精馏塔设计说明书

目 录

1. 设计任务书 ................................................................................................................................... 1

1.1 工艺条件.............................................................................................................................. 1 1.2 设计任务.............................................................................................................................. 1 1.3 设计工作量.......................................................................................................................... 1 2. 塔设备设计方案的确定 ................................................................................................................ 2

2.1 设备基本参数的确定 .......................................................................................................... 2 2.2 确定设计方案的原则 .......................................................................................................... 3 3. 设计论证与计算............................................................................................................................ 3

3.1 工艺条件和物性参数计算 .................................................................................................. 3 3.2 塔的主要工艺尺寸计算 .................................................................................................... 11 3.3 塔的流体力学计算 ............................................................................................................ 15 3.4塔板性能负荷图 ................................................................................................................. 19 3.5 主要接管尺寸计算 .......................................................................................................... 22 3.6 塔的辅助设备 .................................................................................................................... 24 3.7 塔的总体结构 .................................................................................................................... 27 4. 设计结果汇总.............................................................................................................................. 28

4.1 基本参数............................................................................................................................ 28 4.2 塔体概况............................................................................................................................ 29 5. 设计感想 ..................................................................................................................................... 31 6. 参 考 资 料 ............................................................................................................................... 31

1. 设计任务书

1.1 工艺条件

(1) 原料：乙醇水混合液。含乙醇45%（质量），原料温度25℃。

(2) 产品：馏出液含乙醇95%（质量），温度 30℃，间接蒸汽加热，残液中乙醇

含量不大于0.04 %（品质）

(3) 生产能力：日生产95%（质量）乙醇分别为15000kg。

(4) 公共系统条件：0.3 MPa饱和蒸汽，水、电供应科满足生产要求。 1.2 设计任务

(1) 确定精馏装置流程，绘出流程示意图，标明所需要的设备。

(2) 精馏塔的工艺设计、结构设计：选定塔型，确定塔径、塔板数、塔高、加料

板的位置、选择塔板结构型式、确定塔板的结构尺寸，塔板力学的计算（塔板压力降、淹塔、雾沫夹带量的校核计算等）。 (3) 作出塔的操作性能图、计算塔的操作弹性。 (4) 确定与塔身相连的各个接管直径。 1.3 设计工作量

(1) 设计说明书一份。设计结果一览表包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回

流比、蒸汽上升速度、蒸汽用量、操作压力、冷却水用量以及附属设备选型情况等。

(2) 板式总装配图一张。

(3) 精馏塔塔盘结构草图(计算纸图) (4) 精馏塔作负荷性能图。

2. 塔设备设计方案的确定

2.1 设备基本参数的确定

(1) 塔板类型：选用F1型重浮阀塔.

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比泡罩塔优越，又由于F1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好；另外轻阀压降虽小，但操作稳定性差，低气速时易漏液。

综上所述，选择F1浮阀型重阀浮阀塔。 (2) 操作压力：常压精馏

精馏操作通常可在常压、加压、减压下进行，确定操作压力主要是根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于乙醇－水体系，在常压下已经是液态，且乙醇－水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精馏。综上所述，选择常压操作。 (3) 进料状态：泡点进料

进料状态有五种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造上也比较方便。 (4) 加热方式：间接蒸汽加热

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，故采用间接加热。

(5) 热能利用方式：选择适宜回流比，塔釜残液作为原料预热热源

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。采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜

液产品的余热，节约能源。 (6) 回流方式：泡点回流

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。 2.2 确定设计方案的原则

(1) 满足工艺和操作的要求：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时热量也可以进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。

(2) 满足经济上的要求：要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述精馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多原蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。回流比的大小对操作费和设备费有很大的影响。 (3) 保证生产安全：酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。塔一般是在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔收到破坏，因而需要安全装置。

3. 设计论证与计算

3.1 工艺条件和物性参数计算 3.1.1物料衡算

(1) 将质量分数换成摩尔分数

取乙醇分子量为46 g/mol，水分子量为18 g/mol，故

45/46

0.2425

45/4655/1895/46

0.8814 xD=

95/465/18

0.04/46

0.000157 xW=

0.04/4699.96/18

xF=

(2) 摩尔流量计算

总物料衡算 FDW

易挥发组分物料衡算 FxF=DxDWxw

D= W=

0.95150000.0515000

351.45kmol/d14.64kmol/h

4618

DxDxF351.450.88140.2425926.54kmol/d38.61/h



xFxW0.24250.000157

FDW351.45926.541277.99kmol/d53.25kmol/h (3) 质量流量计算

FFDDWW FDW W

DDF150000.950.4516681.45kg/d695.06kg/h0.193kg/sFW0.450.0004

.4531681.45kg/d1320.06kg/h0.367kg/s FDW1500016681

D15000kg/d625kg/h0.174kg/s

3.1.2 理论塔板数的求取及操作线方程 (1) 确定最小回流比（见附录一）

做与平衡线相切的切线，得到操作线在纵坐标上的截距为0.2398，则

xDRmin1

，求得Rmin2.68。 0.23987

(2) 实际回流比取最小回流比的1.3倍，即R1.3Rmin1.32.683.484 (3) 操作线方程 (4）精馏段操作线方程

xR3.4840.88140.78 D0.197 R13.4841R13.4841

则y0.78x0.197 （5）提馏段操作线方程

LRD3.48414.6451.01kmol/h LLF51.0153.25104.26kmol/h VLD51.0114.6465.65kmol/h VV65.65kmol/h y

LW104.2638.61

xWx0.0001571.590.000092 VV65.6565.65

3.1.3 理论塔板数N的求取（简捷计算法） (1) 理论塔板数

Rmin2.68 3.27

xD1xW0.881410.000157lglg1xx10.88140.000157

DW

Nmin9.09

lglg3.27

RRmin3.4842.680.179

R13.4841

0.75-0.75(0.179)0.56680.467NNminN9.09

0.467

N1N1N17.9

取整数，N18，所以理论塔板数为18块。 (2) 确定进料板的位置

将芬斯克公式中的塔釜液xW换成进料组成xF，则可用于求精馏段的最少理

论板数

xD1xFlg1x

DxF

lg0

0.881410.2425lg10.88140.24254.6

lg1.98

Nmin，即Nmin

0为精馏段的相对挥发度，即0DF.033.81.98

N1NminN14.6

0.467 N19.5

N11N11

取整数，则N110，即精馏段理论塔板数为10块，提馏段为8块（包括

蒸馏釜）,第11块为加料板。 3.1.4 全塔效率E0

查乙醇—水混合液在常压下的气液平衡数据表，得

塔顶 xD0.8814 yD0.8844 tD78.2C 塔底 xW0.000157 yW0.001405 tW99.9C

进料 xF0.2425 yF0.5489 tF82.5C (1) 相对挥发度

yD0.8844xD

D01.03

1yD10.88441xD10.8814

yW0.001405xW8.96 1yW10.001405

10.0001571xW

W

yF0.5489

xF

F3.8

1yF10.5489

10.24251xF

平均相对挥发度 DWF.038.963.83.27 （2）黏度

s 塔顶 由tD78.2C查得乙醇0.47mPa·s，水0.34mPa·

D0.47xD0.341xD0.470.88140.340.11860.455mPa·s

塔底 由tW99.9C查得乙醇0.34mPa·s，水0.245mPa·s

W0.34xW0.2451xW0.340.0001570.2450.9998430.245

mPa·s

s 进料 由tF82.5C查得乙醇0.45mPa·s，水0.31mPa·s F0.45xF0.311xF0.450.24250.310.75750.344mPa·sa 平均黏度 DWF0.4550.24205.3440.33m7P·

