化工原理课程设计筛板精馏塔的设计

化工原理课程设计任务书

班级：生工081

姓名：丁 尚 [1**********]3

陈国钰 [1**********]4

设计题目：乙醇水溶液筛板精馏塔的工艺设计 一.基础数据

1.原料液量：8000kg·h-1

2.原料液组成：乙醇：22.6% ，水：77.4% 3.原料液温度：25℃

4.馏出液组成：乙醇含量大于：93.2% 釜液组成： 乙醇含量小于：1.1%

(以上浓度均指质量分率)

5.操作压力：常压 二.设计范围

1.精馏系统工艺流程设计，绘流程图一张 2.筛板精馏塔的工艺计算

3.筛板精馏塔塔板结构的工艺设计，绘制塔板负荷性能图，塔板结构图和整体设备结构图 4.附属设备选型计算

2011.7.8

目录

第一章：概述……………………………………………………（2）

第二章：精馏工艺流程确定……………………………………（4）

第三章：精馏塔的物料衡算……………………………………（5）

10）

第五章：塔板结构的工艺设计…………………………………（19）

第六章：塔板流体力学校核……………………………………（29）

第七章：塔板负荷性能图………………………………………（33）

第八章：塔的总体结构的确定…………………………………（39）

第九章：馏塔附属设备选型计算………………………………（46）

参考文献…………………………………………………………（51）

附录………………………………………………………………（52）

第一章 概述

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。它是实现精馏，吸收，解吸和萃取等化工单元操作的主要设备。塔设备在化工过程中有时也用来实现工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿，减湿等。

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板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。 在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面成膜状向下流动，作为连续相的液体自下向上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。

不管是何种塔型，除了首先要能使气（汽）液两相充分接触，获得较高 的传热效率外，还希望能综合满足下列要求：

(1)生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的物沫夹带及液泛等破坏正常操作的现象。

(2)操作稳定，操作弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质速率下进行稳定操作。

(3)流体流动阻力小。即流体通过塔设备的压力降小，以节省动力消耗，降低操作费用。对于减压蒸馏，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。

(4)结构简单，材料消耗量小，制造和安装容易。 (5)耐腐蚀，不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，任何一种塔型都难以全面满足要求，而只能在某些方面具有独特之处。但是，对于高效率、大生产能力、稳定可靠的操作和低压降的追求则推动着塔设备新结构型式的不断出现和发展。

筛板塔是板式塔中较早出现的塔型之一 ，它综合具有结构简单，制造维修方便，生产能力大（可比浮阀塔大），塔板效率较高，压降小等优点，不足之处是操作弹性较小。筛孔也易堵塞，使用曾一度受到限制，但是近几十年来，经过大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方

法，还开发了大孔径筛板，导向筛板等形式，使筛板塔的不足得到补救，即合理的设计可以保证较高的操作弹性。现在，筛板塔已经成为生产上最广泛采用的塔型之一。

二元物系精馏用筛板塔的工艺设计，主要包括精馏系统工艺流程的确定，物料衡算，塔板数的计算，塔板结构工艺设计，热量衡算和附属设备的选型计算等项目。

第二章 精馏工艺流程确定

本设计任务为分离乙醇——水混合物，对于二元混合物的分离采用连续精馏过程，设计中采用饱和液体进料，将原料液通过预热器加热至泡点，用泵送入精馏塔内，塔顶蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，剩余部分经产品冷却器后送至储罐，塔釜采用分离式间接蒸汽渐热。（附图1，所需工艺流程）

第三章 精馏塔的物料衡算

3.1、原料液、馏出液、釜液组成

3.1.1、原料液组成

已知 水的摩尔质量：M水=18.02 kg.mol-1 乙醇摩尔质量：M乙=46.07 kg.mol

质量分率：ωF=22.6% 摩尔分率：

F

xF

M乙

FM乙



1F

-1

M



水

0.226

46.070.1025

0.226(10.226)



46.0718.02

3.1.2、馏出液组成 质量分率：ωD=93.2% 摩尔分率：

D

xD

M乙

DM乙

1D

M

水

0.932



46.070.84280.932（10.932）



46.0718.02

3.1.3、釜液组成 质量分率：ωW=1.1% 摩尔分率：

W

xW

M乙

WM乙

1W

M

水

0.011



46.070.0043

0.011（10.011）



46.0718.02

3.2、物料衡算 3.2.1、质量流量 全塔物料横算式： mF=mD+mW

mFωF=mDωD+mwωw

已知mF=8000kg.h,代入数据得 8000=mD+mW

-1

80000.226=mD0.932+mw0.011

联立，解方程得

mD=1868.018 kg·h

-1

mw=6131.981 kg·h-1

3.2.2、摩尔流量 原料液的平均摩尔质量

M

FF

M

乙

xFM

水

1

xF





20.895kgkmol

1

M

46.070.102518.0210.1025

原料液的摩尔流量

F

mFM

F

382.864kmolh

1



800020.895

全塔物料衡算式： F=D+W

FxF=DxD+Wxw 代入数据

382.864=D+W

382.8640.1025=D0.8428+W

0.0043 解方程得

D=44.839 kmol·h-1 W=338.025 kmol·h

-1

3.2.3、体积流量

3.2.3.1、进料体积流量

86.59

80967.5kgm

3

由于采用饱和液体进料，查表《化工原理课程设计指导书--筛板式精馏塔》

[1]

附录『6』乙醇～水混合物的热焓 用内插法计算，当ωF=0.226，

（w1=24.99%时，t1=86.1℃;w2=19.6%时，t2=87.2℃）; tF=86.1-86.187.224.9919.6

22.624.99=86.59℃

在tF=86.59℃时，查《化工原理》上附表[5]，水的重要物理性质

内插法

B971.8

965.3971.8

9080

在tF=86.59℃时，查《化学化工物性数据手册有机卷2》 第559页

A717.4

717.4742.310080

86.59

100



734.1kgm

3

进料时混合物的密度

F

1

F乙



（1F）

水1



0.226734.1



1

0.226967.5

3

902.6kgm

进料体积流量

VF

mF



F

8000902.6

8.863m

3

h

1

2.461910

3

m

3

s

1

3.2.3.2、馏出液体积流量

查表《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附录『6』乙醇～水混合物的热焓

当xD=0.8428时，tD由内插法计算得

tD78.5

78.578.391.0893.89

93.291.0878.35℃

[5]

