.54kmol/h

由FXF?DXD?WXW 得 XW?F D W FXF?DXD145.9?0.2069?38.36?0.7790??0.0028?0.28%?1%

W107.54表1 物料衡算数据记录 145.9kmol/h 38.36kmol/h 107.54kmol/h XF XD 0.2069 0.7790 0.0028 XW 由气液平衡数据，画出下表， 3

由图查出组成XF?0.2069的乙醇-水溶液泡点为83.25°C，在平均温度为（83.25+30）/2=56.63下，由《化工原理》（第三版，王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：

乙醇的摩尔热容：CmA?3.02?46?138.92kJ/(kmol?K) 乙醇的摩尔汽化潜热：rA?914.2?46?42053.2kJ/(koml?K)

水的摩尔热容：

CmB?18?[4.178?(4.183?4.178)??75.26kJ/(koml?K)56.63?56]60?50

水的摩尔汽化潜热：rB?2392.86?18?43071.48kJ/kmol

比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容：

Cmp?CmAXA?CmBXB?138.92?0.2069?75.26?(1?0.2069)?88.43kJ/(kmol?K)

加料液的平均汽化热：

r?rAXA?rBXB?42053.2?0.2069?43071.48?(1?0.2069)?42860.8kJ/kmol

q?1?

Cmpr(T?t)?1?88.43?(83.25?30)?1.1

42860.81.2. 最小回流比及操作回流比的确定

4

（1）q线方程：

yq?xq1.10.2069xq?F?xq??11xq?2.069做出下图， q?1q?11.1?11.1?1得q线与平衡线的交点（0.238，0.547），即xe?0.238，ye?0.547 由

x?ye0.7790?0.547Rmin?D??0.429，得Rmin?0.751

Rmin?1xD?xe0.7790?0.238（2）过点（0.7790，0.7790）做平衡线的切线，交Y轴于点（0，0.41） 由

Rmin?0.41，得Rmin?0.9

Rmin?1取较大的回流比，故Rmin?0.9 根据Rmin?(1.2~2)Rmin，取R=1.8

1.3. 精馏段和提馏段操作线的确定

精馏段液相流量：L?RD?1.8?38.36?69.05kmol/h

精馏段汽相流量：V?(R?1)D?(1.8?1)?38.36?107.41kmol/h

5

LD69.0538.36xn?xD?xn??0.7790 精馏段操作线方程： VV107.41107.41?0.643xn?0.278yn?1? 提馏段液相流量：L'?L?qF?69.05?1.1?145.9?229.54kmol/h 提馏段汽相流量：V?L?W?229.54?107.54?122kmol/h

''Dx?FxL'yn?1?'xn?D'FVV229.5438.36?0.779?145.9?0.2069 提馏段操作线方程： ? xn?122122?1.88xn?0.00249

1.4. 理论及实际塔板数的确定

A 用图解法求解理论板数

在y-x图上分别画出提馏段方程和精馏段方程，利用图解法可以求出理论塔板数为10块（含塔釜）。

其中第8理论板为进料板。见下图 B 用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：

6

（1）由相平衡方程式y??xy(x?1)，可得??

1?(??1)xx(y?1)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：

y1?xD?0.7790 x1?0.7427(塔顶第一块板) yF?0.5303 xF?0.2069(加料板) xW?0.0028 yW?0.0251(塔釜)

因此可以求得：

?1??F?y1(x1?1)0.7790?(0.7427?1)??1.2212

x1(y1?1)0.7427?(0.7790?1)yF(xF?1)0.5303?(0.2069?1)??4.3278

xF(yF?1)0.2069?(0.5303?1) 7

?yW(xW?1)0.0251?W?x(y?1)?(0.0028?1)0.0028?(0.0251?1)?9.1693

WW

平均相对挥发度的求取：

??3?1?F?W?31.2212?4.3278?9.1693?3.6458

(2)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： 塔顶：xD?0.7790 ，tD?78.31?C 塔釜：xW?0.0028 , tW?99.23?C 塔顶和塔釜的算术平均温度：t?tW?tD2?78.31?99.232?88.77?C 由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表12查得： 在88.77°C下，?乙醇?0.410mPa?s ， ?水?0.315mPa?s