（3）全塔效率

0.24250.2425

E00.4920.4923.270.337100%48.04%

3.1.5 实际塔板数N

N

N1837.47 E00.4804

取整数，N38（包括蒸馏釜），即实际塔板数有38块（包括蒸馏釜）

 N1

N110

20.8 048040.4804

21，即精馏段实际塔板数为21块,则提馏段实际塔板数为17 取整数，N1

块（包括蒸馏釜）,第22块为进料板。 3.1.6 塔的工艺条件及物料数据计算 (1) 平均温度计算

塔顶: tD78.2C 塔底： tW99.9C 进料: tF82.5C 全塔平均温度 tm

tDtW78.299.9

89.05C 22tDtF78.282.5

80.35C 22tWtF99.982.5

91.2C 22

精馏段平均温度 tm

提馏段平均温度 tm(2) 操作压强计算

因为常压下乙醇～水是液态混合物，其沸点较低（小于100℃）,故采用常

压精馏就可以分离。

塔顶压强：PD101.3KPa，取每层压强降为P0.5KPa

 塔底压强: P.3370.5119.8KPa WPDN1P101P101.3220.5112.3KPa 进料压强： PFPDN1 全塔平均压强： Pm

PDPW101.3119.8

110.55KPa 22PDPF101.3112.3

106.8KPa 22PWPF119.8112.3

116.05KPa 22

精馏段平均压强：Pm

提馏段平均压强：Pm

(3) 平均相对分子量计算

① 塔顶： xD0.8814 yD0.8844 液相：MLD0.88144610.881442.68g/mol 气相：MVD0.88444610.884442.76g/mol ② 塔底： xW0.000157 yW0.001405 液相：MLW0.0001571818g/mol 4610.000157 气相：MVW0.001454610.001451818.04g/mol ③ 进料： xF0.24 2 yF0.5489

1824.79g/mol 液相：MLF0.24254610.2425

气相：MVF0.54894610.54891833.37g/mol ④ 精馏段平均相对分子量 液相：ML

2

42.7633.3738.065g/mol

气相：MV

2

42.6824.7933.735g/mol

⑤ 提馏段平均相对分子量 液相：ML

2

18.0433.3725.705g/mol

气相：MV

2

1824.7921.395g/mol

(4) 平均密度的计算 ① 液相的平均密度

塔顶 由tD78.2C查得乙醇741kg/m3，水976.48kg/m3 质量分数乙醇0.95，水0.05

1

LD

乙醇水0.950.05

 ＋＝

741976.48乙醇水

LD750.04kg/m3

塔底 由tW99.9C查得乙醇719kg/m3，水958.5kg/m3

质量分数乙醇0.0004，水0.9996

1

LW

乙醇水0.00040.9996

 ＋＝

719958.5乙醇水

LW958.37kg/m3

进料 由tF82.5C查得乙醇733kg/m3，水970.2kg/m3 质量分数乙醇0.45，水0.55

1

LF

乙醇水0.450.55 ＋＝

733970.2乙醇水

LF846.9kg/m3 ② 气相的平均密度 塔顶 VD

PDMVD101.342.761.48kg/m3 RTD8.314273.1518.2塔底 VW

PWMVW119.818.04

0.697kg/m3 

8.314273.1599.9RTWPFMVF112.333.37

1.27kg/m3 

8.314273.1582.5RTF

进料 VF

③ 精馏段的平均密度 液相：L气相：V

LFLD

2



846.9750.04

798.47kg/m3

2

PmMV106.838.065

1.38kg/m3 

8.314273.1580.35RTm

④ 提馏段的平均密度 液相：L 气相：V

LFLW

2



846.9958.37

902.64kg/m3

2

PmMV116.0525.705

0.98kg/m3 

8.314273.1591.2RTm

(5) 液体表面张力

塔顶 由tD78.2C查得乙醇17.3mN/m，水62.9mN/m

D17.30.881462.910.881422.7mN/m 塔底 由tW99.9C查得乙醇16.9mN/m，水58.9mN/m W＝15.20.00015758.910.00015758.9mN/m 进料 由tF82.5C查得乙醇16.9mN/m，水62.4mN/m F＝51.4mN/m 16.90.242562.410.2425精馏段的平均表面张力 

DF

2



22.751.4

37.05mN/m 2

提馏段的平均表面张力



WF

2



58.951.4

55.15mN/m 2

（6）液体的黏度

由前面可知：D0.455mPa·s W0.245mPa·s F0.344mPa·s (7) 气液相体积流量 ① 精馏段

LRD3.48414.6451.01kmol/h VLD51.0114.6465.65kmol/h

气相：qVG

VMV65.6538.065

0.503m3/s

3600V36001.38LML51.0133.735

0.00059m3/s

3600L3600798.47

液相：qVL② 提馏段

LLF51.0153.25104.26kmol/h VV65.65kmol/h

气相：qVG

VMV65.6525.705

0.48m3/s

3600V36000.98LML104.2621.395

0.00069m3/s

3600L3600902.64

液相：qVL

3.2 塔的主要工艺尺寸计算 3.2.1 塔径DT (1) 求空塔气速u

精馏段:

qVLL

① q

VGV0.00059798.470.028 0.5031.38

12

12

② 初选板间距HT0.35m，板上液层厚度hL0.05m，HThL0.3m ③ 根据史密斯关联图，得C200.062m/s



CC20

20④ 求空塔气速

0.2

37.050.062

20

0.2

0.0701m/s

最大允许空塔气速 umaxC

LV798.471.38

0.1.68m/s V1.38

安全系数为0.6~0.8,取安全系数为0.6

u0.6umax0.61.681.008m/s 提馏段：

qVLL

① q

VGV0.00069902.640.044 0.480.98

12

12

② 初选板间距HT0.35m，板上液层厚度hL0.05m，HThL0.3m ③ 根据史密斯关联图，得C200.062m/s



CC20

20

0.2

55.15

0.062

20

0.2

0.076m/s

④ 求空塔气速

最大允许空塔气速 umaxC

LV902.640.98

0.2.31m/s V0.98

安全系数为0.6~0.8,取安全系数为0.6

u0.6umax0.62.311.39m/s

将精馏段与提馏段的空塔气速相比，选取较小的即精馏段空塔气速来计算塔径。

(2) 求塔径DT DT

qVG



0.503

0.797m 圆整：取DT0.8m

3.14

1.0084

4

u

校正：塔的截面积 AT实际空塔气速 u



4

DT＝

2

3.14

0.820.5m2 4

qVG

4



2

DT

0.503

1.001m/s

3.14

0.824

3.2.2溢流装置

由于塔径小于２ｍ，所以选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。 (1) 堰长lW

对于单溢流，一般取堰长lW为塔径的0.6~0.8倍，则

lW0.6DT0.60.80.48m (2) 出口堰高hW

前面已假设hL0.05m，采用平直堰，堰上高度可由式hOW出

液相体积流量qVL0.00059360002.124m3/h

2.84qVL

求E1000lW

23

lWq2.1240.6 VL13.3 2.52.5DT0.48lW

由液流收缩系数图查得E1.02

hOW

2.842.84qVL2.1241.02m E0.0007810001000lW0.48

23

23

hWhLhOW0.050.000780.0422 取hW0.042m

(3) 降液管的宽度Wd与面积Af

AflWWd

由0.6查弓形降液管的宽度与面积图可得：0.1,0.054 DTDTAT

Wd0.1DT0.10.80.08m

Af0.054AT0.0540.50.027m2 (4) 验算液体在降液管中的停留时间，得 

AfHTqVL



0.0270.35

16.023~5s

0.00059

故降液管适用。 (5) 降液管底隙高度h0

h0hW0.0060.0420.0060.0420.0060.036m 满足不少于20~25mm,符合要求。 3.2.3塔板布置及浮阀数目与排列 (1) 塔板布置

塔板直径DT0.8m800mm,在800mm以内，选用整体单流程塔板。 ① 当DT1.5m时，WS60~75mm ② 溢流堰入口安定区：WS60mm0.06m 入口堰后的安定区：WS60mm0.06m

③ 对于边缘区宽度（无效区WC）,小塔可选25~50mm，大塔可选50~75mm。

则取WC0.08m

④ 降液管宽度Wd0.08m (2) 浮阀孔的数目与孔间距

对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因子F0在9~12之间，故在此范围取得合适的F010，已知F1型浮阀的阀孔直径为39mm，即