当tD=78.35℃时，查《化工原理》上，附表，水的重要物理性质，用内插法算水的密度

B977.8

791.8977.8

8070

(78.3570)972.79kgm

3

当tD=78.35℃时，查《化学化工物性数据手册有机卷2》 第559页, 用内插法

A742.3

742.3765.7

8060

(78.3580)744.23 kg·m

-3

则馏出液密度

D

1

D乙



（1D）



水1

0.932744.23



1

0.932972.79

756.31kgm

3

馏出液体积流量

VD

mD



D

1868.017756.31

2.47

m

3

h

1

6.8610

4

m

3

s

1

3.2.3.3、釜液体积流量

釜液温度按泡点温度计，查表《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附录

『6』

乙醇～水混合物的热焓

当xW=0.0043时，内插法计算

tW99

9998.90.801.6

(1.10.80)98.96 ℃

当tW=98.96℃,查《化工原理》上附表[5]，水的重要物理性质，用内插法算水的密度

B965.3

958.4965.310090

(98.9690)959.12 kg·m

-3

当tW=98.96℃,查《化学化工物性数据手册有机卷2》 第559页, 用内插法

A717.4

717.4742.310080

(98.96100)718.69 kg·m

-3

釜液密度

w

1

w乙



1

w

955.60

kgm

3



水

1

0.011718.69



10.011959.12

馏出液体积流量

Vw



mWW

6131.981955.60

6.417

m

3

h

1

1.78210

3

m

3

s

1

3.3、结果汇总表

表3.1

第四章 塔板数的确定

4.1、理论塔板数的确定 4.1.1、最小回流比Rmin

由于水～乙醇体系为非理想体系，q线与平衡线的交点同点（xD，yD）的连线已超出平衡线。因此采用过点（xD，yD）做水～乙醇气液平衡线的切线，此直

线为最小回流比时的精馏段操作线，见附图二 由附图读取操作线截距，由

xDRmin1

0.298可以求得

Rmin

xD

0.2980.84280.298

1



11.828

4.1.2、求最小理论塔板数Nmin

当理论板数最小时，R达到最大，此时精馏段操作线，提馏段操作线与y=x线三线重合（附图二），由图解法可知，最小理论板数Nmin

N

min

9

(x9xw)(x9x10)(0.0320.0043)(0.0320.0025)

9.939

块

9

4.1.3、选取最适回流比

在R=（1.1-2.0）RMIN范围内选取9个点，由《化工原理》下吉利兰夫关联式［10］

现取R3=2.3764进行典型计算

X3=

Y3=0.75×(1-X30.567)=0.75×（1-0.16240.567）=0.482 由3

N

3

R3RminR31



2.37641.8282.37641

0.1624

N

3

min

N1

推出N3

N

min

Y3

1Y3



9.9390.48210.482

20.136

其他结果数据计算结果见表4.1 表4.1

由上图对N-R做曲线，曲线开始变平缓部分取为最佳回流比选取范围（附图三）现取最适回流比R=3

4.2、操作线方程

由回流比R=

LD

且D=44.839kmol·h-1; mD=1868.018kg·h-1;VD=2.47m3·h-1

LRD

344.839134.517

D

kmolh

1

mLRm

31868.0185604.054kgh

1

VLRVD

32.477.41m

3

h

1

2.05810

3

m

3

s

1

由于是饱和液体进料，则q=1； 因此 L + F = L′ V=V′=L+D 代入数据，得L′= L+F

=134.517+382.864=517.381 kmolh1 V = V′= L+D

= 134.517+44.839=179.356 kmolh1



又 mLmFmL



mxmxmLmD

代入数据得

mL'mLmF

5604.054800013604.054kgh

1

m'mmLmFvv

5604.0541868.0187472.072kgh

1

VL



VLVF

7.418.86316.273

m

3

h

1

4.5210

3

m

3

s

1

4.2.1、精馏段操作线方程

yn1

RR1

xn

xDR1

R=3 xD=0.8428

因此精馏段操作线方程为

yn1

331

xn

0.842831

即

yn10.75xn0.2107

4.2.2、提溜段操作线方程

ym1

LLw

xm

wLw

xw

L517.381kmolh1 ， W 因此提溜段操作线方程为

ym1



517.381

338.025kmolh

1

， xw0.0043

517.381338.025

x

m



338.025

517.481338.025

0.0043即

y

m1

2.8883x

m

0.008104

4.2.3、q线方程

饱和液体进料， q=1 q线方程 ： y

qq1

x

xFq1

可得 xxF0.1025

4.2.4、用逐板计算法算理论塔板数

（1） 由于本实验采用全器凝，故y1=xD=0.8428 x1和y1成像平衡，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附录2，乙醇～水溶液气液平衡数据（常压） 用内插法 现用x1 1 y2 做典型计算 x1=0.8387+ 得y

0.85970.83870.86400.8491

0.8428

0.8491



0.8298

2

0.750.82980.21070.8331

由可求得相对挥发度α 1 ,

1(

y1

1y1

)(

1x1

(

x1

)(

)