根据公式lg?lg0.410?(1?0.2069)?lg0.315]Lm??xilg?i 得?Lm?10[0.2069??0.3327mPa?s（4） 由奥康奈尔关联式：

ET?0.49(??L)?0.245?0.49?(3.6458?0.3327)?0.245?46.74%

C 求解实际塔板数N?NT?110E??1?19.3 取N=20 T46.74%

1.5. 塔的结构设计

1.5.1. 精馏塔塔径的计算

A. 查得有关乙醇与水的安托因方程： 乙醇：lg(Ps/kPa)?A?B(T/K)?C?7.33827?1652.05(T/K)?231.48

[7.33827?1652.05得: P0(T/K)?231.48]A?10

水：lg(Ps/kPa)?A?B(T/K)?C?7.07406?1657.46(T/K)?227.03

[7.07406?1657.46得：P0(T/K)?227.03]B?10

将P0000A,PB代入PAxA?PBxB?P 进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：1) 塔顶：P1?101.3kPa，xA?x1?0.7427 试差得t1?82.27?C 2) 进料板位置：NF?8

8

精馏段实际板层数：N精?7/46.12%?14.95?15 每层塔板压降：?P?0.7kPa

进料板压力：PF?101.3?0.7?15?111.8kPa

进料板：PF?111.8kPa，xA?xF?0.2069试差得tF?96.39?C 3) 提馏段实际板层数：N提?（3-1）/46.81%=4.27?5 塔釜压力：PW?111.8?0.7?5?115.3kPa

塔釜：xA?xw?0.0028，PW?115.3kPa 试差得tW?103.57?C 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：

精馏段：tt1?tF82.27?m?2?96.392?89.33?C PP1?PF101.3?111.8m?2?2?106.55kPa

提馏段：t't?tW96.39?103.57m?F2?2?99.98?C P'PW?PF111.8?115.3m?2?2?113.55kPa

B. 平均摩尔质量的计算：

塔顶：MVDm?0.7790?46?(1?0.7790)?18?39.81kg/kmol

MLDm?0.742?74?6?(10.7?427?)18kg3k8.m 8o0l进料板：MVFm?0.5303?46?(1?0.5303)?18?32.85kg/kmol MLFm?0.2069?46?(1?0.2069)?18?23.79kg/kmol 塔釜：MVwm?0.0251?46?(1?0.0251)?18?18.70kg/kmol MLwm?0.002?84?6?(10.0?028?)1k8g1k8.m 0o8l精馏段平均摩尔质量：MMVDm?MVFmvm?2?39.81?32.852?36.33kg/kmol

MM?MLFmLm?LDm2?38.80?23.792?31.30kg/kmol提馏段平均摩尔质量：M'MVFm?MVwm32.85?18.70Vm?2?2?25.78kg/kmol M'M?MLwmLm?LFm2?23.79?18.082?20.94kg/kmol

9

表2 平均摩尔质量的计算

塔顶 MVDm MLDm 39.81kg/kmol 38.80kg/kmol 32.85kg/kmol 23.79kg/kmol 18.70kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 Mvm MLm ' MVm36.33kg/kmol 31.30kg/kmol 25.78kg/kmol 20.94kg/kmol 进料板 MVFm MLFm ' MLm塔釜 MVwm MLwm 18.08kg/kmol

C. 平均密度的计算：

1) 汽相平均密度计算：?Vm?精馏段汽相平均密度：?Vm?PM RTPm?MVm106.55?36.33??1.28kg/m3

RT8.314?(273.15?89.33)''Pm?MVm提馏段汽相平均密度：?Vm?RT'??wi

?113.55?25.78?0.943kg/m3

8.314?(273.15?99.98)2) 液相平均密度计算：

1?L?i塔顶：?A?743.16kg/m3，?B?972.74kg/m3 wA?xAMA0.779?046??0.9 0xAMA?(1?xAM)B0.77?90?46?0.221181wA?10.900.1?743.16972.74?761.12kg/m3

