分离乙醇与水混合液浮阀精馏塔设计

目录

摘 要 ................................................................................ 2 第一章 综述 ......................................................................... 4 1.1 绪论 .......................................................................... 4 1.1.1 概述 ...................................................................... 4 1.1.2 文献综述 ................................................................... 6 1.1.3 国内外发展现状 ............................................................. 6 1.2 设计任务 ....................................................................... 7 1.3 设计方案 ....................................................................... 8 1.3.1工艺流程 ................................................................... 8 1.3.2 设计方案简介 ............................................................... 8 第二章 塔板的工艺设计 ............................................................... 10 2.1 精馏塔全塔物料恒算 ............................................................ 10 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率X ........................................ 10 2.1.2 原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔流量M .................................... 10 2.1.3 物料衡算 .................................................................. 10 2.2塔板数的计算 .................................................................. 11 2.2.1 理论塔板数的求取 .......................................................... 11 2.2.2 实际塔板数的求取 .......................................................... 13 2.3相关物性参数的计算 ............................................................ 15 2.3.1操作压强 .................................................................. 15 2.3.2 平均温度 .................................................................. 16 2.3.3 平均摩尔质量 .............................................................. 16 2.3.4平均密度 .................................................................. 17 2.3.5平均表面张力 .............................................................. 19 2.3.6平均粘度 .................................................................. 20 2.3.7精馏塔的气，液相负荷 ...................................................... 20 2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ...................................................... 21 2.4.1塔径的计算 ................................................................ 21 2.4.2精馏塔有效高度的计算 ...................................................... 24 2.5塔板主要工艺尺寸的计算 ........................................................ 24 2.5.1 板上流体流程 .............................................................. 24 2.5.2溢流装置 .................................................................. 25 2.5.3塔板设计 .................................................................. 27 2.6筛板的流体力学计算 ............................................................ 28 2.6.1塔板压降 .................................................................. 28 2.6.2液面落差 .................................................................. 30 2.6.3液沫夹带 .................................................................. 30 2.6.4 漏液 ...................................................................... 30

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2.6.5液泛 ...................................................................... 30 2.7塔板负荷性能图 ................................................................ 31 2.7.1 漏液线 .................................................................... 31 2.7.2 雾沫夹带线 ................................................................ 32 2.7.3 液相负荷下限线 ............................................................ 33 2.7.4 液相负荷上限线 ............................................................ 33 2.7.5 液泛线 .................................................................... 33 第三章 板式塔的结构与附属设备 ...................................................... 36 3.1 塔体结构 ...................................................................... 37 3.1.1 塔顶空间 .................................................................. 37 3.1.2 塔底空间 .................................................................. 37 3.1.3人孔数目 .................................................................. 37 3.1.4 塔高 ...................................................................... 38 3.2 塔板结构 ...................................................................... 38 3.3附属结构 ...................................................................... 38 3.3.1 接管 ...................................................................... 38 3.3.2 法兰 ...................................................................... 39 3.3.3除沫器 .................................................................... 39 3.3.4吊柱 ...................................................................... 40 3.4冷凝器（包括热量衡算）的选择 .................................................. 40 3.4.1整体式 .................................................................... 40 3.4.2自流式 .................................................................... 40 3.4.3强制循环式 ................................................................ 40 3.5 再沸器（包括热量衡算）的选择 .................................................. 42 第四章 塔的机械设计 ................................................................. 45 4.1选择材料 ...................................................................... 45 4.2地脚螺栓计算 ................................................................ 45 4.2.1.地脚螺栓承受的最大拉应力 .................................................. 45 4.2.2地脚螺栓直径 .............................................................. 45 参考文献 ............................................................................ 47 附录 ................................................................................ 48 附录1 AUTOCAD法求最小回流比及理论塔板数 .......................................... 48 1 最小回流比的求取 .............................................................. 48 2 确定理论板 .................................................................... 49 附录2 精馏塔负荷性能图的 VBA 程序 ................................................. 51 附录3 主要符号说明 ............................................................... 54 附录4 精馏塔的工艺流程图（见图纸1） ............................................. 54 附录5 精馏塔的设备布置图（见图纸2） ............................................. 54 结论与设计心得 ...................................................................... 55 致 谢 ............................................................................... 56

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

年产50000吨乙醇～水筛板精馏塔

及附属设备设计

作者 张绍勇 指导教师 蔡崇林

摘 要：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，广泛地应用于国民经济的许多部门,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。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。因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常必要的。本设计基于精馏的原理，查阅乙醇-水体系的相关物性参数，对精馏装置进行设计.而这一设计过程中的主要内容有:物料衡算，热量衡算，塔体工艺设计，塔板工艺设计，塔附属设备设计以及部分机械设计。

关键词：乙醇-水；精馏塔设计；附属设备设计； 机械设计

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The design of Sieve distillation tower and Ancillary equipment

(Ethanol～water is produced 50000tons/year)

Abstract: Ethanol-water is one of the most common industrial solvents and important

chemical raw materials,which is colorless,non-toxic, non-pollution,non-carcinogenic,and little corrosive. Due to its good physical and chemical properties ,Ethanol-water is widely used in many national economic sectors. In recent years, because of the rising prices of fuels, ethanol fuel is said to replace traditional fuels in future. but due to the ethanol - water system azeotropic phenomenon, it is difficult to produce high purity ethanol through common distillation .Therefore, It is essential to research and improve the distillation equipment of ethanol- water system.This article is based on the principle of Distillation, Access to some related physical parameters of ethanol - water system, This process of designing the main content Material balance, energy balance, the tower of design, ancillary equipment design as well as some mechanical design,

Key words: ethanol-water ；distillation tower design; Ancillary equipment design；

mechanical design

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第一章 综述

1.1 绪论 1.1.1 概述

乙醇(ethanolthyl或alcohol)俗称酒精,系醇类代表,是一种无色透明易挥发和易燃的液体。其分子式C2H6O,结构式CH3-CH2-OH,分子量46.07。

历史上，关于蒸馏乙醇的最早描述者是MappaeClavicula他在自己的记述中谈到了乙醇可以用作燃料和溶剂的情况。15世纪以前,乙醇仅作为饮料和药剂。并非大量生产的化学品。18世纪末,才首次有关于无水乙醇生产方法的报道。但真正的工业化乙醇生产是在19世纪末开始发展起来的,到第二次世界大战期间发酵法生产乙醇达到了高峰。

