1. 引言
1.1. 精馏原理及其在化工生产上的应用
实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
1.2. 精馏塔对塔设备的要求
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
① 生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 ② 效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 ③ 流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达
到所要求的真空度。
④ 有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使
效率发生较大的变化。
⑤ 结构简单，造价低，安装检修方便。
⑥ 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
1.3 常用板式塔类型及本设计的选型
常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。 由于浮阀塔有如下优点：
①生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。
②操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。
③塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。
④气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 ⑤塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。 而且近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。
2. 设计条件与任务
在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离乙醇-水混合物,直接蒸汽加热。生产能力和产品的质量要求见下表。
组号 9
处理量/t.a-1 20000
料液组成 (质量分数)/%
45
塔顶产品浓度 (质量分数)/%
92.5
塔釜产品浓度 (质量分数)/%
≤5
操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压)；②进料热状态：自选；③回流比：自选；④单板压降≤0.7kPa。 工作日：每年300天，每天24小时。 厂址：武汉地区。
3. 设计方案的确定
3.1. 设计思路
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：
(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书上规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定。其次，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，必要时传热量也可进行调整。因此，在适当的位置安装调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再次，要考虑必需装置的仪表位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因。
(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。比如在精馏过程中适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。
(3)满足安全生产的要求
酒精属易燃物料，如果其蒸气在车间扩散，一碰到火花就可能发生爆炸。分离酒精的版式塔是在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
3.2. 加热方式
精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。 本设计采用的冷却方式为全凝器冷却。
3.3. 选择适宜回流比
适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.2～2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.6，即：R＝ 1.6Rmin；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。
3.4. 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。