得：?LDm??A?wB?B进料板：?A?725.26kg/m3，?B?961.08kg/m3,

wA?xAMA0.2069?46??0.40

xAMA?(1?xA)MB0.2069?46?0.7931?18得：?LFm?1wA?A

?wB?10.400.60?725.26961.08?850.46kg/m3

?B10

塔釜：?A?710kg/m3，?B?961.36kg/m3，

wA?xAMA0.0028?46??0.0071

xAMA?(1?xA)MB0.0028?46?0.9972?181wA?10.00710.9929?710961.36?958.95kg/m3

得：?Lwm??A?wB?B精馏段液相平均密度：?Lm?提馏段液相平均密度：?Lm

'761.12?850.46?805.79kg/m3

2850.46?958.95??904.71kg/m3

2表3 液相平均密度的计算 塔顶 进料板 ?A ?B wA 743.16kg/m3 972.74kg/m3 0.90 塔釜 ?A ?B wA 710kg/m3 961.36kg/m3 0.0071 ?LDm ?A ?B wA 761.12kg/m3 725.26kg/m3 961.08kg/m3 0.40 提馏段液相平均密度 精馏段液相平均密度 ?LDm 958.95kg/m3 805.79kg/m3 ?Lm ' ?Lm904.71kg/m3 ?LDm 850.46kg/m3 D. 液体平均表面张力计算

液体平均表面张力按下式计算：?Lm??x?ii

塔顶：t1?82.27?C，由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录二十

?A?17.5mN/m，?B?62.2mN/m

得：?LDm?x1?A?(1?x1)?B?0.7427?17.5?(1?0.7427)?62.2?29.0mN/m 进料板：tF?96.39?C，查手册：?A?16mN/m，?B?59.5mN/m

11

得：?LFm?xF?A?(1?xF)?B?0.2069?16?(1?0.2069)?59.5?50.5mN/m 塔釜：tW?103.57?C，查附录：?A?15.2mN/m，?B?58.48mN/m 得：?Lwm?0.0028?15.2?(1?0.0028)?58.48?58.35mN/m 精馏段液体表面平均张力：?Lm?提馏段液体表面平均张力：?Lm

表4 液体平均表面张力计算 塔顶 进料板 '?LDm??LFm2???LFm?LDm229.0?50.5?39.75mN/m

250.5?58.35??54.43mN/m

2?t1 82.27?C 17.5mN/m ?A ?B 62.2mN/m 29.0mN/m 塔釜 tw 103.57?C 15.2mN/m ?A ?B 58.48mN/m 58.35mN/m ?LDm tF ?Lwm 精馏段液体表面平均张力 提馏段液体表面平均张力 96.39?C 16mN/m 59.5mN/m 50.5mN/m ?Lm 39.75mN/m ?A ?B ?' Lm54.43mN/m ?LFm E. 液体平均黏度计算：

液体平均黏度按下式计算：lg?Lm??xlg?

ii塔顶：t1?82.27?C，查由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十二

?A?0.41mPa?s，?B?0.35mPa?s

得：?LDm?10?xilg?i?10[0.7427lg0.41?(1?0.7427)lg0.35]?0.394mPa?s

进料板：tF?96.39?C，查附录：?A?0.33mPa?s，?B?0.29mPa?s 得：?LFm?10[0.2069lg0.33?(1?0.2069)lg0.29]?0.298mPa?s

塔釜：tw?103.57?C，查附录：?A?0.30mPa?s，?B?0.274mPa?s

12

得：?Lwm?10[0.0028?lg0.3?0.9972?lg0.274]?0.274mPa?s 精馏段液体平均黏度：?Lm?提馏段液体平均黏度：?Lm

表5 液体平均黏度计算 塔顶 进料板 '0.394?0.298?0.346mPa?s

20.298?0.274??0.286mPa?s

2t1 82.27?C 0.41mPa?s ?A ?B 0.35mPa?s 0.394mPa?s 塔釜 tw 103.57?C 0.30mPa?s ?A ?B 0.274mPa?s 0.274mPa?s ?LDm tF ?Lwm 精馏段液体平均黏度 96.39?C 0.33mPa?s 0.29mPa?s 0.298mPa?s ?Lm 0.346mPa?s ?A ?B 提馏段液体平均黏度 ' ?Lm0.286mPa?s ?LFm