0.039mm。

① 精馏段 阀孔气速u0

F0

V



10.38

8.51m/s

qVG

0.503

49.550

3.148.510.0392

4

每层塔板上的浮阀数N

u0



4

＝

2

d0

② 提馏段 阀孔气速u0

F0

V



100.98

10.1m/s

qVG

0.48

39.840

3.142

10.10.039

4

每层塔板上的浮阀数N

u0

4

＝

2

d0

③ 开孔区面积

21

Aa2xr2x2rsin

180x

r

DT0.8

WdWS0.080.060.2622D0.8rTWC0.040.36

22

3.140.262

Aa20.0.3620.2620.362sin10.34m

1800.36x

精馏段：阀孔总面积A0

qVG0.5030.059m2 u08.51

阀孔中心距td0

0.907Aa0.9070.34

0.0.089m89mm A00.059

实际取中心距t80mm

提馏段:阀孔总面积A0

qVG0.48

0.048m2 u010.1

阀孔中心距td0

0.907Aa0.9070.34

0.0.099m99mm A00.048

实际取中心距t85mm

④ 实际孔布置如附录二(精馏段51个孔，提馏段40个孔) (3) 验算气速及阀孔动能因子 ① 精馏段 实际阀孔气速u0

NqVG

＝

2



4

d0

0.503

8.26m/s

3.14510.0392

4

F0u0V8.26.389.7m/s

阀孔动能因子仍在9~12之间，阀孔数符合要求。 塔板开孔率

A0u1.008100%12.2% ATu08.26

开孔率应在10%~14%之间，所以塔板开孔率符合要求。 ② 提馏段

实际阀孔气速u0

NqVG

＝

2

4

d0

0.48

10.05m/s

3.14400.0392

4

F0u0V10.050.989.95m/s

阀孔动能因子仍在9~12之间，阀孔数符合要求。 塔板开孔率

A0u1.39100%13.8% ATu010.05

开孔率应在10%~14%之间，所以塔板开孔率符合要求 3.3 塔的流体力学计算 3.3.1 阻力计算

塔板压力降可表示为 hphchlh (1) 干板阻力hc ① 精馏段

73.1

临界孔速u0c

V hc19.9② 提馏段

11.825

73.11.38

11.825

8.8m/su08.26m/s

u0

0.175

L

8.260.175

19.90.03m6

798.47

73.1

临界孔速u0c

V

11.825

73.10.98

1

1.825

10.62m/su010.05m/s

hc19.9

u0

0.175

L

10.050.175

19.90.033m

902.64

(2) 气体通过板上液层产生的压力降hl

由于乙醇-水系统里，液相是水，故取00.5 hl0hL0.50.50.02m5 (3) 液体表面张力所产生的压力降h

液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。 (4) 单板压降 ① 精馏段

由于h忽略不计，因此与气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为

hphchl0.0360.0250.061m

PphpLg0.061798.479.81477.8Pa

② 提馏段

hphchl0.0330.0250.058m

PphpLg0.058902.649.81513.58Pa 每层浮阀塔板的压力降为265~530Pa，符合要求。 3.3.2 液泛校核

为了防止液泛现象的发生，要求控制管中清液层高度HdhphLhd (1) 精馏段

qVL

hd0.153lh

w0

0.000590.153m 0.0001780.480.036

2

2

板上液层高度hL0.05m

HdhphLhd0.0610.050.0001780.11m (2) 提馏段

qVL

hd0.153lh

w0

0.000690.153m 0.0002440.480.036

2

2

板上液层高度hL0.05m

HdhphLhd0.0580.050.0002440.108m 前面已选定HT0.35m且hW0.042m，取校正系数0.4

HThW0.40.350.0420.01568Hd

所以设计结果符合防止液泛的要求。 3.3.3雾沫夹带校核

用泛点百分率校核雾沫夹带

乙醇-水为正常系统，物性系数K1

板上液流面积AAT2Af0.520.0270.446m2 板上液体流径高度ZTDT2Wd0.820.080.64m

(1) 精馏段 由V1.38kg/m3查得CF0.095，为安全起见，取CF0.1

qVG

泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

0.503

 48.7%

1.38

1.360.000590.64

798.47-1.38

100%

10.10.446

(2) 提馏段 由V0.98kg/m3查得CF0.09，为安全起见，取CF0.1

qVG

泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

0.48

 37.3%

0.98

1.360.000690.64

902.64-0.98

100%

10.10.446

均小于70%，符合要求。 3.3.4 验算雾沫夹带量

为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克气体带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量e0.1kg液/kg气。

5.710u

e H2.5hLT

6





3.2

（u为空塔气速）

3.2

5.71061.008

精馏段 e

0.037050.352.50.055.71061.39

提馏段 e

0.055150.352.50.05二者e均小于0.1kg液/kg气，符合要求。 3.3.5 漏液

0.0186

3.2

0.035

根据前面求得的阀孔动能因子F0大于5~6，超过控制漏液量的下限，故符合要求。

3.4塔板性能负荷图

3.4.1 精馏段塔板性能负荷图 (1) 极限雾沫夹带线

qVG

取极限雾沫夹带量e10%，泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

按泛点率70%计算，将已知数代入上式，便得到qVG和qVL的关系式

qVG

1.38

1.36qVL0.64

798.471.38

100%70%

10.10.446

则qVG0.7520.92qVL (2) 液泛线

HdHThW0.40.350.0420.1568 液泛时 HdHThW hchdhlhL

5.37

qVGVu0

0.1532LglWh0

2

2

336q002.84VL 1hWE1000lW

2

2qVG1.38qVL0.153 5.37+1.5

2798.479.810.0392510.480.0364

2

33600q2.84VL

0.042E

10000.48

0.1568m

整理得 0.128qVG512.39qVL1.63EqVL0.0938 (3) 液相负荷上限线

2

2

2

3

液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取液体在降液管内停留时间为4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

qVLmax

AfHT





0.0270.35

0.00236m3/s 4

液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。 (4) 液相负荷下限线

取堰上液层高度hOW0.006m作为液相负荷下限条件，依hOW的计算式算出 qVL的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

0.006

qVLmin2.84qVLmin36002.843600

E`1.02 1000lW10000.48

2

323

qVLmin0.000397m3/s (5) 漏液线

对于F1型重阀，依FouoV6作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷qVG 的下限值。该漏液线为与液体流量无关的线。

uo

6

V



6.38

5.1m/s

qVGmaxu0A05.1



4

0.0392510.31m3/s

(6) 作出负荷性能图（见附录三）

根据以上的计算作出符合性能图及操作线，若径流操作中，保持恒定的回流比，则

qVG0.503

852.5为恒定值，在负荷性能图上作出操作线，则操作弹qVL0.00059

性

qVGmaxqVGmin



0.76

2.24 0.34

3.4.2提馏段塔板性能负荷图 (1) 极限雾沫夹带线

qVG

取极限雾沫夹带量e10%，泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

按泛点率70%计算，将已知数代入上式，便得到qVG和qVL的关系式

qVG

0.98

1.36qVL0.64

902.640.98

100%70%

10.10.446

则qVG0.9526.38qVL (2) 液泛线

HdHThW0.40.350.0420.1568 液泛时

HdHThW hchdhlhL

5.37

qVGVu0

0.1532LglWh0

2

2

33600q2.84VL 1hWE1000lW

2

2q0.98qVGVL0.153 5.37+1.5

2902.649.810.0392400.480.0364

2

33600q2.84VL

0.042E

10000.48

0.1568m

整理得 0.139qVG512.39qVL1.63EqVL0.0938 (3) 液相负荷上限线

液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取液体在降液管内停留时间为4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

2

2

2

3

qVLmax

AfHT





0.0270.35

0.00236m3/s 4

液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。 (4) 液相负荷下限线

取堰上液层高度hOW0.006m作为液相负荷下限条件，依hOW的计算式算出 qVL的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

0.006

qVLmin2.84qVLmin36002.843600

E`1.02 1000lW10000.48

2

323

qVLmin0.000397m3/s (5) 漏液线

对于F1型重阀，依FouoV6作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷qVG的下限值。该漏液线为与液体流量无关的线。

uo

6

V



60.98

6.06m/s

qVGmaxu0A06.06



4

0.0392400.29m3/s

(6) 作出负荷性能图(见附录三)