3.5. 流程图
4. 精馏塔的工艺设计
4.1. 精馏塔全塔物料衡算
F：进料量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成 W：塔底残液流量（kmol/s） xW：塔底组成
原料乙醇组成：xF=塔顶组成：xD=
45/46
=24.26% (4.1.1)
92.5/46
=82.83% (4.1.2)
92.5/46+7.5/18
5/46
=2.02% (4.1.3)
20000×103 46+
0.45
1−0.45
18
塔底组成：xW=
进料量：F=20000t∙a−1=间接蒸汽加热，所以：
=0.0311kmol/s (4.1.4)
F=D+W
物料衡算式： Fx=Dx+Wx(4.1.5)
FDW
D=0.0086kmol/s联立代入求解： (4.1.6)
W=0.0225kmol/s
4.2. 实际回流比
由数据手册查得乙醇-水物系的汽-液平衡数据如下：
表4-1乙醇—水系统的气液平衡数据
由数据可作出下图：
100
100
95
p=101.3KPa
90
蒸汽
90
温度/℃
85
80
液体
80
75
70
10
20
30
40
50
60
70
80
9070100
乙醇的摩尔分数，x或y
图4.1乙醇-水的t-x-y汽液平衡相图
图4.2 乙醇-水的相平衡曲线
其中：a(xD,xD);
g（xg,xg）点为a点过平衡线的切线；
因此：我们可以通过公式:
xD−ygDg
=
Rmin
(4.2.1)
min求出：Rmin=1.44 (4.2.2) 操作回流比取最小回流比的1.6倍，
所以： R=Rmin×1.6=2.30 (4.2.3)
4.3. 理论塔板数的确定
通过图解法可作下图：
图4.3 乙醇—水的y-x图及图解理论塔板
其中：a(xD,xD),c(xW,xW),e(xF,xF); b为精馏段操作线在Y轴上的截距，
b=
ab为精馏段操作线； d点坐标为（24.26,42.01）； cd为提馏段操作线。
由图可知：精馏段塔板数NT1=13;提馏段塔板数NT2=3； 总理论塔板数NT=16，加料板为第14块板。
xD0.8283
==0.251 (4.3.1)
4.4. 实际塔板数的确定
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，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：
ET=0.49k(αμL)−0.245 (4.4.1)
注：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
μL——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa∙s−1
4.4.1. 精馏段
由图4.2可得tD=78.21℃;tF=82.56℃; 精馏段平均温度：t1=
t+t2
78.21+82.56
2
==80.39℃ （4.4.2）
在图4.2中查得，该温度下乙醇的液相组成为x1=0.4301，汽相组成为y1=0.6286； 在数据手册中查的该温度下乙醇的黏度μA1=0.40，水的黏度μB1=0.3543； 丙酮和水的相对挥发度：
α1=
y1/x10.6286/0.4301
==2.243 (4.4.3）
(1−y1)/(1−x1)(1−0.6286)/(1−0.4301)
lgμL1=x1lgμA1+ 1−x1 lgμB1 (4.4.4) 得：
μL1=0.3733mPa∙s−1 (4.4.5)
液相黏度：
塔板效率：
ET1=0.49k(αμL)−0.245=0.5118 (4.4.6)
实际塔板数：
NP1=
4.4.2. 提馏段
NT113
==25.40 (4.4.7) T1为了安全起见，精馏段实际塔板数为26块。
由图4.2可得tF=78.21℃;tW=95.29℃; 提馏段平均温度：t2=
t+t2
=
78.21+95.29
2
=86.75℃ （4.4.8）
在图4.2中查得，该温度下乙醇的液相组成为x2=0.0959，汽相组成为y2=0.4365； 在数据手册中查的该温度下乙醇的黏度μA2=0.37，水的黏度μB2=0.33；
丙酮和水的相对挥发度：
y2/x20.4365/0.0959
α2===7.303 （4.4.9）
22)0.43650.0959液相黏度：
lgμL2=x2lgμA2+ 1−x2 lgμB2 (4.4.10)
得：
μL2=0.334mPa∙s−1 (4.4.11)
塔板效率：
ET2=0.49k(αμL)−0.245=0.3938 (4.4.12)
实际塔板数：
NP2=
NT2−12
==5.1 (4.4.13)
ET20.3938
为了安全起见，提馏段实际塔板数为6块。
故可知，实际塔板数：
NP=NP1+NP2=26+6=32 （4.4.14）
其中，第27块板为加料板。 全塔效率：
NT−116−1ET=×100%=×100%=46.9% (4.4.15)