F. 气液相体积流率计算： 精馏段汽相体积流率：Vs?VMVm107.41?36.33??0.847m3/s

3600?Vm3600?1.28液相体积流率：Ls?LMLm69.05?31.3??0.00075m3/s

3600?Lm3600?805.79's'V'MVm122?25.783提馏段汽相体积流率：V???0.926m/s '3600?Vm3600?0.943''LM229.54?20.94Lm液相体积流率：L???0.00148m3/s '3600?Lm3600?904.71's

表6 气液相体积流率计算 Vs Ls

0.847m3/s 0.00075m3/s Vs' L's 0.926m3/s 0.00148m3/s 13

G. 塔径的确定

塔径的确定，需求?max?C?0.2?Lm??Vm，C由下式计算：C?C20(L)

20?VmC20由Smith图查取。

取板间距HT?0.35m，板上液层高度hl?0.05m，则HT?hl?0.35?0.05?0.30m

Ls?L1/20.00075805.791（1） 精馏段塔径的确定：图的横坐标为()??()2?0.022

Vs?V0.8471.28查smith图，

smith图

得C20?0.072

C?0.0826

umax?0.0826805.79?1.28?2.071m/s

1.28取安全系数为0.7，则空塔气速为：u?0.7?2.071?1.450m/s 则精馏塔塔径D?4Vs4?0.847??0.862m ?u??1.450 14

（2） 提馏段塔径的确定：

图的横坐标为：L'?'sL20.00148904.71V'(')1/?0.943?0.0459

s?V0.926查smith图，得C'20?0.069

C'?0.069?(54.4320)0.2?0.0843 u'max?0.0843904.71?0.9430.943?2.610m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为u'?0.7?2.610?1.827m/s

则精馏塔塔径D'?4V's4?0.926?u'???1.827?0.804m （3） 按标准塔径圆整后，D?0.9m 塔截面积：AT??4D2??24?0.9?0.6362m2

精馏段实际空塔气速为：u?VsA?0.8470.6362?1.331m/s T提馏段实际空塔气速为：u'?V's0.926A??1.456m/s

T0.63621.5.2. 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度的计算：Z精?（N精?1）?0.35?4.9m 提馏段有效高度的计算：Z提?（N提?1）?0.35?1.4m

每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m，人孔数：Np=（20/5）-1=3 塔顶间距：H1=(1.5~2.0)HT,取H1=1.7×0.35=0.595m≈0.6m 塔底空间高度：H2=2m，进料板处板间距：HF=0.4m 塔高： H=（N-np-nF-1）HT+npHp+ H1+ H2+ HD+ HB+ nFHF

=（20-3-1-1）×350+3×600+600+2000+1000+2000+1×400 =13.05m

2. 塔板主要工艺尺寸的计算

2.1. 溢流装置计算

因塔径D=0.9m，可选用单溢流弓形降液管 A.堰长lw

单溢流：lw=（0.6~0.8）D，取lw=0.6×0.9=0.54m

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B.溢流堰高度hw 因为hl=hw+how

选用平直堰，堰上液层高度how可用Francis计算， 即how?2.84lh2/3E() 1000lh精馏段：lL=0.000543×3600=1.9548 m3/h

液体收缩系数计算图

Lhlw2.5?lw0.542.7??0.6 ，?12.62.5D0.90.54查上图得，E=1.02, 则how=（2.84/1000）×1.02×（2.7/0.54）2/3=0.00849m

取板上清夜层高度h2=0.05m, 故hw=0.05-0.00849=0.04151m

3

提馏段：l′h=0.00148×3600=5.328m/h

2/3

查得 E=1.045，则h′=0.0137m OW=(2.84/1000)×1.045×（5，328/0.54）取板上清夜层高度hL=0.05m, 故h′W=0.05-0.0137=0.0363m