根据以上的计算作出符合性能图及操作线，若径流操作中，保持恒定的回流比，则

qVG0.48

695.65为恒定值，在负荷性能图上作出操作线，则操作弹性qVL0.00069

qVGmaxqVGmin



0.75

2.78 0.28

3.5 主要接管尺寸计算 3.5.1 进料管

由前面的物料衡算得 F0.367kg/s tF82.5C 进料液密度 LF846.9kg/m3

进料由高位槽输入塔中，适宜流速为1.5~2.5m/s。取进料流速u2m/s，则

进料管内径d

40.367

0.0166m

3.142846.9

查看GB816387，选取钢管253mm。 校核设计流速

u

4F

dLF

2



40.367

3.140.0250.00328469

2

1.539m/s，所以设备适用。

3.5.2 回流管

由前面的物料衡算得 回流密度LD750.04 qVL

51.0142.68

0.000629m3/s

3600750.04

kg/m3

采用泵输送回流液，适宜流速为1.5~2m/s，取回流液流速u2m/s，则回

流管内径 d

4qVL

u40.000629

0.02m

3.142

查看GB816387，选取钢管283mm。 校核设计流速 u

4qVL40.000629

1.66m/s，所以设备适用。 22

d3.140.0280.00323.5.3 釜液出口管

由前面的物料衡算得 W0.193kg/s 塔釜液密度 LW958.37kg/m3

釜液出口的适宜流速一般为0.5~1.0m/s，取釜液流速u0.8m/s，则釜液出

口管内径为d

4W40.193

0.0179m Wu3.14958.370.8

查看GB816387，选取钢管253mm。 校核设计流速 u

4W40.1930.71m/s，所以设备适用。

d2W3.140.0250.00322958.37

3.5.4 塔顶蒸汽管 由前面得qVG

65.6542.76

0.527m3/s

36001.48

蒸汽管一般的适宜流速为12~20m/s，取蒸汽流速为u15m/s，则蒸汽管

管口内径 d

4qVG40.527

0.21m 15153.14

查看GB816387，选取钢管2193mm。 校核设计流速 u

4qVG40.52714.8m/s,所以设备适用。 22

d3.140.2190.00323.5.5加热蒸汽管（再沸器返塔蒸汽管） 由前面得到qVG

65.6518.04

0.47m3/s，蒸汽管适宜流速为12~20m/s，

36000.697

取蒸汽流速为u15m/s，则蒸汽管管口内径 d

4qVG40.47

0.2m/s 15153.14

查看GB816387，选取钢管2193mm。 校核设计流速 u

4qVG40.4713.2m/s,所以设备适用。 22

d3.140.2190.00323.6 塔的辅助设备 3.6.1 塔顶全凝器

塔顶产品出口蒸汽组成为95%（品质），tD78.2C，D0.174kg/s 蒸汽汽化潜热 rm0.958401-0.952309913kJ/kg 热负荷QDrm0.174913158.9kJ/s 取水进口温度为25C,出口温度45C

tm

78.24578.22542.4C

78.245ln78.225

水的平均温度t

t1t22545

35C，查得此温度下水的比热容为22

Cp水4.174103J/kg·K,密度为水993.95kg/m3 QW水4.1744525=158.9kg/s 则冷却水用量W水1.9kg/s

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为582~1163W/m2·K，

158.9103Q

5.35m2 取K=700W/m·K，则A

70042.4Ktm





2



3.6.2 塔顶冷却器

取水进口温度为25℃,出口温度45℃，塔顶全凝器出来的有机液（质量分数

95%的

醇溶液），D0.174kg/s，tD78.2℃，降至30℃(设计任务书规定)。按产品冷却前后的平均温度查算比热容。 产品的定性温度tm

t1t278.230

54.1℃ 22

CpD0.953.310.954.1763.34kJ/kg·K 由前面知道冷却水的比热容Cp水4.174103J/kg·K Q0.1743.3478.230W水4.174452528kJ/s 则冷却水用量W水0.336kg/s tm

78.245302514.9℃

78.245

ln

3025

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为464~814W/m2·K，



28103Q3.76m2 取K=500W/m·K，则A

Ktm50014.9



2



3.6.3进料预热器

设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为82.5℃，而原料温度为

25℃。釜残液的温度为99℃，其主要成分是水，所以可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，而釜液降至30℃排出。 F0.367kg/s W0.193kg/s 进料定性温度tm

t1t22582.5

53.75℃ 22

K 则Cp水4.1759kJ/kg·K Cp乙醇3.29kJ/kg·进料液的比热容CpF0.453.2910.454.17593.78kJ/kg·K

QCpFFt3.780.36782.52579.8kJ/s

tm

99.982.530259.94℃

99.982.5

ln3025

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为582~1193W/m2·K，

79.8103Q

11.5m2 取K=700W/m·K，则A

Ktm7009.94





2



3.6.4再沸器

加热釜液所产生的蒸汽流量W0.193kg/s，组成为0.04%，温度

tW99.9C。

.26kJ/kg， 查得其汽化热r12258

kJ/kg，温度为用0.3MPa的饱和蒸汽加热，查得该蒸汽的汽化热r12168

133.3℃。

kJ/kg 查得其汽化热r226168

Q0.1732258.26W蒸汽2168390.7kJ/s

则所用饱和水蒸汽的量为W蒸汽0.18kg/s

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为2000~4250W/m2·K

K=2500W/m2·K，则tm133.399.933.4℃





390.7103Q

4.68m2 A

Ktm250033.4

3.7 塔的总体结构 3.7.1 塔壁厚

设计压力区1.2倍的工作压力，即PC0.1013251.20.12159MPa，焊缝系数取0.8，内径DT800mm，查得Q235A钢在100℃下的许应用力

t

113MPa

则计算厚度 j

2PC

t

PCDT



0.12159800

0.538

21130.80.12159

初估钢板厚度为6~7mm，则钢板负偏差C10.6mm，腐蚀裕量C21.0mm 名义厚度 nC1C20.5380.616mm 有效厚度 enC1C260.615.4mm 3.7.2 塔的封头确定

由塔径DT800mm，采用椭圆封头，查文献得曲面高度h1200mm，直边

m3，圆筒体采用标准高度h240mm，内表面积A0.702m2，容积V0.0871

椭圆封头，其封头厚度近似等于通体厚度，故取壁厚S6mm。 3.7.3 塔高

塔径DT800mm，开手孔，不开人孔。选用常压手孔，查文献标准的常压

手孔的直径为250mm，手孔处不加高，每个塔节开一个手孔，每6块板为一

个塔节，则实际塔板数有42块（不包括蒸馏釜）,共7个塔节，则手孔数目S=7，塔釜开一个人孔，直径为500mm。

查文献知，塔顶空间具有中间储槽的作用，塔釜料液做好在塔底有10~15分

钟的储量。取t12min720s，则V釜液

V釜

Wt

LW



0.193720

0.145m3

958.37

塔釜液高度H釜

4



2

DT

0.145

0.2829m

3.14

0.824

塔釜高度HW0.2890.81.089m，取1.1m 塔板间距HT0.35m

塔顶高度HD2HT0.2520.350.250.95m 进料板处加0.25m

上下两个封头高度H封2h1h220.20040.48m 塔立体高度为

HHTNHWHDH封0.25 0.35421.10.950.480.25 =17.48m

4. 设计结果汇总

4.1 基本参数

4.2 塔体概况

5. 设计感想

当我在凌晨4点赶完这份设计说明的时候，我的第一个感想就是我太累了。这两个星期颠覆了我以往正常的作息时间，我经常要熬夜做这份课程设计，它的工作量很大。而且需要查阅大量的资料，因为很多内容都是课本上没有的。有时候一个不懂的问题我都可以研究半天，弄懂之后再继续做下去，又遇到不懂的问题，再继续探讨。

在这过程中，我也学到了很多东西。一方面，课程设计把课本上的理论知识与实际结合起来。让我了解到理论知识如何运用到实际工程问题中。在课堂上，我们知识听老师讲，很多时候都没有自己去探讨，但课程设计完全就是探讨型的学习，不同于以往的课堂。我们可以通过查阅资料学习，也可以和同学老师交流。另一方面，我也掌握了查阅资料的一些方法，以后做同样的事也不会不知道去哪里找资料了。

总之，虽然课程设计的过程很累，但我觉得很值。因为这个课程设计，我对于所学知识的掌握更加牢固。

6. 参 考 资 料

[1]陈均志, 李磊. 化工原理实验及课程设计. 化学工业出版社, 2008. [2]陈英南, 刘玉兰. 常用化工单元设备的设计. 华东理工大学出版社, 2005. [3]王志魁. 化工原理（第二版）. 化学工业出版社, 2003. [4]蔡建国, 周永传. 轻化工设备及设计. 化学工业出版社, 2007. [5]路秀林, 王者相. 塔设备. 化学工业出版社, 2004.