发酵法是经典的乙醇生产方法。在一个相当长的时期里,它是许多国家乙醇的主要来源。目前在一些农副产品资源丰富的国家,发酵法仍然是生产乙醇的主要方法。但是发酵法受到原料来源和成本高的限制，因此合成法逐渐兴起，自1923年起美国和前苏联同时开始了直接水合法的研究。

1945年,美国壳牌化学公司把磷酸吸附在颗粒状硅藻土上,制备成固体催化剂,解决了直接水合法自1923年有报道以来一直没有实用价值催化剂的问题。并在1948年建成年产60kt的乙醇工厂。50年代末,原联邦德国维巴化学公司(Veba-Chemie)在壳牌法基础上改进了催化剂,发展为维巴公司自己的直接水合法技术。到60年代,美国的伊斯特曼-柯达(EastmanKodak)公司,在水合工艺方面进行了改进,发展成为伊斯特曼-柯达公司的直接水合法技术,并在1972年建成一套年产200kt规模的合成乙醇生产工厂。

60年代后期,苏联也广泛开展了直接水合法工艺的研究,对水合催化剂进行了改进和提高,最后确定为磷酸-硅藻土催化剂,1970年,苏联直接水合法制取乙醇的产量就已达600kt左右,占其乙醇总产量的55%左右。

直接水合法制乙醇自40年代末期工业化以来,经过不断发展,目前已成为世界合成乙醇生产的主要方法。

我国的乙醇工业是近50年代发展起来的行业。我国于1958年从前苏联引入年产20kt的间法生产技术,1962年我国开展了直接水合法的研究工作,到70年代建立起年产3kt和50kt的生产装置。合成乙醇工业是在80年代开始投入大规模的生产,如吉化公司的乙烯合成乙醇年产能力已达120kt。1949年我国乙醇年产量只有10kt,而到1987年,总产量超过1 000kt,近几年的发展更是迅速,1994年我国的乙醇产量已突破2 000kt的大关 。

乙醇广泛地应用于国民经济的许多部门,它是许多化工产品不可缺少的基础原料

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和溶剂,利用乙醇可以合成橡胶、聚氯议席、聚苯乙烯、乙二醇、冰醋酸、苯胺、乙醚、酯类、环氧乙烷等；它也是生产油漆和化妆品不可缺少的原料。在医药工业和医疗事业中,乙醇用来配制提取医药制剂和作为消毒剂；染料工业,国防工业等其他工业部门也大量使用乙醇；在食品工业中,乙醇是配制各类白酒、果酒、葡萄酒、药酒和生产食用醋酸及食用香精的主要原料。

随着能源短缺情况的日益严重，代用燃料得到广泛重视，乙醇作为一种可能的潜在能源而身价百倍。在汽油中添加5%～20%无水乙醇而成的汽油醇应运而生。另外，乙醇还可以作为抗爆剂添加到汽油中代替四乙基铅。

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必要的。

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。而这一过程是借助板式塔设备实现的。

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。塔设备经过长期发展，形成了形式繁多的结构，但是长期以来，最常用的分类是按塔的内件结构分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。

目前，我国常用的板式塔型仍为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌形塔等，加强了对筛板塔的科研工作，提出了斜孔塔和浮动喷射塔等新塔型。对多降液管塔盘、导向筛板、网孔塔盘等也都做了较多的研究，并推广应用于生产。其他如大孔径筛板、双孔径筛板、穿流式可调开孔率筛板、浮阀-筛板复合塔盘等多种塔型的试验工作也在进行，有些以取得了一定的成果或用于生产。

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。多年来，蒸馏工艺被认为是最经济的工业化回收乙醇的方法。但是随着能源短缺情况日益严重，研究节能型蒸馏工艺和非蒸馏回收乙醇工艺已成为乙醇工业研究的重要课题。

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1.1.2 文献综述 1.1.2.1性质

乙醇是在常温、常压下是一种无色、透明、有香味、易挥发的液体，熔点-117.3℃，沸点78.5℃，凝固点为-114.1℃．密度0.7893g/cm3,能与水及大多数有机溶剂以任意比混溶。乙醇易燃,它的爆炸极限为3.5%～18%,闪点11℃,使用时须注意安全。工业酒精含乙醇约95％。含乙醇达99.5％以上的酒精称无水乙醇。含乙醇95.6％,水4.4％的酒精是恒沸混合液,沸点为78.15℃，其中少量的水无法用蒸馏法除去。

1.1.2.2 用途

乙醇在化工、医药、染料、国防、食品等行业有不可或缺的重要应用。但是，无水乙醇作为燃料的应用应该是21世纪最广泛的应用。工业上可以将无水乙醇与汽油按比例调和,生产车用乙醇汽油。以发酵法生产的燃料乙醇具有和矿物质燃料相似的燃料性能,其生产原料是生物质,是一种可再生能源。此外,乙醇燃料过程所排放的一氧化碳和含硫气体均低于汽油燃料,所产生的二氧化碳和作为原料的生物源生长所消耗的二氧化碳基本持平,这对减少对大气的污染及抑制温室效应意义重大。因此,燃料乙醇也被称为“清洁燃料” 。

1.1.3 国内外发展现状

燃料乙醇实现工业化生产始于巴西，巴西发展燃料乙醇基于两方面的考虑,一方面是国内石油资源匮乏；另一方面是国内盛产甘蔗,农业资源丰富。为了有效促进本国的经济发展,减少能源的对外依赖程度。巴西通过立法确立了用燃料乙醇替代汽油的发展方向。经过20多年的发展,巴西已经成为燃料乙醇生产能力最大的国家[9],2004年其生产量为146亿L(约合1 152万t) 。同时,目前巴西也是世界上燃料乙醇生产成本最低的国家,约合0.2美元/L,汽油价格为0.6～0.7美元/L。燃料乙醇已经具备了相当的市场竞争力，从2001年开始巴西政府取消了对燃料乙醇的补贴,由市场供求直接调节。

美国应用燃料乙醇的经济政策始于1978年的联邦《能源税收法案 》,当时美国政府为了鼓励乙醇汽油的使用,免除乙醇汽油4美分/加仑(1加仑=3.785L)的消费税。此后联邦政府对于乙醇汽油的消费税减免范围一直在4～6美分/加仑浮动。目前美国燃料乙醇工业呈现出良好的发展势头,燃料乙醇需求量剧增,2004年燃料乙醇的生产量达到34亿加仑(约合1014万t) 。