2.2. 降液管

2.2.1

降液管高度和截面积

因为lw?0.6，查下图（弓形降液管参数图）得：

2AfAT?0.055,

Wd?0.115 D所以Af?0.055?0.6362?0.0350m，wd?0.115?0.9?0.1035m

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弓形降液管参数图

依下式验算液体在降液管中的停留时间：??3600AfHtL?3~5

h精馏段：??3600?0.0350?0.352.7?16.33s?5s

提馏段：??3600?0.0350?0.355.328?8.28s?5s 故降液管设计合理。 2.2.2 降液管底隙高度

降液管底隙高度依下式计算：hLh0?3600l? wu0取?'0?0.07m/s，

则 精馏段：h2.7o?3600?0.54?0.07?0.020m ，即h0?20mm

提馏段：h?5.3280?3600?0.54?0.07?0.0392m ，即h0?20mm 故降液管底隙高度设计合理。

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2.3. 塔板布置

2.3.1. 塔板的分块

因为D=900mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。

表 塔板分块数

塔径/mm 塔板分块数 800~1200 3 1400~1600 4 1800~2000 5 2200~2400 6 2.3.2. 边缘区宽度确定

溢流堰前的安定区宽度：WS=0.07m 边缘区宽度：WC=0.035m

2.3.3. 开孔区面积计算

开孔区面积按下式计算：Aa?2(xr?x?其中x?22xsin?1) 180r?r2D0.9?(Wd?Ws)??(0.1035?0.07)?0.2765m 22D0.9r??Wc??0.035?0.415m

2222故Aa?2?(0.2765?0.415?0.2765???0.4152180sin?10.2765)?0.422m2 0.4152.3.4. 浮阀塔计算及其排列

采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm A. 浮法数目

浮法数目按下式计算：N?4VS 2?d0u0气体通过阀孔的速度：u0?取动能因数F=1.1 则 精段：u0?F?V

4?0.84711?72.95?73个 ?9.72m/s，N?2??0.039?9.721.284?0.92611?68.42?69个 ?11.33m/s， N??2??0.039?11.330.943提馏段：u0??B. 排列

由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t=75mm，画出阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔26个.弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N=26+24×2=74个. C. 校核馏

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1) 精馏段：

4V4?0.847 气体通过阀孔的实际速度：us0??d2??9.58m/s

0N??0.0392?74 阀孔排列图

实际动能因素：F0?u0?v?9.58?1.28?10.84

2) 提馏段：

气体通过阀孔的实际速度：u?4V?S4?0.9260??d2??10.48m/s

0N??0.0392?74 实际动能因素：F??0?u0??V?10.48?0.943?10.18

3) 开孔率：

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??N?d204A?100%?74???0.0392?13.89%

T4?0.6362开孔率在10%~14%之间，且实际动能因数F0在9~12间，满足要求。

3. 流体力学验算

3.1. 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）

单板压降：hp=hc+hl+hσ 阀片全开前：h0c?19.9u0.175?19.9?9.580.175?L805.79?0.037m

h?u?0.1750c?19.9??19.9?10.480.175?L904.71?0.033m

阀片全开后: hu20?V9.582?1.28c?5.342g??5.34??0.040m

L2?9.81?805.79 h?u?2?0c?5.34?2V2g???5.34?10.48?0.943?0.031m L2?9.81?904.71取板上液层充气因数ε0=0.5，那么

hL=ε0(hw+ how)=ε0 hL=0.5×0.05=0.025m 气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：h???2h? Lg但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。 (1) 精馏段：hp=hc+hl+hσ=0.037+0.025=0.062m (2) 提馏段：h′P=0.033+0.025=0.058m

3.2. 漏液验算

(1) 精馏段：

气体通过阀孔时的速度：us0?4V?d2?4?0.8472?74?9.58m/s 0N??0.039 F0?u0?v?9.58?1.28?10.84>6

(2) 提馏段

气体通过阀孔时的速度：u?0?4V? S4?0.926?d2N???0.0392?74?10.48m/s0 F???0?u0?V?10.48?0.943?10.18>6

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3.3. 液泛验算

降液管内泡沫液层高度可按下式计算：

Hd=hp+hw+how+Δ+hd=hp+hL +hd≤φ（HT+hw） 浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计 (1) 精馏段 hp =0.062m , hL =0.05m L0.00075塔板上不设进口堰时：hSd?0.153(l)3?0.153?()3?0.00005m wh00.54?0.020 Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m

取φ=0.5 ，φ（HT+hw）=0.5×（0.35+0.04151）=0.196m Hd<φ（HT+hw）

(2) 提馏段 h′h′

p=0.058m , L=0.05m

塔板上不设进口堰时：h?d?0.153(L?S30.001483l?)?0.153?()?0.00005m

wh00.54?0.0392 H′d=0.058+0.05+0.00005=0.10805m 取φ=0.5 ，φ（HT+h′W）=0.5×（0.35+0.0363）=0.19315m