附 录 一

附 录 二 工艺流程图

附 录 三 精馏段塔板布置图

提馏段塔板布置图

附 录 四 塔板负荷性能图

附 录 四

精馏塔

目 录

1. 设计任务书 ................................................................................................................................... 1

1.1 工艺条件.............................................................................................................................. 1 1.2 设计任务.............................................................................................................................. 1 1.3 设计工作量.......................................................................................................................... 1 2. 塔设备设计方案的确定 ................................................................................................................ 2

2.1 设备基本参数的确定 .......................................................................................................... 2 2.2 确定设计方案的原则 .......................................................................................................... 3 3. 设计论证与计算............................................................................................................................ 3

3.1 工艺条件和物性参数计算 .................................................................................................. 3 3.2 塔的主要工艺尺寸计算 .................................................................................................... 11 3.3 塔的流体力学计算 ............................................................................................................ 15 3.4塔板性能负荷图 ................................................................................................................. 19 3.5 主要接管尺寸计算 .......................................................................................................... 22 3.6 塔的辅助设备 .................................................................................................................... 24 3.7 塔的总体结构 .................................................................................................................... 27 4. 设计结果汇总.............................................................................................................................. 28

4.1 基本参数............................................................................................................................ 28 4.2 塔体概况............................................................................................................................ 29 5. 设计感想 ..................................................................................................................................... 31 6. 参 考 资 料 ............................................................................................................................... 31

1. 设计任务书

1.1 工艺条件

(1) 原料：乙醇水混合液。含乙醇45%（质量），原料温度25℃。

(2) 产品：馏出液含乙醇95%（质量），温度 30℃，间接蒸汽加热，残液中乙醇

含量不大于0.04 %（品质）

(3) 生产能力：日生产95%（质量）乙醇分别为15000kg。

(4) 公共系统条件：0.3 MPa饱和蒸汽，水、电供应科满足生产要求。 1.2 设计任务

(1) 确定精馏装置流程，绘出流程示意图，标明所需要的设备。

(2) 精馏塔的工艺设计、结构设计：选定塔型，确定塔径、塔板数、塔高、加料

板的位置、选择塔板结构型式、确定塔板的结构尺寸，塔板力学的计算（塔板压力降、淹塔、雾沫夹带量的校核计算等）。 (3) 作出塔的操作性能图、计算塔的操作弹性。 (4) 确定与塔身相连的各个接管直径。 1.3 设计工作量

(1) 设计说明书一份。设计结果一览表包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回

流比、蒸汽上升速度、蒸汽用量、操作压力、冷却水用量以及附属设备选型情况等。

(2) 板式总装配图一张。

(3) 精馏塔塔盘结构草图(计算纸图) (4) 精馏塔作负荷性能图。

2. 塔设备设计方案的确定

2.1 设备基本参数的确定

(1) 塔板类型：选用F1型重浮阀塔.

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比泡罩塔优越，又由于F1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好；另外轻阀压降虽小，但操作稳定性差，低气速时易漏液。

综上所述，选择F1浮阀型重阀浮阀塔。 (2) 操作压力：常压精馏

精馏操作通常可在常压、加压、减压下进行，确定操作压力主要是根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于乙醇－水体系，在常压下已经是液态，且乙醇－水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精馏。综上所述，选择常压操作。 (3) 进料状态：泡点进料

进料状态有五种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造上也比较方便。 (4) 加热方式：间接蒸汽加热

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，故采用间接加热。

(5) 热能利用方式：选择适宜回流比，塔釜残液作为原料预热热源

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。采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜

液产品的余热，节约能源。 (6) 回流方式：泡点回流

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。 2.2 确定设计方案的原则

(1) 满足工艺和操作的要求：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时热量也可以进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。

(2) 满足经济上的要求：要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述精馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多原蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。回流比的大小对操作费和设备费有很大的影响。 (3) 保证生产安全：酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。塔一般是在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔收到破坏，因而需要安全装置。

3. 设计论证与计算

3.1 工艺条件和物性参数计算 3.1.1物料衡算

(1) 将质量分数换成摩尔分数

取乙醇分子量为46 g/mol，水分子量为18 g/mol，故

45/46

0.2425

45/4655/1895/46

0.8814 xD=

95/465/18

0.04/46

0.000157 xW=

0.04/4699.96/18

xF=

(2) 摩尔流量计算

总物料衡算 FDW

易挥发组分物料衡算 FxF=DxDWxw

D= W=

0.95150000.0515000

351.45kmol/d14.64kmol/h

4618

DxDxF351.450.88140.2425926.54kmol/d38.61/h



xFxW0.24250.000157

FDW351.45926.541277.99kmol/d53.25kmol/h (3) 质量流量计算

FFDDWW FDW W

DDF150000.950.4516681.45kg/d695.06kg/h0.193kg/sFW0.450.0004

.4531681.45kg/d1320.06kg/h0.367kg/s FDW1500016681

D15000kg/d625kg/h0.174kg/s

3.1.2 理论塔板数的求取及操作线方程 (1) 确定最小回流比（见附录一）

做与平衡线相切的切线，得到操作线在纵坐标上的截距为0.2398，则

xDRmin1

，求得Rmin2.68。 0.23987

(2) 实际回流比取最小回流比的1.3倍，即R1.3Rmin1.32.683.484 (3) 操作线方程 (4）精馏段操作线方程

xR3.4840.88140.78 D0.197 R13.4841R13.4841

则y0.78x0.197 （5）提馏段操作线方程

LRD3.48414.6451.01kmol/h LLF51.0153.25104.26kmol/h VLD51.0114.6465.65kmol/h VV65.65kmol/h y

LW104.2638.61

xWx0.0001571.590.000092 VV65.6565.65

3.1.3 理论塔板数N的求取（简捷计算法） (1) 理论塔板数

Rmin2.68 3.27

xD1xW0.881410.000157lglg1xx10.88140.000157

DW

Nmin9.09

lglg3.27

RRmin3.4842.680.179

R13.4841

0.75-0.75(0.179)0.56680.467NNminN9.09

0.467

N1N1N17.9

取整数，N18，所以理论塔板数为18块。 (2) 确定进料板的位置

将芬斯克公式中的塔釜液xW换成进料组成xF，则可用于求精馏段的最少理

论板数

xD1xFlg1x

DxF

lg0

0.881410.2425lg10.88140.24254.6

lg1.98

Nmin，即Nmin

0为精馏段的相对挥发度，即0DF.033.81.98

N1NminN14.6

0.467 N19.5

N11N11

取整数，则N110，即精馏段理论塔板数为10块，提馏段为8块（包括

蒸馏釜）,第11块为加料板。 3.1.4 全塔效率E0

查乙醇—水混合液在常压下的气液平衡数据表，得

塔顶 xD0.8814 yD0.8844 tD78.2C 塔底 xW0.000157 yW0.001405 tW99.9C

进料 xF0.2425 yF0.5489 tF82.5C (1) 相对挥发度

yD0.8844xD

D01.03

1yD10.88441xD10.8814

yW0.001405xW8.96 1yW10.001405

10.0001571xW

W

yF0.5489

xF

F3.8

1yF10.5489

10.24251xF

平均相对挥发度 DWF.038.963.83.27 （2）黏度

s 塔顶 由tD78.2C查得乙醇0.47mPa·s，水0.34mPa·

D0.47xD0.341xD0.470.88140.340.11860.455mPa·s

塔底 由tW99.9C查得乙醇0.34mPa·s，水0.245mPa·s

W0.34xW0.2451xW0.340.0001570.2450.9998430.245

mPa·s

s 进料 由tF82.5C查得乙醇0.45mPa·s，水0.31mPa·s F0.45xF0.311xF0.450.24250.310.75750.344mPa·sa 平均黏度 DWF0.4550.24205.3440.33m7P·