2005年8月8日,美国出台的《新能源法案 》正式生效,该法案提出:“到2012年,要使每年利用燃料乙醇或生物燃料的数量达到75亿加仑”同时提出:“为了保护环境特别是地下水资源,将在2014年12月31日以后禁止在汽油中使用甲基叔丁基醚(MTBE)这种目前被世界各国广泛作为汽车燃油添加剂的化工产品”这些措施将进一步推动美国燃料乙醇产业的快速发展。

欧盟燃料乙醇2004年的消耗量为175万t,根据市场调查,2005年乙醇用于燃料

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市场的需求将有较大增长,欧盟生物燃料计划将驱动这一需求。

近些年来,农业生产快速发展,粮食生产相对过剩,库存增高。当前,我国有陈粮2亿吨,为保陈粮贮存,每年须财政补贴100多亿元。国家在粮食生产和储备方面的负担日益严重。随着交通基础设施的完善，我国汽车工业快速发展，汽车保有量逐年增多，尾气污染日益严重，环境保护压力日渐增大。为了统筹解决我国经济发展中存在的上述问题，我国借鉴欧美等发达国家的成功经验，有组织的进行了燃料乙醇和车用乙醇汽油的研究和应用。由原国家计委牵头负责燃料乙醇和车用乙醇汽油的推广规划及项目建设，原国家经贸委负责车用乙醇汽油的试点及推广应用。

按照国家先试点后推广的要求，河南、吉林、安徽、黑龙江等省燃料乙醇项目陆续开工，并在河南省郑州、洛阳、南阳和黑龙江省哈尔滨、肇东5个城市进行车用乙醇汽油使用试点，试点取得成功经验后，在全国推广应用。从2001年开始，经过一年的试点，证明车用乙醇汽油无论在技术上还是在管理上都是可行的，且环境效应良好，社会经济效益显著。为了统筹燃料乙醇和车用乙醇汽油的发展和推广应用，国家发展和改革委员会制定了《车用乙醇汽油“十五”专项规划 》和《燃料乙醇及车用乙醇汽油“十五”发展专项规划 》，并已着手相应的立法工作。

表1 国内主要无水乙醇生产厂

生产厂家 河南天冠集团公司 黑龙江华润公司 吉林燃料乙醇有限公司

安徽丰原公司

生产规模 50万吨燃料乙醇

乙醇22万吨(12万吨燃料乙醇)

44万吨燃料乙醇 44万吨左右燃料乙醇

生产方式 发酵法 发酵法 发酵法 发酵法

1.2 设计任务

在如下设计条件下，进行筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计，并绘制主体设备图和工艺流程简图。

表2 设计条件表

生产能力 年工作日 原料组成（质量分数） 进料温度： 加热方式 50000吨/年（料液） 290天 35%乙醇65%水 泡点 间接蒸汽加热 操作压力 单板压降 产品组成（质量分数） 进料状况 回流比 4KPa（塔顶表压） 小于1.0 KPa 馏出液90%乙醇釜液4%乙醇 饱和液体进料 自选 7

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1.3 设计方案

本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：

1.3.1工艺流程

如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。

图1 板式精馏塔的工艺流程简图

1.3.2 设计方案简介

设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：

1.3.2.1塔型的选择

本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约

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为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

1.3.2.2操作压力的确定

本设计采用常压精馏，用常压精馏可降低设备的造价和操作费用。 其中塔顶压力为1.05325′105Pa 1.3.2.3加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内。

虽然进料方式有多种，但是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，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料

1.3.2.4再沸器、冷凝器等附属设备的安排

本设计精馏过程采用蒸汽间接加热，在釜底设再沸器。塔顶设冷凝冷却器，将塔顶蒸气完全冷凝后再冷却到78℃左右回流入塔。塔顶通过回流比控制器分流，馏出产品进入贮罐。

1.3.2.5设计的依据与技术来源

本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。

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，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。

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第二章 塔板的工艺设计

2.1 精馏塔全塔物料恒算

F：原料液流量（kmol/h）

xF：原料组成（摩尔分数）

D：塔顶产品流量（kmol/h） xD：塔顶组成（摩尔分数） W：塔底残液流量（kmol/h） xW：塔底组成（摩尔分数） 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率X

乙醇 MA = 46.07kg/kmol 水 MB = 18.02 kg/kmol

2.1.1.1 进料液中轻组分(乙醇)质量分数为35％的摩尔分率

XF =

0.35/MA0.35/46.07??0.1740????

0.35/MA?(1?0.35)/MB0.35/46.07?0.65/18.022.1.1.2 塔顶轻组分(乙醇)质量分数为90％的摩尔分率

XD=

0.90/MA0.90/46.07??0.7788

0.90/MA?(1?0.90)/MB0.90/46.07?0.10/18.022.1.1.3 塔底轻组分(乙醇)质量分数为5％的摩尔分率

XW=

0.05/MA0.05/46.07??0.0202

0.05/MA?(1?0.05)/MB0.05/46.07?0.95/18.02

2.1.2 原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔流量M

原料液 MF=xFMA+(1-xF)MB=0.1740×46.04+(1-0.1740)×18.02=22.9000kg/kmol 塔顶 MD=xDMA+(1-xD)MB = 0.7788×46.07+(1-0.7788)×18.02=39.8647kg/kmol 塔底 MW=xWMA+(1-xW)MB=0.0202×46.07+(1-0.0202)×18.02=18.5858kg/kmol 2.1.3 物料衡算 总物料衡算 F=D+W 轻组分物料衡算 FxF=DxD+Wxw

图6-10所示原料液处理量 , 对稳定操作的连续精馏塔,料液加入量必等于塔顶和塔釜产75?10/?290?24?品量之和. F?MF35?107/?290?24??

22.9000?313.7081 kmol/h 图2 物料衡算图

即 313.7081=D+W

313.7081×0.1740=0..7788D+0.0202W

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联立解得 D=111.55kmol/h

W=378.94 kmol/h

2.2塔板数的计算 2.2.1 理论塔板数的求取

理论板：是指在其上气、液两相都充分混合，且传质及传热过程阻力均为零的理想化塔板。因此进入理论板的气、液两相达到平衡状态，即两相温度相等，组成互成平衡。

理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。考虑到绘图数据的准确性，故用autoCAD绘图法绘图。

⑴ 由手册查得常压下乙醇-水物系汽液平衡组成数据，如表3所示，

表3 乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 乙醇摩尔数(%)

温度t/℃

液相(x)

100 99.9 99.8 99.7 99.5 99.2 99.0 98.75 97.65 95.8 91.3 87.9 85.2 83.75 82.3

0 0.004 0.04 0.05 0.12 0.23 0.31 0.39 0.79 1.61 1.46 7.41 12.64 17.41 25.75

气相(y) 0 0.053 0.51 0.77 1.57 2.90 3.725 4.51 8.76 16.34 29.92 39.16 47.94 51.67 55.74