10.82980.8298

0.842810.8428

)1.0997

（2） y2=0.8331 x2=0.8189 2=1.1035 （3） y3=0.8249 x3=0.8075 3=1.1229 （4） y4=0.8163 x4=0.7954 4=1.1432 （5） y5=0.8073 x5=0.7831 5=1.1600 （6） y6=0.7980 x6=0.7687 6=1.1889 （7） y7=0.7872 x7=0.7520 7=1.2201 （8） y8=0.7747 x8=0.7326 8=1.2551 （9） y9=0.7602 x9=0.7094 9=1.2983 （10） y10=0.7428 x10=0.6829 10=1.3407 （11） y11=0.7229 x11=0.6485 11=1.4138 （12） y12=0.6971 x12=0.5980 12=1.5469 （13） y13=0.6592 x13=0.5169 13=1.8078 （14） y14=0.5984 x14=0.3602 14=2.6464 （15） y15=0.4809 x15=0.1320 15=6.0906 （16） y16=0.3097 x16=0.0445 16=9.6333

x16=0.0445 xF=0.1025 则精馏理论板数为

15

x15xFx15x16

15

0.13200.10250.13200.0445

15.3371

将x16=0.0445代入提馏段操作线方程 ： y

m1

2.8883x

m

0.008104

(17) 得y17=2.8883 0.0445-0.008104=0.1204

x17=0.0112 

17=12.0875

(18) y18=0.02425 x18=0.00187 18=13.1428 由xW=0.0043 内插法求得yw=0.04656

x180.00187xW0.0043x170.0112

因此全塔理论板数为 17



17.74=12.0206

x17xWx17x18

17

0.01120.00430.01120.00187

17.74 块

故提馏段理论板数=17.74-15.3371=2.4029 块 各理论板数组成数据及值汇总 表4.3

4.3、总版效率η的估计

4.3.1、平均挥发度

由于乙醇-水物系为非理想物系，α随x的变化不可忽略，将前面所算出的α值，以相近为原则。将前所算出的数据分为N组并求平均值 第一组： 1=1=1.0997

5

第二组： 2=第三组： 3=第四组： 4=

3

23456=（1.10351.12291.14321.61.1889）5=1.2574



1

1

789(1.22011.25511.2983)31.2574

1

3

101112(1.34071.41381.5469)31.4313

13=1.8078

第五组： 5=第六组： 6=第七组： 7=第八组： 8=第九组： 9=第十组： 

14=2.6464

15=6.0909

16=9.6333

17=12.0875

10=17.74=12.0206

相对平均挥发度为：=

117.74117.74

1.0997

517.74

1.2193

317.74

(1.25741.4313)

(1.80782.64646.09069.633312.087512.0206)

3.3567

=3.3576

4.3.2、加料摩尔组成的液体平均摩尔粘度μav

以塔顶温度与塔底温度的平均值作为定性温度

t

t



D

t2

w

2

98.96



88.655℃

78.35

查《化工原理》上附录十，水的粘度 内插法得

B0.3239

0.32390.3202

8889

(88.65588)0.3215mpas

查《化工原理》上附录十一，液体粘度共线图，得t=88.655℃时

A0.3756mPas

以加料摩尔组成为准的液体平均摩尔粘度





xiixFA(1xF)B

（10.1025）0.3215

0.10250.37560.3270mPa

4.3.3 总板效率估算

E0可用奥康乃尔关联图的回归方程

s

0.5630.276log0.0815log0.563

0.276lg3.3567

0.3270

0.3270



2





0.0815lg3.35670.5517



2

此总板效

率为55.17%

查《化工原理》下表11-3得筛板塔的校正系数为1.1 故总板效率E0=0.5517×1.1=0.6069 4.3.4 实际板数的确定

精馏段理论板数N1=15.3371块，故实际板数为 N

e1



NE

10



15.33710.6069

25.27块

取实际板数为26块, 故实际加料板为27层

提馏段理论塔板数N2=2.4029块，故实际板数为 Ne2

N

2

E0



2.40290.6069

3.96块

取实际板数为4块

因此全塔实际板数为26+4=30块，减去塔釜再沸器相当于1块板 实际板数Ne=30-1=29 （块）.

第五章 塔板结构的工艺设计

在本设计中采用精馏段和提溜段塔径相同，故设计时的塔顶第一块板为设计基准。

5.1、初选塔板间距HT

板间距对塔的液沫夹带量和液泛汽速有影响，在一定的气液负荷及塔径条件下，适当增加板间距可以减少液沫夹带量，且不易发生液泛，从而提高了操作负荷的上下限，但是，板间距与塔径直接相关，其值不宜过大。 现取 HT=450mm

5.2、塔径初算

5.2.1、液泛气速uF 第一板气液组分 ：

x10.8298L1



x1M

x1M

A

A

B

(1x1)M

0.829846.07

0.829846.07(10.8298)18.02

0.9257

y0.8428

1

G1



y1M

y1M

A

A

B

(1y1)M

0.842846.07

0.842846.07(10.8428)18.02

0.9320

当查L1=0.9257时，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附录六，乙醇～水混合物的热焓，内插法

t78.5

78.578.391.0893.89

(92.5791.08)78.39℃

为t=78.39℃

查《化工原理》上附录十，水的粘度 内插法得 当 t=78.39℃时，

σB =64.3

64.362.67080

(78.3970)65.73mN·m

-1

查《化工工艺设计手册》下册676页，一般液体表面张力图，当t=78.39℃时， σA =17.31 mN·m-1 第一块板上混合物的表面张力：

x1A（1x1）B

0.829817.31（10.8298）65.7325.55mNm

1

当ωG1=0.932时，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附录六，乙醇～水混合物的热焓，内插法

G1.398

1.3981.498

9095

(93.290)1.462 kgm

-3

当t=78.39℃时，查《化学化工物性数据手册有机卷2》第559页, 用内插法，

A765.7

765.7742.3

6080

(78.3960)744.18 kgm

-3

当 t=78.39℃时，查《化工原理》上附录五，水的重要性质，用内查法

B977.8

则

977.8971.8

7080

(78.3970)972.77 kgm

-3

L

1

LA



1LB

1



0.9257744.18



1

0.9257972.77

 757.4 kgm

-3

故，液体体积流量为：

VL



mLL

757.4



7.3991m

3

h

1

5604.054

2.055310

3

m

3

s

气体体积流量

VG



mvG

7472.0721.462

5111m

3

h

1

1.42 m

3

s

1

气液流动参数

FP

:

VLVG

5111

LG



757.41.462

0.03295



7.3991

当FP=0.03295，HT=450mm时，查《化工原理》下图11-8，筛板塔气体负荷因子关联图

气液负荷参数C20=0.08723



CC20

200.08723(



0.2

25.5520

)0.20.09161

液泛气速：

LG

G

757.41.462

1.462

2.083ms

1

uFC

0.09161

对于一般液体，实际操作气速u可取为（0.7～0.8）uF,本设计取0.75

u=0.75uF=0.752.083=1.562 ms

1

由于u

VGA



VG

4

则塔径D

2

4VG

D

u

2

1.423.141.562

1.076m

当塔径大于1000mm时，规范塔径的公称直径按200mm递增，因此本设计圆整后的塔径D=1200mm

实际操作气速





VG

D

4



2

41.42

1.256ms

1

1.223600

5.2.2、塔径的核算

u

液泛分率：

uF



1.2562.083

0.6030

查《化工原理》下，筛板塔液沫夹带分率的关联图 ，

u

0.6030

uF

,FP03295——筛板塔液沫夹带分率关联图查得液沫分率

ψ=0.0342

5.3、塔板上溢流型式的确定

溢流型塔板，流体流动须要克服板上汽液接触元件所引起的阻力，形成液面落差，于是气体较多地从塔板上底液位处通过，影响汽体均匀分布，降低板效率。

然而筛板塔形成的液面落差小，这一因素影响不大，根据《筛板式精馏塔的设计》表二板上溢流形式与塔径塔体负荷关

系中查得塔径与液体流量以及溢流形式的关系进行综合考虑

选择单流型。

5.4、塔板布置

设计降液管形式的弓形降液管，把堰与壁之间的全部截面区域作为降液面积，弓形降液板，塔板面积利用率高。

5.4.1、筛孔孔径d0

孔径的大小直接影响塔板操作性能。在开孔率、空塔气速和液流量相同的条件下增大孔径，虽可减小板压降，不易阻塞，但漏液量增大，操件弹性降低。一般在液相负荷滴的小塔中，筛孔孔径采用d0=4~6mm。本设计采用d0=5mm为宜。

5.4.2筛孔中心距t0和开孔率

为使气液接触良好和最大限度地利用塔板面积，筛孔一般采用正三角形排列，这时孔径d0、孔中心距t0和开孔率之间的关系为： 0

d0

0.9069to

2

t0d0

t0d0

中心距t0，一般推荐值为

t0d0

=2.5～5，而以

t0d0

=3～4最适合。当≤2.5时，

气流互相干扰，容易出现液面晃动和倾流；过大则鼓泡不均匀。

开孔率是影响筛板性能的重要因素，因他直接关系到筛孔动能因数。在

相同的空塔气速下，开孔率大则动能因数小。如动能因数过小，塔板气液接触将成鼓泡状态，漏液量大，塔板效率低，。动能因数过高，气液接触成部分喷射状态，液沫夹带量增加，亦降低塔板效率。泡沫工况操作时，要求按工作区截面积计算的开孔率为5～10%；喷雾工况操作时，开孔率可提高到12%以上。本设计取 ：

t0d0

=3.15

t03.15d0

3.15515.75

mm

0

d0

0.9069to

2



0.90690.0914

3.15

满足5%10%的开孔率要求

1

2

5.4.3、 筛板厚度tp

在塔板结构强度、刚度许可的条件下，应尽可能选用较薄的板材制作筛板，这不仅可以降低干板压降，而且可以改善气液接触状态。筛孔用冲压加工制造的筛板，其厚度的选取范围：对于碳钢tpdo，对不锈钢 tp难，则tp=（0.4～0.8）d0,本设计采用tp=0.6d0 tp=0.6d0=0.6×5=3.0mm

5.4.4、溢流堰长lW

溢流堰具有保持塔板上一定的液层高度和促使液流均匀分布的作用，常用的溢流堰长为 lW=（0.68～0.76）D 。

由于溢流堰过长则堰上溢流强度低，由于塔板构件的安装误差，液体越堰时分布不匀；堰长不够则堰上液流强度高，堰上液头大，影响塔板操作的稳定

do

1.5

，否则加工困

性，也不利于液流中的气液分离。本设计取lw=0.68D lw=0.68D=0.681200=816mm 堰上液流强度Li为：

Li



VLlW



7.410.816

9.08m

3

m

1

h

-1

60m

3

m

1

h

-1

符合要求

5.4.5、堰板高度hw

堰上液头为how，对于一般的筛板塔板，应使筛板上的清液层高度hL=50~100mm,即堰板高度为hW=(50~100)-h0W，对平直堰，可用弗兰西斯公式计算。一般，堰板高度hW在25~75之间。

VL

利用《化工原理》下公式11-9 弗兰西斯经验式： hOW0.0028FWL

W



2/3

Fw为弓形校正系数，可由《化工原理》下图11-11，弓形堰的校正系数 当

VLlw

0.25



7.410.816

0.25

7.796 且

lwD



8161200

0.68

查得Fw=1.038

2

7.41

则how0.00281.038

0.81630.01265m12.65mm

堰板高度一般为：hW=hL-how， hL为清液层高度，取hL=50～100mm，本设计取hL=60mm，则hW=60-12.65=47.35mm，hW在25～75mm范围内，符合设计要求。

5.4.6、降液管下沿与塔板板间距ta

在确定降液管下沿与塔板版面距ta的大小时，应使液体通过此界面的流速Wb

ta

VLLWWb

-1

计算。Wb一般取0.1~0.4 ms-1，易起泡的物系取低值；ta一般应大于

20~25mm,但要比hW低6~12mm以上，以保证液封。本设计取Wb=0.1 ms-1。

ta



VLLWWb

7.41

0.8160.13600

20

25.22mm

由于ta一般应大于以上，以保证液封。

所以ta

~25mm,且要求ta比hW低6~12mm

25.22mm，符合要求。

5.4.7、安定区宽度Ws和边缘区宽度Wc

塔板入口安定区是为防止气体短路进入降液管及防止因降液管溜出液流的冲击而漏液；出口安定区则为使液体在进入降液管前，有一定时间脱除其中所含的气体。一般，入、出口安定区的官渡等值设计，取为50~100mm.。本设计取Ws=85mm。