（3）全塔效率

0.24250.2425

E00.4920.4923.270.337100%48.04%

3.1.5 实际塔板数N

N

N1837.47 E00.4804

取整数，N38（包括蒸馏釜），即实际塔板数有38块（包括蒸馏釜）

 N1

N110

20.8 048040.4804

21，即精馏段实际塔板数为21块,则提馏段实际塔板数为17 取整数，N1

块（包括蒸馏釜）,第22块为进料板。 3.1.6 塔的工艺条件及物料数据计算 (1) 平均温度计算

塔顶: tD78.2C 塔底： tW99.9C 进料: tF82.5C 全塔平均温度 tm

tDtW78.299.9

89.05C 22tDtF78.282.5

80.35C 22tWtF99.982.5

91.2C 22

精馏段平均温度 tm

提馏段平均温度 tm(2) 操作压强计算

因为常压下乙醇～水是液态混合物，其沸点较低（小于100℃）,故采用常

压精馏就可以分离。

塔顶压强：PD101.3KPa，取每层压强降为P0.5KPa

 塔底压强: P.3370.5119.8KPa WPDN1P101P101.3220.5112.3KPa 进料压强： PFPDN1 全塔平均压强： Pm

PDPW101.3119.8

110.55KPa 22PDPF101.3112.3

106.8KPa 22PWPF119.8112.3

116.05KPa 22

精馏段平均压强：Pm

提馏段平均压强：Pm

(3) 平均相对分子量计算

① 塔顶： xD0.8814 yD0.8844 液相：MLD0.88144610.881442.68g/mol 气相：MVD0.88444610.884442.76g/mol ② 塔底： xW0.000157 yW0.001405 液相：MLW0.0001571818g/mol 4610.000157 气相：MVW0.001454610.001451818.04g/mol ③ 进料： xF0.24 2 yF0.5489

1824.79g/mol 液相：MLF0.24254610.2425

气相：MVF0.54894610.54891833.37g/mol ④ 精馏段平均相对分子量 液相：ML

2

42.7633.3738.065g/mol

气相：MV

2

42.6824.7933.735g/mol

⑤ 提馏段平均相对分子量 液相：ML

2

18.0433.3725.705g/mol

气相：MV

2

1824.7921.395g/mol

(4) 平均密度的计算 ① 液相的平均密度

塔顶 由tD78.2C查得乙醇741kg/m3，水976.48kg/m3 质量分数乙醇0.95，水0.05

1

LD

乙醇水0.950.05

 ＋＝

741976.48乙醇水

LD750.04kg/m3

塔底 由tW99.9C查得乙醇719kg/m3，水958.5kg/m3

质量分数乙醇0.0004，水0.9996

1

LW

乙醇水0.00040.9996

 ＋＝

719958.5乙醇水

LW958.37kg/m3

进料 由tF82.5C查得乙醇733kg/m3，水970.2kg/m3 质量分数乙醇0.45，水0.55

1

LF

乙醇水0.450.55 ＋＝

733970.2乙醇水

LF846.9kg/m3 ② 气相的平均密度 塔顶 VD

PDMVD101.342.761.48kg/m3 RTD8.314273.1518.2塔底 VW

PWMVW119.818.04

0.697kg/m3 

8.314273.1599.9RTWPFMVF112.333.37

1.27kg/m3 

8.314273.1582.5RTF

进料 VF

③ 精馏段的平均密度 液相：L气相：V

LFLD

2



846.9750.04

798.47kg/m3

2

PmMV106.838.065

1.38kg/m3 

8.314273.1580.35RTm

④ 提馏段的平均密度 液相：L 气相：V

LFLW

2



846.9958.37

902.64kg/m3

2

PmMV116.0525.705

0.98kg/m3 

8.314273.1591.2RTm

(5) 液体表面张力

塔顶 由tD78.2C查得乙醇17.3mN/m，水62.9mN/m

D17.30.881462.910.881422.7mN/m 塔底 由tW99.9C查得乙醇16.9mN/m，水58.9mN/m W＝15.20.00015758.910.00015758.9mN/m 进料 由tF82.5C查得乙醇16.9mN/m，水62.4mN/m F＝51.4mN/m 16.90.242562.410.2425精馏段的平均表面张力 

DF

2



22.751.4

37.05mN/m 2

提馏段的平均表面张力



WF

2



58.951.4

55.15mN/m 2

（6）液体的黏度

由前面可知：D0.455mPa·s W0.245mPa·s F0.344mPa·s (7) 气液相体积流量 ① 精馏段

LRD3.48414.6451.01kmol/h VLD51.0114.6465.65kmol/h

气相：qVG

VMV65.6538.065

0.503m3/s

3600V36001.38LML51.0133.735

0.00059m3/s

3600L3600798.47

液相：qVL② 提馏段

LLF51.0153.25104.26kmol/h VV65.65kmol/h

气相：qVG

VMV65.6525.705

0.48m3/s

3600V36000.98LML104.2621.395

0.00069m3/s

3600L3600902.64

液相：qVL

3.2 塔的主要工艺尺寸计算 3.2.1 塔径DT (1) 求空塔气速u

精馏段:

qVLL

① q

VGV0.00059798.470.028 0.5031.38

12

12

② 初选板间距HT0.35m，板上液层厚度hL0.05m，HThL0.3m ③ 根据史密斯关联图，得C200.062m/s



CC20

20④ 求空塔气速

0.2

37.050.062

20

0.2

0.0701m/s

最大允许空塔气速 umaxC

LV798.471.38

0.1.68m/s V1.38

安全系数为0.6~0.8,取安全系数为0.6

u0.6umax0.61.681.008m/s 提馏段：

qVLL

① q

VGV0.00069902.640.044 0.480.98

12

12

② 初选板间距HT0.35m，板上液层厚度hL0.05m，HThL0.3m ③ 根据史密斯关联图，得C200.062m/s



CC20

20

0.2

55.15

0.062

20

0.2

0.076m/s

④ 求空塔气速

最大允许空塔气速 umaxC

LV902.640.98

0.2.31m/s V0.98

安全系数为0.6~0.8,取安全系数为0.6

u0.6umax0.62.311.39m/s

将精馏段与提馏段的空塔气速相比，选取较小的即精馏段空塔气速来计算塔径。

(2) 求塔径DT DT

qVG



0.503

0.797m 圆整：取DT0.8m

3.14

1.0084

4

u

校正：塔的截面积 AT实际空塔气速 u



4

DT＝

2

3.14

0.820.5m2 4

qVG

4



2

DT

0.503

1.001m/s

3.14

0.824

3.2.2溢流装置

由于塔径小于２ｍ，所以选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。 (1) 堰长lW

对于单溢流，一般取堰长lW为塔径的0.6~0.8倍，则

lW0.6DT0.60.80.48m (2) 出口堰高hW

前面已假设hL0.05m，采用平直堰，堰上高度可由式hOW出

液相体积流量qVL0.00059360002.124m3/h

2.84qVL

求E1000lW

23

lWq2.1240.6 VL13.3 2.52.5DT0.48lW

由液流收缩系数图查得E1.02

hOW

2.842.84qVL2.1241.02m E0.0007810001000lW0.48

23

23

hWhLhOW0.050.000780.0422 取hW0.042m

(3) 降液管的宽度Wd与面积Af

AflWWd

由0.6查弓形降液管的宽度与面积图可得：0.1,0.054 DTDTAT

Wd0.1DT0.10.80.08m

Af0.054AT0.0540.50.027m2 (4) 验算液体在降液管中的停留时间，得 

AfHTqVL



0.0270.35

16.023~5s

0.00059

故降液管适用。 (5) 降液管底隙高度h0

h0hW0.0060.0420.0060.0420.0060.036m 满足不少于20~25mm,符合要求。 3.2.3塔板布置及浮阀数目与排列 (1) 塔板布置

塔板直径DT0.8m800mm,在800mm以内，选用整体单流程塔板。 ① 当DT1.5m时，WS60~75mm ② 溢流堰入口安定区：WS60mm0.06m 入口堰后的安定区：WS60mm0.06m

③ 对于边缘区宽度（无效区WC）,小塔可选25~50mm，大塔可选50~75mm。

则取WC0.08m

④ 降液管宽度Wd0.08m (2) 浮阀孔的数目与孔间距

对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因子F0在9~12之间，故在此范围取得合适的F010，已知F1型浮阀的阀孔直径为39mm，即