P4.5. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
4.5.1. 操作压力计算
塔顶操作压力：PD=101.3+4=105.3kPa
每层塔板压降：∆P=0.7kPa
进料板的压力：PF=105.3+4×26=209.3kPa 塔底的压力：PW=105.3+4×31=229.8kPa (1) 精馏段平均压力：Pm1=(2) 提馏段平均压力：Pm2=4.5.2. 操作温度计算
塔顶温度：tD=78.21℃；进料板的温度：tF=82.56℃；塔底的温度：tW=95.29℃。 (1)精馏段平均温度：tm1=(2)提馏段平均温度：tm2=
tD+tF2t+t2P+P2P+P2
==
105.3+209.3
2209.3+229.8
2
=157.3kPa =219.55kPa
=80.39℃ =88.93℃
4.5.3. 平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量：
MLDm=xDMA+ 1−xD MB=0.8283×46+ 1−0.8283 ×18=41.19kg/kmol (4.5.1) MVDm=yDMA+ 1−yD MB=0.8413×46+ 1−0.8413 ×18=41.56kg/kmol (4.5.2)
进料板平均摩尔质量：
MLFm=xFMA+ 1−xF MB=0.2426×46+ 1−0.2426 ×18=24.79kg/kmol (4.5.3) MvFm=yFMA+ 1−yF MB=0.5508×46+ 1−0.2426 ×18=33.42kg/kmol (4.5.4) 塔底平均摩尔质量：
MLWm=xWMA+ 1−xW MB=0.0202×46+ 1−0.0202 ×18=18.57kg/kmol (4.5.5) MLWm=yWMA+ 1−yW MB=0.1931×46+ 1−0.1931 ×18=23.41kg/kmol (4.5.6) 可得出：
（1）精馏段平均摩尔质量：
MLDm+MLFm
MLm1==32.99kg/kmol (4.5.7)
MVDm+MVFm
=37.49kg/kmol (4.5.8)
2
(2)提馏段平均摩尔质量：
MLFm+MLWm
MLm2==21.68kg/kmol (4.5.9)
MVm1=
MVm2=
4.5.4. 平均密度计算
MLFm+MLWm
=28.42kg/kmol (4.5.10)
气相平均密度计算：
由理想气体状态方程，即，
ρVm=
PmMVm
(4.5.11) m
液相平均密度计算：
1
= αi/ρi (4.5.12) Lm注：αi为该物质的质量分数
塔顶平均密度计算：由tD=78.21℃，查手册得ρA=739.9kg/m3; ρB=972.8kg/m3
0.8283×46
αD==0.9250 (4.5.13)
ρLDm=D
ρA
1+(1−αD)/ρB
=753.4kg/m3 (4.5.14)
进料板平均密度计算：由tF=82.56℃，查手册得ρA=735.4kg/m3; ρB=970.3kg/m3
0.2426×46
αF==0.4502 (4.5.15)
ρLFm=
1
ρA
+(1−αF)/ρB
=848.31kg/m3 (4.5.16)
塔底平均密度计算：由tW=95.29℃，查手册得ρA=722.4kg/m3; ρB=961.8kg/m3
0.0202×46
αW==0.05 (4.5.15)
ρLWm=
(1)精馏段平均密度：
ρLm1=（ρLDm+ρLFm)/2=800.9 kg/m3 (4.5.17)
Pm1MVm1
ρVm1= =2.01 kg/m3 (4.5.18)
0m1
(2)提馏段平均密度：
ρLm2=（ρLFm+ρLWm)/2=897.2 kg/m3 (4.5.19)
Pm2MVm2
ρVm2= =2.07 kg/m3 (4.5.20)
0m2
4.5.5. 液体平均表面张力计算
对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：
ςm=φswςw+φsoςo (4.5.21)
求φsw，φso
φ
B=lg(w)
o
φsw+φso=1 A=B+Q
qφsw
A=lg()
so
q
1/4
1/4
1/4
1
ρA
+(1−αW)/ρB
=946.1kg/m3 (4.5.16)
2
qςOVO
3 Q=0.411 −ςwVw (4.5.22)
Tq
2
3
φw=xwVw/(xwVw+xOVO) φO=xOVO/(xwVw+xOVO)
式中：下标w表示水，o表示有机物；
Vw表示水的摩尔体积，VO表示有机物的摩尔体积。 （1）精馏段平均表面张力：由tm1=80.39℃，查表得：
ςo=17.5mN∙m−1,ςw=62.57mN∙m−1,q=2
x1=0.4310,y1=0.6259 1000Mo1000×46VO===62.60m3/mol
oVw=
1000Mw1000×18