边缘区留出一定的宽度Wc，为固定塔板用，其值大小应与塔径相应，一般可取为25~50mm。本设计取为Wc=40mm。

5.5、塔板各部分面积和对应气速计算

5.5.1降液管截面积Ad

按几何关系先计算降液

管宽度WdD2

2

Wd

D

2



lW2

2



2



1.22

1.220.816

2



2

0.1601m

再计算溢流堰lW所对应的圆心角

2Wd



4arctg

4arctg

lW

20.16010.816

85.70℃

降液管截面积Ad

Ad



D

4

2





360

2



lW

485.70360

D

2

lW

2

1.2

4



0.8164

.2

2

0.816

2

0.0896m

2

5.5.2塔板工作面积Aa

指板上开孔区域的面积

Aa2x



其中x





r

2

x

2





180

r

2

arcsin

x



r

D

22

WdWs



0.3549m

1.2

0.16010.085

r



D

22

Wc

0.040.56

1.2



则Aa2x



r

2

x

2



1800.56

rarcsin

2

2

xr

2



20.3549

0.7378m

2

0.3549

180

0.56

2

arcsin

0.3549



0.56

5.5.3塔有效截面积An

指塔板之上可供气体通过的面积，又称净截面积。其值为塔截面积扣除降液管截面积，即

AnAAd





4

D

2

0.0896





4

1.2

2

0.1099

1.0408m

2

5.5.4筛孔总面积

按开孔率0的定义：

1

　　　0

A0Aa



212



2



4

d0

2

＝０.9069(

d0t0

）

2

t0sin60

５15.75

　）　＝0.09140

2

　　　　　即：

0＝０９.069（

2

　　　　　对应气速：

A00Aa0.0914０.7378０.0674m

5.5.5对应气速

空塔气速：

u



VGA

1.42

1



4

1.507

2

ms

1.2

表观气速：

ua



有效截面气速：

VGAa

1.420.7378

1.925ms

1

un



VGAn

1.421.0408

1.364ms

1

筛孔气速：

1.420.0674

21.07ms

1

u0

VGA0



数据汇总表：

板间距：HT=0.45m 降液管下沿与塔板间距：ta=25.22mm 塔 径：D=1200mm 安定区宽度：ws=85mm 溢流堰形式：单流型 边缘区宽度：wc=40mm

塔钟降液管形式：弓形 降液管截面积：Ad=0.0896m 筛孔孔径：d0=5mm 塔板工作面积：Aa=0.7378 m 筛孔排列形式：正三角形 塔的有效截面积：An=1.0408 m2 孔间距：t0=15.75mm 筛孔总面积：A0=0.0674 m2 筛板厚度：tp=3.00mm 开孔率：0=0.09140 溢流堰长度：lw=816mm 筛孔气速：u0=21.07m·s-1 堰板高度：hw=47.35mm

22

6. 塔板流体力学校核

6.1、板上溢流强度检查

平直堰板设计，可采用弗兰西斯公式计算堰上液头高度how。how宜在45mm左右，上限不宜超过60mm，过大需改用双流型或多流型。

为保持液流均匀，以往曾规定当平直堰水平偏差超过3mm时，how的下限为6mm,再小则该用齿形堰。但随塔径的增加要求堰的水平偏差不超过3mm是困难的，因此又规定how的下限为13mm，再小就要改用齿形堰。 综上所述，本设计的how为12.65mm，采用齿形堰。

6.2、气体通过塔板的压力降计算ΔHt

气体通过塔板的压力降是塔板的重要流体力学特性，它是由两个方面引起的， 一是气体通过塔板各部件（如孔件）时克服的各种阻力，二是气体通过泡沫层克服的静压力。 H

t

hohe

气体通过筛孔的压力降（干板压力降）h0

1u0

 ho

2gC0

G



L

2

查图

12

得横坐标

d0tP



1



53

1.67可查孔留系数

2

C

0.805

ho

u02gc0

1

GL

2



21.25



29.810.805

降heh0W

hW



1.462757.4

0.06856m

气体通过泡沫层的压力

he

1



12

横坐标uaG

2

1.925

2

1.4622.3565

查《化工原理》查图得充气系数

图11-12，筛板上的充气系数图

0.572



he

综上所述：

Ht

0.572

0.04735

0.01265



0.03432m

hohe0.06856

0.03432

0.10288m

6.3、液面落差校核

筛板塔板面液体流动阻力小，其液面落差通常可忽略不计，Δ=0

6.4、漏液点气速校核

漏液点气速的高低，对筛板塔的操作弹性影响很大。为保证所设计筛板具有足够的操作弹性，通常要求设计筛孔气速u0与漏液点筛孔气速u0'之比（称为筛板的稳定系数，以k表示）不小于1.5～2.0，即k

漏

液

点

筛

孔

气

速

u0u0'

u0'

1.5~2.0。

的计算

漏液点的干板压降

h0

'

0.0056

0.13hwh0w0.06



h

hwhow

0.047350.01265

克服筛孔处表面张力所需要的压力降

3

h



因此h0

'

410

3

Lgd

41025.55

757.49.810.005

2.75110

3

3

m

0.00560.130.062.75110

1

1

0.010649m

u0h020.06856 h'

0.010649u0'02

2.5371.5～2.0，符合要求

-1

因此，u0’

u02.537



21.072.537

8.304m·s

6.5、降液管内液面高度Hd和液体停留时间t校核

板式塔的液泛一般是由两个原因造成的：一是由于气速过高，塔板压降增大，使降液管内液层增高；二是由于液体流量增加，通过降液管的流体阻力增大，也会使降液管内液层增高。当降液管内液面高到溢流堰顶时，即为液泛。 6.5.1、液体通过降液管的压头损失hd

液体自降液管下流，必须克服三项阻力

hd

1.39VL



gAda





2

其中Ada为降液管下沿与塔板之

间的缝隙的截面积

Adatalw

0.025220.8160.02058m

22

hd

7.41



9.810.0205836001.39

Ht0.10288m

1.41710

3

m

气体通过塔板的压力降塔板上的液层压头

hwh0w0.06m

综上所述：

HdhdHthwh0w

1.417100.1643m

实际液高Hd'则

3

0.102880.06

Hd

其中为泡沫液的相对密度，一般可取0.5

Hd'