0.039mm。

① 精馏段 阀孔气速u0

F0

V



10.38

8.51m/s

qVG

0.503

49.550

3.148.510.0392

4

每层塔板上的浮阀数N

u0



4

＝

2

d0

② 提馏段 阀孔气速u0

F0

V



100.98

10.1m/s

qVG

0.48

39.840

3.142

10.10.039

4

每层塔板上的浮阀数N

u0

4

＝

2

d0

③ 开孔区面积

21

Aa2xr2x2rsin

180x

r

DT0.8

WdWS0.080.060.2622D0.8rTWC0.040.36

22

3.140.262

Aa20.0.3620.2620.362sin10.34m

1800.36x

精馏段：阀孔总面积A0

qVG0.5030.059m2 u08.51

阀孔中心距td0

0.907Aa0.9070.34

0.0.089m89mm A00.059

实际取中心距t80mm

提馏段:阀孔总面积A0

qVG0.48

0.048m2 u010.1

阀孔中心距td0

0.907Aa0.9070.34

0.0.099m99mm A00.048

实际取中心距t85mm

④ 实际孔布置如附录二(精馏段51个孔，提馏段40个孔) (3) 验算气速及阀孔动能因子 ① 精馏段 实际阀孔气速u0

NqVG

＝

2



4

d0

0.503

8.26m/s

3.14510.0392

4

F0u0V8.26.389.7m/s

阀孔动能因子仍在9~12之间，阀孔数符合要求。 塔板开孔率

A0u1.008100%12.2% ATu08.26

开孔率应在10%~14%之间，所以塔板开孔率符合要求。 ② 提馏段

实际阀孔气速u0

NqVG

＝

2

4

d0

0.48

10.05m/s

3.14400.0392

4

F0u0V10.050.989.95m/s

阀孔动能因子仍在9~12之间，阀孔数符合要求。 塔板开孔率

A0u1.39100%13.8% ATu010.05

开孔率应在10%~14%之间，所以塔板开孔率符合要求 3.3 塔的流体力学计算 3.3.1 阻力计算

塔板压力降可表示为 hphchlh (1) 干板阻力hc ① 精馏段

73.1

临界孔速u0c

V hc19.9② 提馏段

11.825

73.11.38

11.825

8.8m/su08.26m/s

u0

0.175

L

8.260.175

19.90.03m6

798.47

73.1

临界孔速u0c

V

11.825

73.10.98

1

1.825

10.62m/su010.05m/s

hc19.9

u0

0.175

L

10.050.175

19.90.033m

902.64

(2) 气体通过板上液层产生的压力降hl

由于乙醇-水系统里，液相是水，故取00.5 hl0hL0.50.50.02m5 (3) 液体表面张力所产生的压力降h

液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。 (4) 单板压降 ① 精馏段

由于h忽略不计，因此与气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为

hphchl0.0360.0250.061m

PphpLg0.061798.479.81477.8Pa

② 提馏段

hphchl0.0330.0250.058m

PphpLg0.058902.649.81513.58Pa 每层浮阀塔板的压力降为265~530Pa，符合要求。 3.3.2 液泛校核

为了防止液泛现象的发生，要求控制管中清液层高度HdhphLhd (1) 精馏段

qVL

hd0.153lh

w0

0.000590.153m 0.0001780.480.036

2

2

板上液层高度hL0.05m

HdhphLhd0.0610.050.0001780.11m (2) 提馏段

qVL

hd0.153lh

w0

0.000690.153m 0.0002440.480.036

2

2

板上液层高度hL0.05m

HdhphLhd0.0580.050.0002440.108m 前面已选定HT0.35m且hW0.042m，取校正系数0.4

HThW0.40.350.0420.01568Hd

所以设计结果符合防止液泛的要求。 3.3.3雾沫夹带校核

用泛点百分率校核雾沫夹带

乙醇-水为正常系统，物性系数K1

板上液流面积AAT2Af0.520.0270.446m2 板上液体流径高度ZTDT2Wd0.820.080.64m

(1) 精馏段 由V1.38kg/m3查得CF0.095，为安全起见，取CF0.1

qVG

泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

0.503

 48.7%

1.38

1.360.000590.64

798.47-1.38

100%

10.10.446

(2) 提馏段 由V0.98kg/m3查得CF0.09，为安全起见，取CF0.1

qVG

泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

0.48

 37.3%

0.98

1.360.000690.64

902.64-0.98

100%

10.10.446

均小于70%，符合要求。 3.3.4 验算雾沫夹带量

为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克气体带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量e0.1kg液/kg气。

5.710u

e H2.5hLT

6





3.2

（u为空塔气速）

3.2

5.71061.008

精馏段 e

0.037050.352.50.055.71061.39

提馏段 e

0.055150.352.50.05二者e均小于0.1kg液/kg气，符合要求。 3.3.5 漏液

0.0186

3.2

0.035

根据前面求得的阀孔动能因子F0大于5~6，超过控制漏液量的下限，故符合要求。

3.4塔板性能负荷图

3.4.1 精馏段塔板性能负荷图 (1) 极限雾沫夹带线

qVG

取极限雾沫夹带量e10%，泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

按泛点率70%计算，将已知数代入上式，便得到qVG和qVL的关系式

qVG

1.38

1.36qVL0.64

798.471.38

100%70%

10.10.446

则qVG0.7520.92qVL (2) 液泛线

HdHThW0.40.350.0420.1568 液泛时 HdHThW hchdhlhL

5.37

qVGVu0

0.1532LglWh0

2

2

336q002.84VL 1hWE1000lW

2

2qVG1.38qVL0.153 5.37+1.5

2798.479.810.0392510.480.0364

2

33600q2.84VL

0.042E

10000.48

0.1568m

整理得 0.128qVG512.39qVL1.63EqVL0.0938 (3) 液相负荷上限线

2

2

2

3

液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取液体在降液管内停留时间为4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

qVLmax

AfHT





0.0270.35

0.00236m3/s 4

液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。 (4) 液相负荷下限线

取堰上液层高度hOW0.006m作为液相负荷下限条件，依hOW的计算式算出 qVL的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

0.006

qVLmin2.84qVLmin36002.843600

E`1.02 1000lW10000.48

2

323

qVLmin0.000397m3/s (5) 漏液线

对于F1型重阀，依FouoV6作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷qVG 的下限值。该漏液线为与液体流量无关的线。

uo

6

V



6.38

5.1m/s

qVGmaxu0A05.1



4

0.0392510.31m3/s

(6) 作出负荷性能图（见附录三）

根据以上的计算作出符合性能图及操作线，若径流操作中，保持恒定的回流比，则

qVG0.503

852.5为恒定值，在负荷性能图上作出操作线，则操作弹qVL0.00059

性

qVGmaxqVGmin



0.76

2.24 0.34

3.4.2提馏段塔板性能负荷图 (1) 极限雾沫夹带线

qVG

取极限雾沫夹带量e10%，泛点率

VLV

1.36qVLZL

100%

KCFA

按泛点率70%计算，将已知数代入上式，便得到qVG和qVL的关系式

qVG

0.98

1.36qVL0.64

902.640.98

100%70%

10.10.446

则qVG0.9526.38qVL (2) 液泛线

HdHThW0.40.350.0420.1568 液泛时

HdHThW hchdhlhL

5.37

qVGVu0

0.1532LglWh0

2

2

33600q2.84VL 1hWE1000lW

2

2q0.98qVGVL0.153 5.37+1.5

2902.649.810.0392400.480.0364

2

33600q2.84VL

0.042E

10000.48

0.1568m

整理得 0.139qVG512.39qVL1.63EqVL0.0938 (3) 液相负荷上限线

液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s，取液体在降液管内停留时间为4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

2

2

2

3

qVLmax

AfHT





0.0270.35

0.00236m3/s 4

液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。 (4) 液相负荷下限线

取堰上液层高度hOW0.006m作为液相负荷下限条件，依hOW的计算式算出 qVL的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

0.006

qVLmin2.84qVLmin36002.843600

E`1.02 1000lW10000.48

2

323

qVLmin0.000397m3/s (5) 漏液线

对于F1型重阀，依FouoV6作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷qVG的下限值。该漏液线为与液体流量无关的线。

uo

6

V



60.98

6.06m/s

qVGmaxu0A06.06



4

0.0392400.29m3/s

(6) 作出负荷性能图(见附录三)