==18.52m3/mol w 1−0.431 ×18.52xwVw
φw===0.281
wwOOφO=1−0.281=0.719 qφw0.2812
=−0.959 B=lg =lg
φo0.719
2qςOVO
3 Q=0.411 −ςwVw=−0.698
2
3
A=B+Q=−0.959−0.698=−1.657
q2φswφsw
⇒A=lg =0.022 soso
φsw+φso=1⇒φsw=0.138，φsO=0.862 1/41/41/4由ςm=φswςw+φsoςo ⇒ςm1=21.41mN∙m−1
（2）提馏段平均表面张力：由tm2=88.93℃，查表得：
ςo=16.7mN∙m−1,ςw=60.90mN∙m−1,q=2
x1=0.07276,y1=0.3886 1000Mo1000×46VO===63.03m3/mol
o1000Mw1000×18Vw===18.63m3/mol
wφw=
xwVw（1−0.07276）×18.63==0.790
wwOO（1−0.07276）×18.63+0.07276×63.03
φO=1−0.790=0.210 φw0.7902
=0.473 B=lg =lg
o2qςOVO
3 Q=0.411 −ςwVw=−0.671
2
3
q
A=B+Q=−0.671+0.790=0.119
q2φswφsw
⇒A=lg =1.315 soso
φsw+φso=1⇒φsw=0.664，φsO=0.336
1/41/41/4由ςm=φswςw+φsoςo
⇒ςm2=41.23mN∙m−1
4.5.6. 液体平均黏度计算
液体平均黏度计算公式：
lgμLm= xilgμi
塔顶平均黏度计算：由tD=78.21℃，查手册得μA=0.440mPa∙s,μB=0.3646mPa∙s,
得：
μLD=0.426mPa∙s 进料板平均黏度计算：由tF=82.56℃，查手册得μA=0.420mPa∙s,μB=0.3457mPa∙s, 得：
塔底平均黏度计算：由tW得：
μLW=0.299mPa∙s
（1）精馏段液体平均黏度
μLm1=
（2）提馏段液体平均黏度
μLm1=
μLF+μLW
=0.331mPa∙s μLD+μLF
=0.394mPa∙s μLF=0.362mPa∙s
=95.29℃，查手册得μA=0.34mPa∙s,μB=0.2985mPa∙s,
4.6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.6.1. 气液相流率计算
（1）精馏段
L1=RD=2.3×0.0086=0.01978kmol/s V1= R+1 D=3.3×0.0086=0.02838kmol/s
（2）提馏段
L2=L1+qF=0.001978+1×0.0311=0.05088kmol/s
V2=V1− 1−q F=0.02838kmol/s
4.6.2. 塔径计算
（1）精馏段
Ls1=
L1MLm10.01978×32.99
==0.000815m3/s
Vm1V1MLm10.02838×37.49Vs1===0.529m3/s
Vm1LρVm1
s1
查史密斯关联图（图4.4），横坐标为：V×(ρ
)=
1
2
0.0008150.529
×(2.01=0.031
800.9
12
图4.4 史密斯关联图
取板间距HT=0.4m,板上液层高度 L=0.05m 则：HT− L=0.35m 查图得：C20=0.075
C=C20(umax=C
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
u=0.7umax=1.064m/s D=
按标准塔径圆整后为D=0.8m 截塔面积为：AT=4D2=0.502m2 实际空塔气速：u=（2）提馏段
L2MLm20.05088×21.68Ls2===0.00123m3/s
Vm1V2MLm20.02838×28.42Vs2===0.390m3/s
Vm2L
查史密斯关联图，横坐标为：Vs2
s2
π
ςm10.2
)=0.076 ρLm1−ρLm2
=1.52m/s
Vm1
4Vs1
=0.80m Vs1AT
=1.05m/s
×
ρLm21(ρ)2Vm2
=
0.00123897.21
×(2.07)2
0.390
=0.066
取板间距HT=0.4m,板上液层高度 L=0.05m 则：HT− L=0.35m 查图得：C20=0.084
ςm10.2
C=C20()=0.097
20
umax=C
ρLm1−ρLm2
=2.02m/s
Vm1
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
u=0.7umax=1.414m/s D=
按标准塔径圆整后为D=0.8m 截塔面积为：AT=D2=0.502m2
4π
4Vs1
=0.59m 实际空塔气速：u=
Vs1AT
=0.78m/s
4.6.3. 精馏塔有效高度计算
（1）精馏段有效高度
Z1= NP1−1 HT= 26−1 ×0.4=10m