Hd

0.16430.5

0.3286m

HThw0.4500.047350.4974

Hd'HThw

m



合设计要求。

综上可以防止液泛，符

6.5.3、停留时间t

Hd也不能太小，才能保证液体在降液管内有足够的停留时间释放夹带气泡，通常规定按清液计的停留时间t要大于3～5 秒，即



AdHdVL

0.08960.16432.0553

10

3

7.1626s

停留时间t=10.560s>（3~5）s ,所以符合要求 6.6 水力性能校核数据汇总

气体通过筛孔的压力降：h0=0.06856m 气体通过泡沫层的压力降：he=0.03432m 气体通过塔板压力降：ΔHt= h0+ he=0.10288m 液面落差：Δ=0

漏液点筛孔气速：u0’=8.304m·s 降液管内液面高度：Hd=0.1643m 停留时间：=7.1626s

-1

第七章 塔板负荷性能图

7.1、负荷性能图的绘制

7.1.1、负荷性能图的绘制 7.1.1.1、液体流量下限线 堰上液头how取下限值6mm

V2/3

how0.0028Fw(L)

LW

V36002/32/3

0.00281.038(L)0.7818VL

0.816

0.7818VL

23



0.006

3

VL(min)

(

0.0060.7818

)

2

6.723310

4

m·s

3-1

7.1.1.2、液体流量上限线

一般液体的停留时间不少于4s





H

d

Ad

VL



VL(max)

H

d

Ad



0.1643

0.08964

3

0.00368m

3

s

1

即VL(max)

0.00368

ms

1

7.1.1.3、漏液线

根据VL(min)～VL(max)范围内取10个值，即在0.6723 10-3～3.680 10-3范围内取10个值

现以VL=0.910-3 m3·s-1为例进行典型计算：

how0.0028Fw(VLlW

0.25

VLlW

)

2/3



0.910

2

3

3600

0.25

0.816

3.4089且

lW

D



0.8161.2

0.68

查《化工原理》弓形堰的校正系数

FW1.015

how0.0028Fw(

VLlW

)

2/3

0.00281.015(7.12610

-3

36000.910

0.816

-3

)

2/3

m

漏液板的干板压降

ho

0.00560.01060m发生漏液时，

u0

VGA0



,hoho，C00.805

2



0.00560.13(hwhow)h

0.007126）-0.002751

0.13（0.04735

因此，由ho

1u02gC0

GL

得：

h0·2g·L·A0·C

2

20

VG

G

3

-1



h0'29.81757.4(0.0674)

1.462

2

(0.805)

2

0.5451m·s

据此列出：

表 7.1 漏液线

由此可绘出漏液线，见附图四。 7.1.1.4、液泛线

根据VL(min)～VL(max)范围内取10个值，即在0.6723 10-3～3.680 10-3范围内取10个值

现以VL=0.910-3 m3·s-1为例进行典型计算： 降液管允许的最大液面高度：

H

HH

dd

d

(H

T

hw)

0.5(0.450.04735)0.248675mH

t

hwhow



hu0

2gc01





2

(1)H

t

h0he

GL

(hwhow)

1VG



2gC0A0





2

GL

(hwhow

VG

)

29.810.8050.0674

11.462(hwhow)

757.4

2

0.03342VG(2)hd

2

(hwhow)





2

1.39VL



gAda

2

1.39VL



9.810.0205

2

337.16VL

2

Hd0.03342VG

0.03342VG

2

(hwhow)hwhow337.16VL

2

2

1.572(0.04735how)337.16VL

0.17424

-337.16VL

0.03342

2

0.248675

则推出：VG

-1.572how

故当VL=0.910 m·s时，how0.00713.

-33-1

VG

0.17424-337.16(0.910

0.03342

-32

)-1.5720.00713

，

2.2103m·s

3

-1

据此列出： 表7.2液泛线

7.1.1.5、雾沫夹带上限线

现以VL=0.910

-3

m·s为例进行典型计算：

3-1

令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kgkg1，并将已知量和关系式代入式

eG

0.0057



VGAn

[

un

HT2.5(hwhow

])

3.2

且un

得

0.1

化简后得

0.005725.55

[

VG/0.7378

0.4502.5(0.04735

how

])

3.2

VG

2.326

17.535how

当VL=0.910-3 m3·s-1时，how=0.007126 VG1=2.326-17.5350.007126=2.2010 据此列出：

表7.3 过量液沫夹带线

将上述5条极限负荷线绘制于直角坐标图上，即为筛板负荷性能图（附图四）。

7.2、塔板结构设计评述

本设计的操作条件为VL2.055103m3s1，VG1.42m3s1，在负荷性能图中以A表示此操作点，作连线OA分别与极限负荷3，5相交，由两交点的纵坐标值：

最小负荷VG(min)0.5451m

3

s

1

31

最大负荷VG(max)2.0469ms

VG(max)2.0469

操作弹性

VG(min)



0.5451

3.755

从图中可知，本设计的操作条件为气液比较大的操作条件，此操作线分别与液泛线和过量液沫夹带线相交，表明操作的上，下限分别起因于液沫及过量液沫夹带。

由于操作弹性为3.755符合一般操作要求，设计可行。

第八章 塔的总体结构的确定

8.1、塔体与裙座结构及封头的选用

（1） 根据本设计的产品纯度和用途，应选用的材料为不锈钢，其钢号为0Cr18Ni9。查《化工设备设计基础》附表2 钢管许用应力『σ』t=114MPa，由公式：

p(Di)

2



t

粗略估计时可取f=1则

pDi

2p

t



0.11.221140.1

0.5265

由于碳钢和低合金钢制容器最小壁厚不小于3mm，再加上本设计塔高度在20m左右，塔体必须承受一定的载荷，因此。选择壁厚为12mm。

（2） 裙座由裙座体、基础环板、螺栓座及基础螺栓等结构组成，本设计中裙座采用筒形，用Q235-A材料，采用对接焊缝，可知裙座体外径大于塔径（1200mm），需开设人孔，在底部开设排液孔以便随时排除液体，基础环板通常是一块环形板，基础环板上的螺栓孔开圆缺口，螺栓座由筋板和压板构成，地脚螺栓穿过基础环板与压板，把裙座固定在地基上。 （3） 封头