82 81.5 81.3 80.6 80.1 79.85 79.5 79.2 78.95 78.75 78.6 78.4 78.27 78.2 78.15 温度t/℃

液相(x) 27.3 32.73 33.24 42.09 48.92 52.68 61.02 65.64 68.92 72.36 75.99 79.82 83.87 85.97 89.41

气相(y) 56.44 58.26 58.78 62.22 64.70 66.28 70.29 72.71 74.96 76.93 79.26 81.83 84.91 86.40 89.41

乙醇摩尔数(%)

⑵ 用autoCAD绘图法绘出x-y及t-x-y图（图4）。绘图求出理论板数（autoCAD绘图求值的方法见附录一）

⑶ 绘图法求出最小回流比及操作回流比

根据上述方法，泡点进料时，所以q?1，即q线为一直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切：切点g（xg，yg）为

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xg?0.5405，yg?0.6690。

所以 Rmin?xD?ygyg?xg?0.7788?0.6690?0.854

0.6690?0.5405故操作回流比取 R?2Rmin?2?0.854?1.71

⑷.精馏塔的气，液相负荷

精馏段 V?(R?1)D?(1.70?8?1)5mol /h提馏段 V'?V?172.2K63.?60Kmo/l hL?RD?1.708?63.60?108.65Kmol/h

L'?L?F?313.71?108.65?422.36Kmol/h

⑸ 求取操作线方程：

xR1.710.7788yn?1?xn?D?xn??0.631xn?0.288（精）

R?1R?11.71?11.71?1yn?1L'W?'xm?'xW?2.44xm?0.029（提） VV对图6-12虚线范围（包括提馏围（包括精馏段第n+1段第m板以下塔段和塔釜在内）作作物料衡算, 以单位时物料衡算, 即：

图3 精馏段物料衡算图 提馏段物料衡算图

12

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图4 x-y（t-x-y）图 ⑹ 计算理论板数

在图上做操作线，由点（0.7788，0.7788）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00119为止，由此得到：

理论板NT?11块(含塔釜)

其中精馏段8块，提馏段3块。加料板为第8块理论板。 2.2.2 实际塔板数的求取

塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况、以及板间返混(液沫夹带、气泡夹带和漏液等所致)的综合结果。板效率是设计重要数据。由于影响因素很多且关系复杂，至今还难以正确可靠地对其进行预测。工业装置或实验装置的实测数据是板效率最可靠的来源。全塔效率实测数据的关联式可用于塔板效率的估算。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。

板效率可用奥康奈尔（O’connell）关联方法公式计算

ET?0.49???L?

?0.245

13

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式中：

?——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度

?L——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa?s

?与?L 取塔顶与塔底平均温度下的值。对多组分物系，取关键组分的?。液相

的平均粘度 ?L 可按下式计算

?L??xi?i

2.2.2.1计算平均黏度

由上图可准确查得温度 tD=78.65℃ tF=83.75℃ tW=94.96℃

?t?t78.65?94.96?86.81oC 全塔平均温度t?DW?22此温度下的黏度如下表：

表4 平均温度下的黏度

组分 黏度μ(mPa·s)

乙醇A 0.4

水B 0.31

则平均黏度?L=0.1740×0.4+（1-0.1740）×0.31=0.327

2.2.2.2计算相对挥发度

由安托因公式(Antoine) logP0?A?B t+C注：P0——纯组分液体的饱和液体的蒸汽压，kPa A.B.C——Antoine常数。

全塔平均温度86.81oC下乙醇，水的Antoine常数如下

表5 Antoine常数值

组分 乙醇(A) 水（B）

A 7.33827 7.07406

B 1652.05 1657.46

C 231.48 227.02

求得 P0A =140.551 kPa P0B =62.0326 kPa

P0A

相对挥发度?=0=2.266

PB

2.2.2.3 计算塔板效率ET

ET?0.49???L?

?0.245

14

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

图5 全塔效率的关联式图

代入数据求得塔板效率

ET?0.49???L??0.245?0.49??2.266?0.327??0.245?0.528

2.2.2.4计算实际塔板数： 精馏段 NP?NT8??15.15块≈16块 ET0.528提馏段NP?NT3??5.68块≈6块 ET0.528全塔实际所需塔板数NP=22块 加料板位置在第16块塔板

2.3相关物性参数的计算 2.3.1操作压强

塔顶压强 PD=4+101.3=105.3Kpa

进料板压强PF=PD+N精×1.0=105.3+16×1.0=121.3KPa 塔釜压强降Pw=PF+N提×1.0=121.3+6×1.0=127.3KPa 精馏段平均操作压强

PD?PF105.3?121.3Pm?==113.3KPa （精）22提馏段平均操作压强

PF?P121.3?127.3WPm?==124.3Kpa （提）22全塔平均操作压强

15

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Pm（精）?Pm（提）113.3?127.3Pm???118.8 Kpa

222.3.2 平均温度

由图2可知 tD=78.65℃ tF=83.75℃ tW=94.96℃

tF?tD83.75?78.65??81.2℃ 22?t?t83.75?94.96?89.36℃ 提馏段平均温度：t2?FW?22精馏段平均温度：t1??

全塔平均温度： t??t1?t281.2?89.36??85.28oC 22??2.3.3 平均摩尔质量

由乙醇—水图解理论板及t-x-y图查知

表6 图解理论板及t-x-y值

X XD=0.7788 XF=0.1740 Xw=0.0202

y（图解理论板）

y1=0.718 y f = 0.397 y w=0.0202

X(平衡曲线) X1=0.7383 Xf =0.0768 Xw’ =0.00157

进料板平均摩尔质量

气相 MVmF= y f MA+(1- y f) MB =0.397×46.07+(1-0.397) ×18.02 =28.164Kg/Kmol

液相 MLmF= Xf MA + (1-Xf)MB =0.0768×46.07+(1-0.0768) ×18.02 =20.173Kg/Kmol 塔底平均摩尔质量

气相 MVmW = y w MA + (1- y w )MB =0.0202×46.07+(1-0.0202)×18.02 =18.586Kg/Kmol

液相 MLmW=xw’MA + (1-xw’)MB =0.00157×46.07+(1-0.00157)×18.02

=18.064Kg/Kmol

塔顶平均摩尔质量

气相MVmD=yDMA+(1-yD)MB =0.7788×46.07+(1-0.7788)×18.02 =39.865Kg/Kmol

液相MLmD=xDMA+(1-xD)MB =0.738×46.07+(1-0.738)×18.02 =39.729Kg/Kmol

16

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

平均摩尔质量 精馏段： 气相 MVm精?液相 MLm精提馏段： 气相 MVm提?液相 MLm提全塔 气相 MVm?MVm精?MVm提2MLm精?MLm提2?34.514?23.875?29.195Kg/Kmol