H′φ（H′

d

3.4. 雾沫夹带验算

泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值：

V?VS1.36LSZLV?VSF??L???VKC , F??L??V

FAb0.78KCFATZL=D-2Wd ， Ab=AT-2Af (1) 精馏段：

0.847?1.28F?805.79?1.28?1.36?0.00075?(0.9?2?0.1035)1?0.098?(0.6362?2?0.0350)?0.621

0.847?1.28F?805.79?1.280.78?0.6362?1?0.098?0.6947?0.7

(2) 提馏段：

0.926?0.943904.71?0.943?1.36?0.000148?(0.9?2?0.1035)F?1?0.092?(0.6362?2?0.035)?0.6010.926?0.943F?904.71?0.9430.78?0.6362?1?0.092?0.655?0.7

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3.5. 液体在降液管内的停留时间

(1) 精馏段：

??AfHTL?0.0350?0.35S0.00075?16.3?3s

(2) 提馏段： ???AfHTL??0.0350?0.35S0.00148?8.28?3s

4. 操作性能负荷图

4.1. 气相负荷下限线

(1) 精馏段：

V?5S?4d20N???V4?0.0392?74?51.28?0.391m3/s (2) 提馏段： V??5S?4d20N????V4?0.0392?74?50.926?0.459m3/s

4.2. 过量雾沫夹带线

取F=0.7 (1) 精馏段：

V1.28S?805.79?1.28?1.36?LS?(0.9?2?0.1035)0.7?1?0.098?(0.6362?2?0.0350) 得： VS=-23.62LS+0.973 (2) 提馏段：

V?S?0.943904.71?0.943?1.36?L?S?(0.9?2?0.1035) 0.7?1?0.098?(0.6362?2?0.0350)

得：V''s=-29.18Ls+1.201

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4.3. 液相负荷下限线

(1) 精馏段： 0.00849?2.841000E(3600LSl)2/3?2.84?1.045?(3600LS2/30.54) W1000 得：Ls?0.000726m3/S (2) 提馏段： 0.0137?2.843600L3600Ls2/31000E(s2/32.84l?)?1000?1.045?(0.54) W得：L's?0.00149m3/S

4.4. 液泛负荷上限线

L0.035?00.35S?AfHT5?5?0.002m45s /

4.5. 泛液线

泛液线方程：aV222/3s?b?cLS?dLs (1) 精馏段：

a?1.91?105?V??1.91?105?1.28LN2805.79?742?0.05541

b=φHT+（φ-1-ε0）hw=0.5×0.35+（0.5-1-0.5）×0.04151=0.13349

c?0.153l2h2?0.15322?1311.73 W00.54?0.020d?(1??10)E(0.667)l2/3?(1?0.5)?1.045?0.667?1W0.542/3?1.5770.05541V2 2 2/3

S=0.13349-1311.73LS-1.577LS (2)提馏段：

a??1.91?105??V0.943???1.91?105?LN2904.71?742?0.03636 b′=φHT+（φ-1-ε0）h′W=0.5×0.35+（0.5-1-0.5）×0.0363=0.1387

c??0.153l2?2?0.15322?341.45 Wh00.54?0.0392d??(1??10)E(0.667)l2/3?(1?0.5)?1.045?0.667?1W0.542/3?1.577

23

2 2/3

0.03636V2 S=0.1387-341.45LS-1.577LS

4.6. 操作性能负荷图

(1) 精馏段：

精馏段性能负荷图

由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得： (VS)max=0.973m3/s , (VS)min=0.391m3/s 所以，塔的操作弹性为Vs,maxV?0.9730.391?2.488?2 s,min(2) 提馏段：

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提馏段性能负荷图

由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得：(VS)max=1.201m3/s , (VS)min=0.459m3/s 所以，塔的操作弹性为Vs,maxV?1.201s0.459?2.617?2 ,min

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5. 各接管尺寸的确定

5.1. 进料管

查得30℃时，ρA=787 Kg/m3 ，ρB=995.7 Kg/m3 ， 故 ?1f?4/78?7?(10.4)/?99905.0.k72gm/30.