（2）提馏段有效高度
Z2= NP2−1 HT= 6−1 ×0.4=2m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.5m，故精馏塔有效高度：Z=Z1+Z2=12.5m
5. 塔板工艺尺寸的计算
5.1. 精馏段塔板工艺尺寸的计算
5.1.1. 溢流装置计算
因塔径D=0.8m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 5.1.1.1. 堰长lw
取lw=0.70D=0.56m 5.1.1.2. 溢流堰高度 ow
由 w= L− ow,堰上液层高度：
ow
其中， ow为堰上液层高度，m;
Ls为塔内液体流量，m3/ ;
lw为堰长，m；
E为收缩系数，可由液流收缩系数算图求得，近似为1。
ow=
2.840.000815×36002
×1×()3=0.0086m>0.006m 2.84LS12
=E(3W
所以选取平直堰，则取板上流层高度 L=50mm。
对一般的塔，板上流层高度 L可在50~100mm范围内选取，这样，在求出 ow后可按下式给出的范围确定 w：50− ow≤ w≤100− ow（式中单位为mm）。 故 w= L− ow=0.05−0.0086=0.0414m 5.1.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
图5.1 弓形降液管参数图
由lw/D=0.70查弓形降液管参数图得
AfAT
WdD
=0.093；=0.16
故
Af=0.093AT=0.093×0.64=0.060m3 Wd=0.16D=0.16×0.80=0.128m
验算液体在降液管中停留时间，即：
AfHT0.060×0.4θ===29.4s>5s
s1所以降液管设计合理。
5.1.1.4. 降液管底隙高度 0
0=
LS1
w0
液体流经底隙的流速一般不大于降液管内的线速度，一般可取0.07~0.25m/s,则取u′0=0.07m/s, 0=
L0.000815
lwu00.56×0.10
=0.0207m>(0.02~0.025)m
所以降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大盘，一般多采用凹形受液盘）。又因为凹形受液盘深度一般在50mm以上，有侧线出料时宜取深些，故在这里取深度h=80mm。
设置入口堰既要多占用一定的塔板面积，还易使沉淀物在此淤积而造成堵塞，因此不设入口堰。 5.1.2. 塔板设计
5.1.2.1. 塔板分块
塔板有整块式和分块式两种，直径在800mm一下的小塔多采用整块式塔板，直径在900mm以上
的多采用分块式塔板。
D=800mm，塔径采用整块式或分块式皆可，在此我们选取整块式。 5.1.2.2. 边缘区宽度确定
①安定区的宽度WS是指入口堰或出口堰与离它最近一排孔的中心线之间的距离，其值可按下述经验范围选取：
当塔径D>1.5m，时，WS=60~75mm； 当D
直径小于1m的小塔，安定区可依具体情况适当缩小。 所以取WS=80mm=0.08m。
②边缘区的宽度W小塔约为30~50mm，大塔约为50~75mm，这里取c要根据塔板支撑的需要而定，Wc=40mm=0.04m 5.1.2.3. 浮阀数目与开孔率
浮阀的形式有很多种，在这里使用F1型重阀，直径均为39mm。对F1型浮阀，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0c的大小在9~12之间。在设计时，取
F0c=9
对于常压操作的浮阀塔板，u0=u0c，所以其阀孔临界动能因数F0c等于阀孔动能因数F0
u0c=
浮阀数N=4
V
=
=6.348
=70
VS
2ud00
=4
0.529×
0.0392×
6.348
5.1.2.4. 阀孔的排列
鼓泡区面积Aa计算：
在确定了弓形宽度Wd，安定区的宽度WS和边缘区的宽度Wc之后，应按下式计算鼓泡区面积：
Aa=
式中Aa为鼓泡区面积，m2;
2 x r2
−x2
πr2x
+arcsin
x=
D
− Wd+Ws ,m; r=
D
−Wc,m; x
arcsin为以弧度表示的反三角函数。
计算：
x=
D
− Wd+Ws =0.40− 0.128+0.06 =0.212m 2
r=
Aa=
2 x r2
−x2
D
−Wc=0.40−0.04=0.36m πr2x3.14×0.3620.212
22+arcsin=2×(0.212× 0.36−0.212+arcsin
=0.2866m2
在塔板鼓泡区间，阀孔的排列有正三角形和等腰三角形两种方式。按照阀孔中心联线与液流方向的
关系，正三角形排列又分为顺排和叉排两种方式。对于整块式塔板，多采用正三角形叉排，其孔心距有75mm、100mm、125mm、150mm等几种。 阀孔按照等边三角形排列时
t=d0
式中t为等边三角形的孔心距，m
d0为阀孔直径，m
VS
A0为阀孔总面积，A0=,m
计算：
t=0.039
取整得t=0.07m.