229.451?19.119?24.285Kg/Kmol

2MVmW?MVmF18.5858?29.164??23.875Kg/Kmol

22M?MLmF18.064?20.173?LmW??19.119Kg/Kmol

22MVmD?MVmF39.865?29.164??34.514Kg/Kmol

22M?MLmF20.173?38.729?LmD??29.451Kg/Kmol

22液相 MLm??表7 平均摩尔质量汇总

Kg/Kmol 液相 平均mol质量 精馏段 提馏段 全塔

29.451 19.119 29.195

34.514 23.875 24.285 气相 2.3.4平均密度 2.3.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即

PM气相密度： ?Vm?mVm

RT精馏段 ?Vm精?Pm精MVm精Rt1Pm提MVm提Rt2???113.3?34.514?1.327Kg/m3

8.314?(273.14?81.2)124.3?23.875?0.985Kg/m3

8.314?(273.14?89.36)提馏段 ?Vm提??全塔 ?Vm??Vm提??Vm精2?1.327?0.985?1.156Kg/m3

22.3.4.2液相平均密度计算：

17

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

1?L?aA?A?aB?B

其中： a为品质分率，为?平均密度 。 查手册在温度tD=78.65℃ ，tF=83.75℃， tW=94.96℃下乙醇，水的密度如表6：

表8 不同温度下乙醇和水的密度

温度/℃ 78.65 83.75 94.96

?乙醇（kg/m3）

739.979 734.979 724.980

?水（kg/m3）

972.713 969.572 961.886

塔底液相平均密度

1?LmW?aA?A?aB?B?0.05?10.05 ?724.980961.886?LmW=946.420Kg/m3

塔顶液相平均密度

1?LmD?aA?A?aB?B?0.9?10.9 ?739.980972.713?LmD=876.225Kg/m3

进料板液相的质量分率 Aa = 进料液相平均密度

0.0768?46.07?0.175

0.0768?46.07?（1?0.0768）?18.021?LmF?aA?A?aB?B?0.175?10.175 ?734.980969.572?LmF=918.19Kg/m3

提镏段液相平均密度

?Lm提?精馏段液相平均密度

?LmF??LmW2?918.19?946.42?932.31Kg/m3

2876.26?918.19?897.23Kg/m3

2?Lm精?全塔液相平均密度

?LmF??LmD2??Lm精??Lm精??Lm提2

?932.31?897.23?914.77Kg/m3

2

18

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

表9 平均密度汇总

平均密度质量 塔段 精馏段 提馏段 全塔

液相（Kg/m） 897.23 923.31 914.77

3气相(Kg/m) 1.327 0.985 1.156

32.3.5平均表面张力 溶液表面张力可用下列各式计算

?m=∑ xi?i

由手册查得不同温度下的表面张力如下：

表10 不同温度下的表面张力

表面张力 温度 乙醇(mN/m) 水(mN/m)

78.65℃ 17.75 63.03

83.75℃ 17.2 61.89

94.96℃ 16.51 59.79

进料板表面张力?mF?0.0768?17.2?(1?0.0768)?61.89?58.46mN/m 塔顶表面张力 ?mD?0.738?317.?7?5(1?0.738?3)6mN3.0m3 2塔底表面张力 ?mW?0.00157?16.51?(1?0.00157)?59.79?59.72mN/m 提镏段表面张力平均值

???mW58.4?6?59.72??59.0mN9m/ ?m提?mF 22精镏段表面张力平均值

???mD29.6?058.46??44.0mN3m/ ?m精?mF22全塔表面张力平均值

?m精??m精??m提2?44.03?59.09?51.56mN/m

2表11 液相平均表面张力汇总

塔段 精馏段 平均表面张力 液相（mN提馏段 923.31

全塔 914.77

/m）

897.23

19

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2.3.6平均粘度

液相平均黏度可用下列各式计算

lg?m=∑ xi lg?i

由手册查得不同温度下的黏度如下：

表12 不同温度下的液相黏度

黏度 温度 乙醇(mPa?s) 水(mPa?s)

78.65℃ 0.458 0.361

83.75℃ 0.407 0.338

94.96℃ 0.348 0.2987

2.3.6.1各板平均黏度

进料板 lg?m进= xi lg?i?0.0768?lg0.407?(1?0.0768)?lg0.338

?m进?0.3877mPa?s

塔顶 lg?m顶?0.7383?lg0.458?(1?0.7383)?lg0.361

?m顶?0.4303mPa?s

塔底 lg?m底?0.001?57lg0.?3?48 7(10.?0015?m底?0.3344mPa?s

2.3.6.2塔段平均黏度 精馏段 ?m精??m顶??m进2?0.3877?0.4303?0.4085mPa?s

20.3877?0.3344?0.3600mPa?s

2

提馏段 ?m提??m底??m进2?2.3.6.3全塔平均黏度

?m??m提??m精2?0.3600?0.4085?0.3835mPa?s

2表13 平均黏度汇总表

塔段 精馏段 平均黏度 液相（mPa?s）

0.4085

0.3600

0.3835

提馏段 全塔 2.3.7精馏塔的气，液相负荷 精馏段

20

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

Ls?VMVm精/3600?Vm精?172.25?29.4510/3600?897.2247?0.000991m3/sVs?LMLm精/3600?Lm精?108.65?34.5144/3600?1.3274?1.2441m3/s 提馏段

Vs'?V'MVm提/3600?Vm提?172.25?23.8750/3600?0.9847?1.1601m3/s

'3Ls'?LM/3600??422.26?19.1187/3600?932.7071?0.002405m/s Lm提Lm提全塔平均气，液相负荷

Ls?Ls'1.2441?1.1601Ls???1.2021m3/s

22?Vs?Vs'0.000991?0.002405Vs???0.001698m3/s

22?