根据以上的计算作出符合性能图及操作线，若径流操作中，保持恒定的回流比，则

qVG0.48

695.65为恒定值，在负荷性能图上作出操作线，则操作弹性qVL0.00069

qVGmaxqVGmin



0.75

2.78 0.28

3.5 主要接管尺寸计算 3.5.1 进料管

由前面的物料衡算得 F0.367kg/s tF82.5C 进料液密度 LF846.9kg/m3

进料由高位槽输入塔中，适宜流速为1.5~2.5m/s。取进料流速u2m/s，则

进料管内径d

40.367

0.0166m

3.142846.9

查看GB816387，选取钢管253mm。 校核设计流速

u

4F

dLF

2



40.367

3.140.0250.00328469

2

1.539m/s，所以设备适用。

3.5.2 回流管

由前面的物料衡算得 回流密度LD750.04 qVL

51.0142.68

0.000629m3/s

3600750.04

kg/m3

采用泵输送回流液，适宜流速为1.5~2m/s，取回流液流速u2m/s，则回

流管内径 d

4qVL

u40.000629

0.02m

3.142

查看GB816387，选取钢管283mm。 校核设计流速 u

4qVL40.000629

1.66m/s，所以设备适用。 22

d3.140.0280.00323.5.3 釜液出口管

由前面的物料衡算得 W0.193kg/s 塔釜液密度 LW958.37kg/m3

釜液出口的适宜流速一般为0.5~1.0m/s，取釜液流速u0.8m/s，则釜液出

口管内径为d

4W40.193

0.0179m Wu3.14958.370.8

查看GB816387，选取钢管253mm。 校核设计流速 u

4W40.1930.71m/s，所以设备适用。

d2W3.140.0250.00322958.37

3.5.4 塔顶蒸汽管 由前面得qVG

65.6542.76

0.527m3/s

36001.48

蒸汽管一般的适宜流速为12~20m/s，取蒸汽流速为u15m/s，则蒸汽管

管口内径 d

4qVG40.527

0.21m 15153.14

查看GB816387，选取钢管2193mm。 校核设计流速 u

4qVG40.52714.8m/s,所以设备适用。 22

d3.140.2190.00323.5.5加热蒸汽管（再沸器返塔蒸汽管） 由前面得到qVG

65.6518.04

0.47m3/s，蒸汽管适宜流速为12~20m/s，

36000.697

取蒸汽流速为u15m/s，则蒸汽管管口内径 d

4qVG40.47

0.2m/s 15153.14

查看GB816387，选取钢管2193mm。 校核设计流速 u

4qVG40.4713.2m/s,所以设备适用。 22

d3.140.2190.00323.6 塔的辅助设备 3.6.1 塔顶全凝器

塔顶产品出口蒸汽组成为95%（品质），tD78.2C，D0.174kg/s 蒸汽汽化潜热 rm0.958401-0.952309913kJ/kg 热负荷QDrm0.174913158.9kJ/s 取水进口温度为25C,出口温度45C

tm

78.24578.22542.4C

78.245ln78.225

水的平均温度t

t1t22545

35C，查得此温度下水的比热容为22

Cp水4.174103J/kg·K,密度为水993.95kg/m3 QW水4.1744525=158.9kg/s 则冷却水用量W水1.9kg/s

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为582~1163W/m2·K，

158.9103Q

5.35m2 取K=700W/m·K，则A

70042.4Ktm





2



3.6.2 塔顶冷却器

取水进口温度为25℃,出口温度45℃，塔顶全凝器出来的有机液（质量分数

95%的

醇溶液），D0.174kg/s，tD78.2℃，降至30℃(设计任务书规定)。按产品冷却前后的平均温度查算比热容。 产品的定性温度tm

t1t278.230

54.1℃ 22

CpD0.953.310.954.1763.34kJ/kg·K 由前面知道冷却水的比热容Cp水4.174103J/kg·K Q0.1743.3478.230W水4.174452528kJ/s 则冷却水用量W水0.336kg/s tm

78.245302514.9℃

78.245

ln

3025

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为464~814W/m2·K，



28103Q3.76m2 取K=500W/m·K，则A

Ktm50014.9



2



3.6.3进料预热器

设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为82.5℃，而原料温度为

25℃。釜残液的温度为99℃，其主要成分是水，所以可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，而釜液降至30℃排出。 F0.367kg/s W0.193kg/s 进料定性温度tm

t1t22582.5

53.75℃ 22

K 则Cp水4.1759kJ/kg·K Cp乙醇3.29kJ/kg·进料液的比热容CpF0.453.2910.454.17593.78kJ/kg·K

QCpFFt3.780.36782.52579.8kJ/s

tm

99.982.530259.94℃

99.982.5

ln3025

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为582~1193W/m2·K，

79.8103Q

11.5m2 取K=700W/m·K，则A

Ktm7009.94





2



3.6.4再沸器

加热釜液所产生的蒸汽流量W0.193kg/s，组成为0.04%，温度

tW99.9C。

.26kJ/kg， 查得其汽化热r12258

kJ/kg，温度为用0.3MPa的饱和蒸汽加热，查得该蒸汽的汽化热r12168

133.3℃。

kJ/kg 查得其汽化热r226168

Q0.1732258.26W蒸汽2168390.7kJ/s

则所用饱和水蒸汽的量为W蒸汽0.18kg/s

查文献得对应列管式换热器总传热系数K值的范围为2000~4250W/m2·K

K=2500W/m2·K，则tm133.399.933.4℃





390.7103Q

4.68m2 A

Ktm250033.4

3.7 塔的总体结构 3.7.1 塔壁厚

设计压力区1.2倍的工作压力，即PC0.1013251.20.12159MPa，焊缝系数取0.8，内径DT800mm，查得Q235A钢在100℃下的许应用力

t

113MPa

则计算厚度 j

2PC

t

PCDT



0.12159800

0.538

21130.80.12159

初估钢板厚度为6~7mm，则钢板负偏差C10.6mm，腐蚀裕量C21.0mm 名义厚度 nC1C20.5380.616mm 有效厚度 enC1C260.615.4mm 3.7.2 塔的封头确定

由塔径DT800mm，采用椭圆封头，查文献得曲面高度h1200mm，直边

m3，圆筒体采用标准高度h240mm，内表面积A0.702m2，容积V0.0871

椭圆封头，其封头厚度近似等于通体厚度，故取壁厚S6mm。 3.7.3 塔高

塔径DT800mm，开手孔，不开人孔。选用常压手孔，查文献标准的常压

手孔的直径为250mm，手孔处不加高，每个塔节开一个手孔，每6块板为一

个塔节，则实际塔板数有42块（不包括蒸馏釜）,共7个塔节，则手孔数目S=7，塔釜开一个人孔，直径为500mm。

查文献知，塔顶空间具有中间储槽的作用，塔釜料液做好在塔底有10~15分

钟的储量。取t12min720s，则V釜液

V釜

Wt

LW



0.193720

0.145m3

958.37

塔釜液高度H釜

4



2

DT

0.145

0.2829m

3.14

0.824

塔釜高度HW0.2890.81.089m，取1.1m 塔板间距HT0.35m

塔顶高度HD2HT0.2520.350.250.95m 进料板处加0.25m

上下两个封头高度H封2h1h220.20040.48m 塔立体高度为

HHTNHWHDH封0.25 0.35421.10.950.480.25 =17.48m

4. 设计结果汇总

4.1 基本参数

4.2 塔体概况

5. 设计感想

当我在凌晨4点赶完这份设计说明的时候，我的第一个感想就是我太累了。这两个星期颠覆了我以往正常的作息时间，我经常要熬夜做这份课程设计，它的工作量很大。而且需要查阅大量的资料，因为很多内容都是课本上没有的。有时候一个不懂的问题我都可以研究半天，弄懂之后再继续做下去，又遇到不懂的问题，再继续探讨。

在这过程中，我也学到了很多东西。一方面，课程设计把课本上的理论知识与实际结合起来。让我了解到理论知识如何运用到实际工程问题中。在课堂上，我们知识听老师讲，很多时候都没有自己去探讨，但课程设计完全就是探讨型的学习，不同于以往的课堂。我们可以通过查阅资料学习，也可以和同学老师交流。另一方面，我也掌握了查阅资料的一些方法，以后做同样的事也不会不知道去哪里找资料了。

总之，虽然课程设计的过程很累，但我觉得很值。因为这个课程设计，我对于所学知识的掌握更加牢固。

6. 参 考 资 料

[1]陈均志, 李磊. 化工原理实验及课程设计. 化学工业出版社, 2008. [2]陈英南, 刘玉兰. 常用化工单元设备的设计. 华东理工大学出版社, 2005. [3]王志魁. 化工原理（第二版）. 化学工业出版社, 2003. [4]蔡建国, 周永传. 轻化工设备及设计. 化学工业出版社, 2007. [5]路秀林, 王者相. 塔设备. 化学工业出版社, 2004.

附 录 一

附 录 二 工艺流程图

附 录 三 精馏段塔板布置图

提馏段塔板布置图

附 录 四 塔板负荷性能图

附 录 四

精馏塔