根据已确定的孔径作图，
6.348
0.907Aa
A0
=0.0688m
图5.2 边缘区挡板设置图
在鼓泡区内实际布置得出的确定的阀孔总数N=63，由式
VS
N=2得：
du400
u0=
则
F0= u0 v=7.033× =10∈（9~12） 开孔率φ=
A0d00.0392
N=（)2=70×()=14.98% T4
VS
2Nd0
=
0.529
×4
0.0392×63
=7.033m/s
因此作图得到的阀孔数能满足要求。
5.2. 提馏段塔板工艺尺寸的计算
5.2.1. 溢流装置计算
因塔径D=0.8m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 5.2.1.1. 溢流堰高度 ow
由 w= L− ow,堰上液层高度：
2.84LS222.840.00123×36002
3 ow=E()=×1×(3=0.0113m>0.006m
W所以选取平直堰，则取板上流层高度 L=50mm。
对一般的塔，板上流层高度 L可在50~100mm范围内选取，这样，在求出 ow后可按下式给出的范
围确定 w：50− ow≤ w≤100− ow（式中单位为mm）。 故 w= L− ow=0.05−0.0113=0.00387m 5.2.1.2. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.70查弓形降液管参数图得A=0.093；
T
Af
WdD
=0.16
故
Af=0.093AT=0.093×0.64=0.060m3
Wd=0.16D=0.16×0.80=0.128m
验算液体在降液管中停留时间，即：
AfHT0.060×0.4θ===19.51s>5s
s2所以降液管设计合理。 5.2.1.3. 降液管底隙高度 0
0=
LS2
w0
液体流经底隙的流速一般不大于降液管内的线速度，一般可取0.07~0.25m/s,则取u′0=0.07m/s, 0=
lwu0L0.001230.56×0.10
=0.0313m>(0.02~0.025)m
所以降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大盘，一般多采用凹形受液盘）。又因为凹形受液盘深度一般在50mm以上，有侧线出料时宜取深些，故在这里取深度
h=80mm。
设置入口堰既要多占用一定的塔板面积，还易使沉淀物在此淤积而造成堵塞，因此不设入口堰。 5.2.2. 塔板设计 5.2.2.1. 塔板分块
塔板有整块式和分块式两种，直径在800mm一下的小塔多采用整块式塔板，直径在900mm以上的多采用分块式塔板。
D=800mm，塔径采用整块式或分块式皆可，在此我们选取整块式。 5.2.2.2. 边缘区宽度确定
取WS=60mm=0.06m；
取Wc=40mm=0.04m。 5.2.2.3. 浮阀数目与开孔率
浮阀的形式有很多种，在这里使用F1型重阀，直径均为39mm。对F1型浮阀，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0c的大小在9~12之间。在设计时，取
F0c=11
u0c=
V
=
=u0c
0.390×
0.0392×
7.646
=43
=7.646
u0
浮阀数N=4
VS
2ud00
=4
5.2.2.4. 阀孔的排列
鼓泡区面积Aa计算：
在确定了弓形宽度Wd，安定区的宽度WS和边缘区的宽度Wc之后，应按下式计算鼓泡区面积：
πr2x
Aa=2 x r2−x2+arcsin
式中Aa为鼓泡区面积，m2;
x=
D
− Wd+Ws ,m; r=
D
−Wc,m; x
arcsin为以弧度表示的反三角函数。
计算：
D
− Wd+Ws =0.40− 0.128+0.06 =0.212m 2
D
r=−Wc=0.40−0.04=0.36m πr2x3.14×0.3620.212
Aa=2 x r2−x2+arcsin=2×(0.212× 0.362−0.2122+arcsin
=0.2866m2
x=
计算：
t=d0
取整得t=0.09m.