表14 气，液相负荷汇总

塔段 气，液相负荷 精馏段 提馏段 全塔

液相（m3/s） 气相(m3/s) 0.000991 0.002405 0.001698

1.2441 1.1161 1.1201

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1塔径的计算

塔径的计算按照下式计算：

D?4VS ?u式中 D —— 塔径m；

Vs —— 塔内气体流量m3/s； u —— 空塔气速m/s。

空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即

u?(0.6~0.8)umax

因此，需先计算出最大允许气速umax。

umax?C?L??V ?V式中 umax——允许空塔气速，m/s；

21

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C——气体负荷系数，m/s，

对于气体负荷系数C可用图6确定；而图6是按液体的表面张力为?=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：

?0.2) C?C20(0.02

图6史密斯关联图

2.4.1.1 精馏段塔径的计算

由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：

VS?1.2441m3/s LS?0.000991m3/s

精馏段的汽，液相平均密度为：

33 ?V?1.327 /kg4m/ ?L?897.22k4g7m初选板间距HT=0.45m,取板上液层高度HL=0.05m，

表 15 板间距与塔径的关系

塔径D/mm 板间距HT/mm

300~500 200~300

500~800 250~350

800~1600 300~450

1600~2400 350~600

那么分离空间：

HT?h 4?0.0?5m0.1?0.45 22

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

功能参数： 图的横坐标为 (LS?L0.000991897.225)??0.0207 VS?V1.24411.3275从史密斯关联图查得：C20?0.084，由于C?C20(因物系表面张力?m精?17.75mN/m

?20)0.2，需先求平均表面张力：

???故C?C20???20?umax?0.082?0.2?17.75??0.084????20?0.2?0.082

897.2247?1.3274?2.1385m/s

1.3247取安全系数为0.75，则空塔气速为

u1?0.75umax?0.75?2.1385?1.6039m/s 塔径D1?4Vs14?1.2441??0.9940m ?u13.14?1.6039圆整：D1?1.0m 则塔截面积AT??4D2?23.14?(1.0)?0.785m2 4VS'1.2441空塔气速u???1.585m/s

AT0.7852.4.1.2提馏段塔径的计算

方法同上，已知 VS?1.1601m3/s LS?0.00241m3/s

3 /?V?0.9847kg/m3 ?L?932.30k7g1m取塔板间距HT?0.45m，板上液层高度h1?50mm?0.05m

HT?h 4?0.0?5m0.1?0.45功能参数： 图的横坐标为 (LS?L0.00241932.307)??0.0638 VS?V1.16010.9847从史密斯关联图查得：C20?0.085，由于C?C20(因物系表面张力?m精?17.75mN/m

?20)0.2，需先求平均表面张力：

???故C?C20???20?umax?0.083?0.2?17.75??0.085????20?0.2?0.083

932.3071?0.9845?2.5488m/s

0.984523

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

取安全系数为0.65，则空塔气速为

u2?0.65umax?0.65?2.5488?1.6567m/s 塔径D2?4Vs24?0.9847??0.9445m ?u23.14?1.6567圆整：D2?1.0m

精馏段和提馏段两段相差不大，故取相等的塔径D?1.0m。

2.4.2精馏塔有效高度的计算 精馏段的有效高度：

Z精?（N1)H?1?)0.4?5T=（16精?提馏段的有效高度：

Z提?（N1)H?0.4?5T=（6?1)提? 22. 76.

已知实际塔板数为N?22块，板间距HT?0.45m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目S为： 22S??1?2个

6故精馏塔的有效高度：

Z?Z精?Z提?s?HT'?6.75?2.25?2?0.6?10.2m 2.5塔板主要工艺尺寸的计算 2.5.1 板上流体流程

有降液管的板式塔，降液管的布置，规定了板上液体的流动途径。初选塔板液流型时，根据塔径和液相负荷的大小，参考表 16 预选塔板流动形式。本设计选用单流型。

表 16 板上液流形式与液流负荷的关系

液体流量／（m3/h）

塔径／mm

U形流型

600 900 1000 1200 1400 1500 2000

5以下 7以下 7以下 9以下 9以下 10以下 11以下

单流型 5～25 7～50 45 9～70 70 11～80 11～110

双流型

阶梯流型

110～160

24

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

2400 3000

11～110 110

110～180 110～200

200～300

2.5.2溢流装置

板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分，如下图所示。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。

图7 塔板的结构参数图1

2.5.1.1 堰长lw 单溢流lw?(0.6~ 0.8)D 取堰长lw? 0.7D?0.7?1.0?0.7

2.5.1.2 溢流堰（出口堰）高度hw

2.84?ls?由hw?hl?how,选用平直堰,堰上液层高度how?E??

1000?lw?式中 how──堰上液流高度，m； ls──塔内平均液流量，m3/h； lw ──堰长，m；

E ──液流收缩系数。如图8一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。

近似取E=1,则

how?2.84?0.000991?3600??1????0.00841m 10000.7??2323故 hw?hl?how?0.05?0.00841?0.0416m

25

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

2.5.1.3弓形降液管宽度Wd和截面Af

l0.7?0.7 由w?D1.0由弓形降液管参数图

液流收缩系数E图8 液流收缩系数图

图9 弓形降液管参数图

查图查得

AfAT?0.093

Wd?0.1 5D则Af?AT?0.093?0.785?0.093?0.073m2 wd?0.15?D?0.15?1.0?0.15m 按??3600AfHTLh?3600?0.073?0.45?33.16s

0.000991?3600停留时间??5s,故降液管尺寸设计合理。

2.5.1.4降液管底隙高度ho

ho?ls 'lwu0式中 u0'──降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般u0'?0.07~0.25m/s)

26

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

取降液管底隙处液体流速u0'?0.15m/s

ls9.91?10?4则h0???14.15mm

lwu0'0.7?0.15hw?h0?41.6?14.15?37.45mm?6mm

可以保证降液管底部液封，故降液管底隙高度设计合理。

2.5.3塔板设计

塔板板面根据所起作用的不同分为四个不同的区域，如下图所示。

塔板 受液盘 安定区 受液盘区 鼓 泡 区 塔身 溢流堰板 降液管 降液管区

图10 塔板的结构图

图11 塔板的结构参数图2

2.5.2.1 边缘区宽度确定

取ws?ws'?0.065m（安定区宽度） wc?0.03m5（无效区宽度） 2.5.2.2开孔区（鼓泡区）面积计算

27

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

?2x??开孔区面积按式Aa?2?xR2?x2Rarcsin?计算

180R??D??wd?ws? 2DR??wc

2xarcsin为以角度表示的反正弦函数。

RD1.0??0.1?50.065因此代入数据得 x???wd?ws????22D1.0R??wc??0.035?0.465m

22其中 x?m0. 285?2故 Aa?2?0.2270.4?65?20.?28?5180??20.28?50.465?a?rcsinm 20.4?650.4952.5.2.3筛孔计算及其排列