查《化工设备基础设计》附表5，封头设计，JB/T 4337-95 得 表8.1

公称直径 DN/mm 1200

曲面高度 h1/mm 300

直边高度 h2/mm 40

内表面积 Fh（mm2） 1.71

容积 Vh（mm3） 0.272

8.2、塔盘结构

（1） 塔板盘 由于塔径D=1200mm>900mm，所以采用分块式塔盘

（2） 受液盘 受液盘有平直受液盘和凹形受液盘，平直受液盘需要设置进口堰，即占用板面，又易使沉淀物积与此处造成堵塞，而凹形受液盘即可在低液量时，形成良好的液封，又有改变液体流向的缓冲作用，还便于液体从侧线抽出，对于φ600以上的塔，多采用凹形受液盘，本设计采用凹形受液盘。

（3） 溢流堰 溢流堰有平直形和齿形两种。本设计采用直形溢流堰

lw=0.68D=816 mm 堰高hw=0.04735m

（4） 降液管 本设计采用弓形降液管，弓形降液管的宽度：WD=0.1601m，降液管面积：Ad=0.0896m2，降液管下沿与塔板间距：ta=25.22mm

（5） 支撑件 塔盘支撑结构为定距管支撑，定距管对塔盘起支撑作用并保证相邻两塔盘的板间距，定距管内有一拉杆，拉杆穿过各层塔板上的拉杆孔，拧紧拉杆上、下两螺母，就可以把各层塔盘紧固成一整体。

（6） 紧固件 使用螺栓和椭圆垫板，在塔盘板的连接中，为了避免因螺栓腐蚀生锈而拆卸困难，故螺栓材料选择铬钢。

（7） 密封件 在塔壁和塔盘之间，用2～3圈直径为10～20mm的石棉绳为密封填料，其上安放压圈和压板，用焊在塔盘圈内壁上的螺栓与螺母拧紧。这样，填料就被压实达到密封的目的。

8.3、除沫装置

采用HG5-1404-81-9小型丝网除沫器，丝网除沫器具有比表面积大，质量轻，空隙率大使用方便等优点，尤其是它除沫效率高，压降小

8.4、设备管口

用于安装，检修塔盘的人孔，气体及液体物料进出的接管，以及安装化工仪表用的短接管等。

8.5、塔附件

包括支撑保温材料的保温圈，吊装塔盘用的吊柱及扶梯平台等。

8.6、塔高的计算

（1）塔的顶部高度

塔的顶部高度是塔顶第一块板到塔顶封头切线处的距离，为减少塔顶出口气体夹带液沫量，顶部空间一般取1.2～1.5m，若要更多的去除液沫，可在塔顶及除沫器顶部空间取为1.4m （2）塔的底部高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一块塔板到封头切线处距离，取釜液的停留

时间为15min，已知VW=6.417m3·h-1，则V

V

VW

60

15

6.41760

151.6043m

且塔径D1200mm,则h

塔底空间距离为

4



2

1.60433.144

1.2

2

1.419m

D

hHT1.4190.451.869m

（3）加料板空间高度

由于本设计采用泡点进料，其高度可取为650mm （4）支座高度

本设计采用圆筒形裙座，使用对接焊缝，裙座高度是指从塔底封头切线到基础环间的高度，考虑出料管弯管半径取为500mm，且人孔选取长圆形回转盖快开人孔 封头选用椭圆形头，综合各因素，支座高度取为2.5m （5）人孔

由于塔径为1200mm，需开设人孔，本设计有29块板，一般每隔6～8快板开设一人孔，在塔顶，塔底，进料处各开一个人孔，在人孔处，塔板间距离至少应比人孔尺寸大150mm，且不得小于600mm，取为650mm （6）塔高

塔高=塔顶部空间高度+进料板高度+板间距板数+板间距（开人孔处）2+塔底部空间高度+裙座高度

=1.4+0.45+0.65（29-3-1）+0.652+1.869+2.5=18.969m

8.7、接管

8.7.1、回流管和液体进料管

液体不直接加在塔盘鼓泡区，尽量巨晕分布，接管安装高度不妨碍塔盘上液体流动，液体内含气体时，应设法分离。管内允许流速一般不超过1.5～1.8m·s 设管内允许流速为1.2m·s，

①进料液体体积流量为0.0024619 ms,且设进料流速为uF,则 uF

3

-1

-1

-1



VFAF

得

进料管的截面积：

AF

VFuF

0.0024619

1.2

2.05210

3



m

2

进料管的直径

DF

4AF





42.05210

3.14

3

0.05112

m 51.12

mm

查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》，表3，液体进料管结构尺寸取用76×4mm

uF

VFA

VF14

D

2

14

0.00246190.068

3

-1

2

0.6782

ms

1

② 回流的体积流量为0.002028ms,且设uL=1.2m·s，得 回流管的截面积

AL

VLuL

0.0020581.2

1.71510

3

-1



m

2

回流管的直径

DL

4AL





41.71510

3.14

3

0.04674m46.74mm

查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》，表3，回流液体管结构尺寸取用57×3.5mm 因此实际流速为

u

VLA



VL

14



2

0.00205814

3.140.050

2

1.0487ms

1

D

8.7.2、釜液出口管

由于支座直径大于800mm，在出料管上焊有三块支撑扁钢，以便将出料管活嵌在引出管道点为了便于安装，出料管外尺寸应小于座内径d，引出管道直径应大于出料管法兰外径。

设管内允许的流速为1.2 m·s-1

釜液的体积流量为0.001782 m3·s-1，得 回流管的截面积

Aw

Vwuw

0.0017821.2

1.48510

3



m

2

回流管的直径

Dw

4Aw





41.48510

3.14

3

0.04349m43.49mm

查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》，表3，结构尺寸取用57×3.5mm，因此实际流速为

u

VwA

Vw14

D

2

14

0.0017823.140.05

2

0.9080

ms

1

8.7.3、气体进料管

釜液的质量分数为0.0011，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附

表3，乙醇～水在沸腾条件下的密度，在该质量分率下

w0.589

0.6200.589

50

(1.10)0.5958kgm3

因此，可求出其体积流量为

V

mvw

7472.0720.59583600

3.4837

m

3



h

1

查《化工原理》上，表4-1，钢管内流速范围

取管内流速为35 m·s， 气体进口管的截面积

Av

,

3-1



Vvuv

,



,

3.483735

0.0995m

2

回流管的直径

Dv

,



4A



40.0995

3.14

0.3561

m356.1mm

查《化工原理》上，附录19，管子规格 因此，取用的管子为425.6×12.8mm 因此实际流速为

u

VA

V14

D

2

14

3.48373.140.4

2

11.095ms

1

8.7.4、气体出口管

馏出液质量分数为0.932，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附录3，乙醇～水在沸腾条件下的密度。