根据已确定的孔径作图，
0.907Aa=0.039=0.088m 0
7.646
图5.3边缘区挡板设置图
在鼓泡区内实际布置得出的确定的阀孔总数N=63，由式
VS
N=2得：
du400
u0=
则
F0= u0 v=7.033× =12∈（9~12） 开孔率φ=
A0d00.0392
=N（)2=37×()=8.79% TVS
2Nd04
=
0.529
×4
0.0392×37
=8.319m/s
因此作图得到的阀孔数能满足要求。
5.3. 塔板的流体力学性能的验算
5.3.1. 精馏段
5.3.1.1. 塔板压降核算
气体通过浮阀塔顶的静压头降
f= c+ l+ ς
其中 f为气体通过一层浮阀塔板的静压头降，m；
c为干板静压头降，即气体客克服干板阻力所产生的静压头降，m；
l为气体克服板上液层的静压强所产生的静压头降，m； ς为气体克服液体表面张力所产生的静压头降，m.
（1）干板静压头降 c
浮阀塔板在浮阀全开前与全开后，静压头降有不同的大小，对F1型重阀可按下式计算：
u00.175
全开前： c=19.9
Lu0c2ρV
全开后： c=5.34∙L
式中 c为干板静压头降,m
u0为阀孔气速，m/s ρL为液体密度,kg/m3 ρV为气体密度，kg/m3
计算临界阀孔u0c，可将两式联立计算，即：
u00.175u0c2ρV
19.9×=5.34×∙LL将g=9.81m/s2代入，解之得
u0c=
所以
u00.175
c=19.9=0.0350m液柱
ρL
(2)板上液层阻力 l
气体通过板上液层所引起的静压头降称为板上静压头降，它受堰高、气速、液流强度、气泡状况等各种因素影响，一般用下述经验公式计算，即
l=ε0 L
式中 L为板上液层高度，m；
ε0为反映板上液层充气程度的因数，无因次。液体为水时，ε0=0.5；为油时，ε0
=0.2~0.35；为碳氢化合物时，ε0=0.4~0.5。
计算：
此处ε0取0.5， L=0.05m
l=0.5×0.05=0.025m液柱
（3）液体表面张力所造成的静压头降 ς一般很小，计算时可忽略。 所以
f=0.0350+0.025=0.060m液柱
5.3.1.2. 液泛
降液管内的液面随气、液流量的增大而升高，严重时可将泡沫层升举到降液管的顶部甚至液面超过上一层塔板的堰顶，产生液体倒流，使板上液体无法顺利流下而造成液泛，破坏了全塔的正常操作。液泛是气、液两相做逆向流动时的操作极限，在操作时应避免。为此，降液管内的液面应维持一定的高度，以避免液泛，保证液体能由上层塔板稳定的流入下层塔板。 降液管内液面高度可用下式计算，即
Hd= f+ W+ d+∆ + 0w 式中Hd为降液管内液面高度，m;
f为气体通过一层浮阀塔板的静压头降，m；
W为溢流堰的高度，m;
d为液体流过降液管的静压头降，m；
∆ 为板上液体落差，m；
0w为堰上液流高度，m。
对浮阀塔，一般塔板上液面落差∆ 很小，可忽略；
1.825
73.1
=7.165 m/s>7.033m/s（u0） ρV
液体流过降液管的静压头降 d主要是由降液管底隙处的局部阻力造成，可按下式经验公式计算： 塔板上不设入口堰时，
d=0.153（
塔板上设入口堰时，
d=0.2（
式中Ls为液体流量，m3/s ;
lw为堰长，即降液管底隙长度，m； 0为降液管底隙高度，m；
u0′为液体通过降液管底隙时的流速，m/s.