由于乙醇-水物系无腐蚀性,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?3d0?3?5?15mm 1.155Aa1.155?0.495??2539个 筛孔数目n?t20.0152开孔率为??A0?100% Aa22A?d??0.005???0?0.907?0??0.907???10.1% Aat0.015????气体通过阀孔的气速为

vs'1.2441u0???24.95m/s 图12 筛孔直径及排列图

A00.101?0.1332.6筛板的流体力学计算 2.6.1塔板压降

气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。

气体通过每层塔板的压降为?Pp?hp?Lg 上式中液柱高度hp可按下式计算

hp?hc?hl?h??0.008?0.033?0.0049?0.0459m液柱

式中

hc----塔板本身的干板阻力ΔPC hl----板上充气液层的静压力ΔPL

28

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h?-----液体的表面张力ΔPδ

①干板阻力hc计算 干板阻力由如下公式计算：

?u?hc?0.051?0??c0?2??Vm提?????? ?Lm提?

d0/δC0

Fa?ua?V1/2 由

d0?塔板孔流系数?m?kg?1/2???3????s?m???图13 干筛孔的流量系数 图14 充气系数关联图

?5?1.67查干筛孔的流量系数图得 c0?0.772 32?24.95??1.327?故hc?0.051?????0.0788m液柱

0.772897.225????②气体通过液层的阻力hl计算 气体通过的阻力hl??hL

ua?vs1.2441??1.747m/s

AT?Af0.785?0.0731212F0?ua?vm提?1.7471.327?2..01kg/(s?m) 查图充气系数关联图5-11得??0.57

故hl??hL???hw?how??0.57(0.0416?0.0084)?0.0285m液柱

③液体表面张力的阻力h?计算 液体表面张力所产生的张力

4?L4?44.03?10?3h????0.0040m液柱

?Lgd0897.225?9.81?0.005因此 塔板的液柱高度hp为：

29

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hp?hc?hl?h??0.0788?0.0285?0.0040?0.111m液柱 气体通过每层塔板的压降为

?Pp?hp?Lg?0.111?897.225?9.81?979.89Pa?1000Pa(设计允许值) 2.6.2液面落差

对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 2.6.3液沫夹带

是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。 液沫夹带由下式计算,即

3.25.7?10?6?uaev???L??HT?hf? ???式中 hf?2.5 hL?2.?50.?06m0.?65.7?10?故 ev?3?44.0?3?10?1.74?7液/kg气<0.1kg液/kg气 8g??0.02k0.?45?0.053.2故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内，设计合理。

2.6.4 漏液

对于筛板塔，漏液点气速 uo,min可由式

uo,min?4.4c0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?v ?0.772(0.?005?6 ?4.4 =7.95m/s

实际孔速u0=24.95m/s＞uo,min 稳定系数为

0.?130.050.0327040 )897.226/1.K?u0u0,min?24.95?3.14?1.5 8.94故在本设计中无明显漏夜

2.6.5液泛

汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔）

如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内

30

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

液面即行升高。

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式

Hd???HT?hw?

乙醇-水物系属一般物系，取??0.6，

表17 物性系数表

物系

无泡沫，正常物系 氟化物(氟里昂)

中等发泡物系(油吸收塔,胺及乙二胺再生塔)

多泡沫物系(胺及乙二胺吸收塔) 严重发泡物系(甲乙酮装置) 形成稳定泡沫物系(碱再生塔)

物性系数 1.0 0.9 0.85 0.73 0.60 0.30

?(HT?hw)?0.6(0.5?0.0416)?0.295m

而 Hd?hp?hL?hd

'由于板上不设进口堰，hd可由式 hd?0.153?u0? 5-30计算

2'即hd?0.153?u0??0.153?0.15??0.00344m液柱

22Hd?0.0416?0.05?0.00344?0.16477m液柱<0.29496m液柱 因Hd???HT?hw?

故在本设计中不发生液泛现象

2.7塔板负荷性能图

塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出

稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成.

2.7.1 漏液线

漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 由u0,min?4.4c0?0.0056?0.13hL?h???L/?v vs,min u0,mi? nA0 how?2.84?Lh?E?? 1000?lw?23 31

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

2????3??L2.84???E?h???h???L/?v ?0.0056?0.13?hw?1000?lw??????????得v's,min?4.4c0A0?4.4?0.772?0.101?0.133?

2????'3??3600L2.84?s?0.0416???0.0014??897.225/1.327 0.0056?0.13E??????10000.7??????????'23s整理得 vs,min?4.413?0.007005?0.1100L 在操作范围内，任取几个Ls值，依上试计算出vs值，计算结果列于表18

表18 漏液线数据表

Ls m3/s Vs m3/s

0.0002 0.450555

0.0015 0.625754

0.0025 0.703628

0.004 0.791885

0.007 0.844133

由上表数据即可作出漏液线1.

2.7.2 雾沫夹带线

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一 般控制eV≤0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:

3.25.7?10?uaev???L??HT?hf?6? ???ua?vs1.2441??1.40vs

AT?Af0.785?0.073hf?2.5hL?2.5?hw?how? hw?0.0416

22.84?3600Ls?3how??1????0.846Ls

1000?0.7?23故hf?2.5(0.0416?0.849Ls)?0.104?2.12Ls HT?hf?0.346?2.L1 2?1.40vs5.7?10?6? ev?244.03?10?3??0.346?2.12L3s?

23s2323?????3.2?0.1

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

23整理得vs?1.968?12.03Ls

在操作范围内,任取几个Ls值,依上试计算Vs,计算结果列于表19

表19 雾沫夹带线数据表

Ls m3/s Vs m3/s

0.0002 1.926917

0.0015 1.8104041

0.0025 1.746438

0.004 1.664883

0.007 1.527784809

''由上表数据即可作出雾沫夹带线2. 2.7.3 液相负荷下限线

液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下 降。对于平直堰,取上液层高度how?0.005m作为最小液体负荷标准 由下式得

232.84?3600Ls?how?E???0.005

1000?Lw?取E=1,则

0.7?0.005?1000?Lsmin????0.000284 ?2.843600??23据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线3。

2.7.4 液相负荷上限线

该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在 降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得

??AfHTLS??5

0.073?0.45?0.00657 5故Lsmin?AfHT5据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线4。

2.7.5 液泛线

若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

令Hd???HT?hw?