进料体积流量;Vsf?FMf??145.9?23.8900.2?3600?0.00107m3/s

f取适宜的输送速度u4VSff=2.0m/s, 故d计??u?4?0.00107??2?0.0261m

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：φ38×5mm 实际管内流速：u4?0.00107f???0.0282?1.318m/s

5.2. 釜残液出料管

釜残液的体积流量：VWMW107.54?18.08SW???W958.95?3600?0.000563m3/s

取适宜的输送速度：uf=1.5m/s, 则 d计?4VSW?u?4?0.000563??1.5?0.0218m经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ32×3mm 实际管内流速：u4?0.000563w???0.0262?1.060m/s

5.3. 回流液管

回流液体积流量：VLMLSL???69.05?31.30L805.79?3600?0.000745m3/s

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=0.5m/s 那么d计?4VSL?u?4?0.000745??0.5?0.0435m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ50×3mm 实际管内流速：u4?0.000745L???0.0442?0.49m/s

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5.4. 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量：

VVMVSV???107.41?39.811.28?3340.6m3?0.928m3/s

V取适宜速度uV=20m/s，那么 d计?4VSV?u?4?0.928?0.243m V??20经圆整选取拉制黄铜管，规格：φ260×5mm 实际管内流速：u4?0.928SV???0.252?18.91m/s

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三、 辅助设备的计算及选型

1. 冷凝器热负荷

按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用30℃的水作为冷却剂，逆流操作，则 Q=Wr1r1=VMVDr1

查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度82.27℃下， 乙醇汽化潜热：rA=850KJ/kg 水的汽化潜热：rB=2375KJ/kg

r1=∑rixi=850×0.7790×46+（1-0.7790）×2375×18=39906.65KJ/Kmol 故Q=107.54×39906.65/3600=1372.15KJ/s 又由于Q=KAΔtm

则?tm??t2??t1(82.27?30)?(82.27?50)??41.470C ?t82.27?30lnln282.27?50?t1因为 K=750J/s·(m2·K) 所以 A?

Q1192.1??38.33m2 ?3K?tm750?10?41.472. 再沸器热负荷

采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则 Q=Wh2r2 查得塔釜温度103.57℃下

乙醇汽化潜热rA=800KJ/kg 水的汽化潜热：rB=2250KJ/kg

r2=∑rixi=800×0.0028×46+（1-0.0028）×2250×18=40489.64KJ/Kmol 故Q=（L′-W）Mflr=(229.54-107.54)×40489.64=1372.15KJ/s 又由于Q=KAΔtm

?tm??t2??t1(103.57?70)?(110?103.57)??16.420C ?t103.57?70lnln2110?103.57?t1因为K=900J/s·(m2·K) 所以 A?Q1372.54??92.9m2 3K?tm900?10?16.42 28

四、 设计结果一览表

浮阀塔工艺设计结果 项目 塔径D/m 板间距HT/m 板上液层高度hL/m 空塔气速 精馏塔u/(m·s-1) 提馏塔u′/(m·s-1) 溢流堰长度lW/m 溢流堰高度 精馏段hw/m 提馏段 h′w/m 数值 0.9 0.35 0.05 1.331 1.456 0.54 0.04151 0.0363 0.0350 0.1035 0.020 0.0392 74 13.89% 精馏段 提馏段 精馏段u0/(m·s-1) -1 提馏段u′0/(m·s) 降液管截面积Af/m2 降液管高度Wd/m 降液管底隙高度 精馏段h0/m 提馏段 h′0/m 开孔率 % 实际动能因数F0 阀孔气速 浮阀数N/个（等边三角形叉排） 10.84 10.18 9.58 10.48 0.06 0.062 0.058 16.3 8.28 0.11205 0.10805 0.391 0.459 孔阀中心距t/m 塔板压降 液体在降液管内的停留时间 降液管内的清液高度 气相负荷下限 精馏段 hp/m 提馏段h′P/m 精馏段θ/s 提馏段θ′/s 精馏段Hd/m 提馏段H′d/m 精馏段VS/m3/s 提馏段VS/m3/s 精馏段LS/m3/s 液相负荷下限 提馏段LS/m3/s 液相负荷上限LS/m3/s 操作弹性 精馏段 提馏段 0.000726 0.00149 0.00245 2.488 2.617

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