在该质量分率下

1.398

1.4981.398

9590

(93.290)1.462kg·m

3

因此，可求出其体积流量为

V

mv

7472.0721.4623600

1.4197

m

3



s

1

设管内允许流速为30 m3·s-1， 气体出口管的截面积

A

Vu

1.419730

0.04732m

2



回流管的直径

D

4A





40.04732

3.14

0.2455m245.5mm

查《化工原理》上，附录19，管子规格

因此，取用的管子为271.6×10.8mm 因此实际流速为

u

VA

V14

D

2

14

1.41973.140.25

2

28.94

ms

1

第九章 馏塔附属设备选型计算

9．1、原料液加热器

采用列管式换热器对原料进行加热，使其从25℃升温到泡点温度86.59℃，使用125℃饱水蒸汽作为加热剂，出口为125℃饱和水 取定性温度 t =

2586.59

2

= 55.795℃

查《化工原理》上附5.水的重要性质 水的定压比CpB=4.174

4.1784.174

6050

(55.79550)4.17632kJkg

1

K

1

查《化工原理》上附表十三，液体比热共线图

乙醇在55.795℃时，定压比热容为CpA=0.705kcalkg1oC1 =2.952kJkg1K1 混合物的比热：

Cp=xFCpA+(1-xF) CPb

=0.1025×2.952+(1-0.1025)×4.17632 =4.0508 kJkg1K1

Q吸ms1CP(t2t1)



80003600

4.0508(86.5925)554.42kJs

1

查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附表5，总传热系数的大致范围，取传热系数K=750kcalm2h1oC1

21

K=750×4.187/3600=0.8723kJmsK

1

Δt1=T1-t2=125-86.59=38.41℃

Δt2=T2-t1=125-25=100℃

tm

t2t1ln

t2t1



10038.41ln

10038.41

64.38C

o

A

QKtm

554.420.872364.38

9.87m

2

换热面积：



查《化工原理》上附录十九 列管换热器 选取换热管为φ19mm的换热器，基本参数为： 表9.1 公称直径 DN/mm 273

管程数 N 1

管子根数

N 65

管层流通面积

/m2 0.0115

换热面积 /m2 11.3

换热管长度

L/mm 3000

查《化工原理》上附8，饱和水蒸气表，得125℃时，r水 =2193.1kJkg1因此，蒸汽用量

ms1

Q放

r水

3600

Q吸

r水

3600

554.422193.1

3600910.09kgh

1

9.2、釜底再沸器

采用列管式换热器对釜液进行加热，使其从98.96℃的液体汽化为98.96℃的蒸汽，使用150℃饱和蒸汽作为加热剂，出口为150℃饱和水。

釜液质量分数为0.011，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附表6，乙醇～水混合物的热焓：

r2235.75

2223.192235.75

1.60.8

(1.10.8)2231.04kJkg

1

Q吸ms1r

7472.0723600

2231.044.63110

3

kJs

1

A

QKt



4631

0.8723(15098.96)

104.01m

2

查《化工原理》上附录十九 列管换热器 选取换热管为φ19mm的换热器，基本参数为：

公称直径 DN/mm 600

管程数 N 2

管子根数

N 416

管层流通面积

/m2 0.0368

换热面积 /m2 112.9

换热管长度

L/mm 4500

查《化工原理》上附8，饱和水蒸气表，得150℃时，r水 =2118.5kJkg1 因此，蒸汽用量

ms1

Q放r水

3600



Q吸r水

3600



3

46312118.5

36007.83910kgh

1

9.3、馏出液冷凝器

采用列管式换热器对馏出蒸汽进行冷却，使其从78.35℃的蒸汽冷凝为78.35℃的液体，使用10℃饱和蒸汽作为冷却剂（利用余热来预热常压下的这部分水），出口为50℃水。

塔顶馏出液质量分数为0.932，查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附表6，乙醇～水混合物的热焓：

用内插法查得，汽化热为：

r997.3

958.78997.3093.8991.08

(93.291.08)968.24kJkg

1

Q放ms1r

7472.0723600

968.242009.7kJs

1

Δt1=T1-t2=78.35-50=28.35℃

Δt2=T2-t1=78.35-10=68.35℃

tm

t2t1ln

t2t168.3528.35

45.45C

o



ln

68.3528.35

查《化工原理课程设计指导书-筛板式精馏塔》附表5，总传热系数的大致范围，取传热系数k=550kcalm2h1oC1=0.6397 kJm2s1K1

A

QKtm



2009.70.639745.45

69.123m

2

查《化工原理》上附录十九 列管换热器 选取换热管为φ19mm的换热器，基本参数为： 公称直径 DN/mm 450

水的定性温度：t =

1050

2

管程数 N 4

管子根数

N 200

管层流通面积

/m2 0.0088

换热面积 /m2 70.4

换热管长度

L/mm 6000

= 30℃

查《化工原理》上附5.水的重要性质，得CpB=4.175kJkg1K1 因此，冷却水用量

ms2

Q吸3600

CPB（t2t1）



Q放3600

CP（Bt2t1）

4.33310

4



kgh

1

2009.736004.175（5010）

9.4、产品冷却器

采用列管式换热器对产品进行冷却，使冷凝后的产品从78.35℃降为25℃ 的，使用10℃的水为冷却剂，出口为40℃水。 取定性温度t =

78.3525

2

= 51.68℃

查《化工原理》上附5.水的重要性质，得CpB=4.174kJkg1K1

查《化工原理》上附表十三，液体比热共线图，乙醇在51.68℃时，定压比热容