由Hd?hp?hL?hd;hp?hc?hl?h?;hl??hL;hL?hw?how 联立得?HT?(????1)hw?(??1)how?hc?hd?h? 忽略h?,将how与Ls,hc与Vs的关系代入上式并整理得

aV?b?cL?dL

式中:

a'???V2? A?c?00???L0.051?0.051?1.327?????0.0507 2???0.101?0.785?0.772??897.225?'2s''2s2'3sb'?0.6?0.45??0.6?0.57?1??0.0416?0.31 c'?0.153?0.7?0.037?2?1559.08

23?3600?d'?2.84?10?3?1??1?0.57????1.328

0.7??故

0.0507V?0.310?1559.08L?1.328L

V?6.121?30747.91L?26.20L

2s2s23s2s2s23s液泛线表示出降液管内泡沫层高度达到最大允许值的VS与LS关系，由式可见，VS与LS关系为一条曲线。

在操作范围内,任取几个Ls值,计算结果列于表20

表20 液泛线数据表

Ls (m3/s) Vs( m3/s)

0.0002 2.464611

0.0015 2.4246476

0.0025 2.384525

0.004 2.301514

0.007 2.032813624

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图15示

34

50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计 筛板负荷性能图2.82.62.42.221.81.61.41.210.80.60.40.2002.液莫夹带线5.液泛线4.液相负荷上线操作点（0.000991，1.2441）1.漏液线3.液相负荷下线线性 (6.操作线)0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008Vs (m3/s)Ls (m3/s) 图15 负荷性能图

操作时的气相流量与液相流量在负荷性能图上的坐标点称为操作点。在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA即作出操作线。由图可看出该筛板塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由已知得

Vs,min=0.45m3/s Vs,max=2.42m3/s

通常把气相负荷上、下限之比值称为塔板的操作弹性系数，简称操作弹性。故操作弹性为

Vs,maxVs,min?

2.42?5.38>1.5 0.45

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

第三章 板式塔的结构与附属设备

塔设备的总体结构如图 12 所示，包括塔体、塔体支座、除沫器、接管、手孔、

图16 板式塔总体结构简图

人孔、塔内件等。

塔体是塔设备的外壳。常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头的顶盖和底盖构成。随着化工装置的大型化，为了节约原材料，有用不同直径、不同壁厚的塔体。塔体的厚度除应满足工艺条件下的强度外，还应校核风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时要考虑水压实验、吊装、运输、开停工的情况。

塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分，一般采用裙座，其高度由工艺条件的附属设备（如再沸器、泵）及管道布置决定。它承受各种情况下的全塔重量，以及风

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

力、地震等载荷，为此，它应具有足够的强度和刚度。

除沫器用于捕集在气流中的液滴。使用高效的除沫器，对于提高分离效率，改善塔后设备的操作状况，回收昂贵的物料以及减少对环境的污染都是非常重要的。常用的有丝网除沫器和折板除沫器。

接管是用以连接工艺管路，使之与相关设备连成系统。有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管及仪表接管等。

手孔、人孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的。吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。

3.1 塔体结构 3.1.1 塔顶空间

塔的顶部空间（见图17）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取

HD为（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一块板的距离为600mm。 故取塔顶空间为：

HD?2.0HT?0.6?2.0?0.45?0.6?1.5m 3.1.2 塔底空间

塔底空间（见图17）是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留1～2m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下

封头切线的距离：

Lt0.002405?10?60?1.84m。 取HB?S?1.5?2A3.14?1.0

3.1.3人孔数目

人

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人空设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求， 对于D≥1000mm的板式塔， 每隔6～8块塔板设置一个人孔；

且裙座处取2个人孔。本塔中共22块板，需设置2个人孔，

图17 板式塔的塔高示意图

每个孔直径为450mm，厚t?10mm，高52mm。在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm ，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

是如此。

3.1.4 塔高

板式塔的塔高如图17所示，塔体总高度由下式决定：

' H?HD?(Np?2?S)?HT?S?HT?HF?HB?H1?H2

式中 HD——塔顶空间，m；

HB——塔底空间，m； HT——塔板间距，m；

HT’——开有人孔的塔板间距，m； HF——进料段板间距，m； Np——实际塔板数；

S ——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） H1——封头高度；m H2——裙座高度；m

H1?1.5??22?2?2??0.45?0.6?2?0.6?1.84?0.2?2.0?15.44m

3.2 塔板结构

塔板按结构特点分为整块式与分块式两种。直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板；直径在800mm以上的大径通常都采用分块式塔板。

因为D=1000mm>800mm,故采用分块式塔板,根据查表21，得出塔板分为3块。

表21 塔板分块数与塔径大小的关系

塔径 mm 800~1200 1400~1600 1800~2000 2200~2400 塔板分块数 3 4 5 6

3.3附属结构

3.3.1 接管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。

管径计算如下：D?4Vs ?uF式中 D —— 塔径m；

Vs ——管内的流量m3/s； u ——管内气速m/s。

接管的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择密切相关。

⑴塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取 12-20m/s，绝对压力为 6000-14000Pa 时取30-50m/s，绝对压力小于 6000Pa 时取 50-70m/s。

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50000吨乙醇～水筛板精馏塔及附属设备设计

⑵管内的适宜流速为： 重力回流取 0.2-0.5m/s，强制回流取 1.5-2.5m/s。 ⑶进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取 0.4-0.8m/s，由泵输送时取 1.5- 2.5m/s。

⑷塔釜出料管内适宜流速一般取 0.5-1.0m/s。

并由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。且所用各管均采用直管。由以上计算结果，由管段流速选择原则，按照管子规格选型GB8163-87及公式计算得：

表22 接管设计汇总表 Vs

管段

（m/s）

进料管 回流管 塔釜出料管 塔顶蒸气管 塔釜蒸气进气管

0.002173 0.000991 0.002405 1.2241 1.1601

3

U （m/s） 1.6 1.6 1.6 20 23

D （mm） 41.59 28.00 43.76 281.5 253.2

标准 选型

D’ （实际mm）

38 30 52 310 260

u’ (实际m/s）

1.92 1.4 1.13 16.23 21.86

?3.5 Φ38?4 Φ57?2.5 Φ325?7.5 Φ273?6.5

Φ45

3.3.2 法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。法兰选择标准为JB/T81-94如下表：

表23 法兰设计汇总表

管段 进料管 回流管 塔釜出料管 塔顶蒸气管 塔釜蒸气进气管

法兰型号

Pg6Dg40HG5010?58 Pg6Dg32HG5010?58 Pg6Dg50HG5010?58

Pg6Dg300HG5010?58 Pg6Dg250HG5010?58

3.3.3除沫器

当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。

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