计算：
d=0.153（
Ls20.008152
）=0.153（u0′)2=0.153×（）=0.000813m； w0 0w=0.0086m； f=0.060m； W=0.0414m； ∆ 忽略不计；
所以Hd= f+ W+ d+∆ + 0w=0.060+0.0414+0.00813+0.0086=0.1108m 此处算出的应是降液管内当量清液层高度Hd，是清液层高度与液面上泡沫层阻力相当的液层高度
之后。所以降液管内流体和泡沫的实际高度应大于Hd值。为了防止液泛，这一总高度不能超过上层塔板的出口堰，为此，应使
Hd≪∅（HT+ W)
式中HT为板间距，m；
W为溢流堰高度，m；
∅为考虑降液管内液体充气及操作安全两种因素而设置的校正系数。对易起泡的物系，取为0.3~0.4；对不易起泡的物系取为0.6~0.7;对一般物系取为0.5。
在此，∅=0.5，HT=0.4， W=0.0414
∅ HT+ W =0.5× 0.4+0.0414 =0.2207>Hd
故本设计中液沫夹带量在允许范围内。 5.3.1.3. 雾沫夹带
雾沫夹带是指下层塔板上产生的雾滴被上升气流带到上层塔板的现象。雾沫夹带会导致塔板效率下降。一般雾沫夹带量lv
泛点率（常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值，作为估计雾沫夹带量的指标）按下式计算：
F1=
VS ρ
VL−ρV
Ls2
）=0.153（u0′)2 w0
Ls2
）=0.2（u0′)2 w0
+1.36LSZL
×100%
Fa
F1为泛点率，%
VS、LS分别为塔内气、液流量，m3/s; ρV、ρL分别为塔内气、液密度，kg/m3;
ZL为板上液体流程长度，m；对单溢流型塔板，ZL=D−2Wd，其中D为塔径，Wd为弓形降液管宽度；
Aa为板上液流面积，m2；对单溢流塔板，Aa=AT−2Af，其中AT为塔截面积，Af为弓形降液管截面积；
GF为泛点负荷因数，可根据泛点负荷因数图查出； K为物性参数。
图5.4 泛点负荷因数
查图5.4可得GF=0.11; 查表可知K =1;
ZL=D−2Wd=0.8−2×0.128=0.544m Aa=AT−2Af=0.64−2×0.06=0.52m2
VS F1=
VρL−ρV
+1.36LSZL
×100%=
0.529×
2.01
800.9−2.01
KGFAa
+1.36×0.000815×0.544
1×0.11×0.52
=47.4%
故本设计合理。 5.3.1.4. 漏液
当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。
对F1型重型浮阀塔板，当阀孔动能因数F0为5~6时，漏液量接近10%。 此时，F0=10>5，所以不会发生液泛。 5.3.2. 提馏段 5.3.2.1. 塔板压降核算
（1）干板静压头降 c
u0c=
所以
u0c2ρV
c=5.34∙=0.0310m液柱
2gρL
(2)板上液层阻力 l
l=0.5×0.05=0.025m液柱
（3）液体表面张力所造成的静压头降 ς一般很小，计算时可忽略。 所以
f=0.0310+0.025=0.056m液柱
5.3.2.2. 液泛
1.825
73.1
=7.05 m/s
计算：
d=0.153（
Ls20.001232
）=0.153（u0′)2=0.153×（）=0.00081m； lw 00.54×0.0313
0w=0.0113m； f=0.060m； W=0.0387m；
∆ 忽略不计；
所以Hd= f+ W+ d+∆ + 0w=0.056+0.0387+0.0081+0.0113=0.1068m 在此，∅=0.5，HT=0.4， W=0.0387
∅ HT+ W =0.5× 0.4+0.0387 =0.219>Hd
故本设计中液沫夹带量在允许范围内。 5.3.2.3. 雾沫夹带
GF=0.11
Aa=AT−2Af=0.64−2×0.06=0.52m2
F1=
VS ρ
VL−ρV
+1.36LSZL
Fa
0.390× 897.2−2.07+1.36×0.00123×0.544
×100%==34.4%
2.07
故本设计合理。
5.3.2.4. 漏液
此时，F0=11>5，所以不会发生液泛。
5.4. 塔板的负荷性能图
5.4.1. 精馏段
5.4.1.1. 漏液线（气相负荷下限线）
Vs,min=
5.4.1.2. 液相负荷下限：
π253.145
d0N=×0.0392×0.2353m3/s V
2.84Ls,min2
E()3=0.006 1000lw
ow=
5.4.1.3. 过量雾沫夹带线
Ls,min=0.00039m3/s VS ρ
VL−ρV
+1.36LSZL
=0.7
F1=
KGFAa
VS=0.783−14.14LS=0.774
5.4.1.4. 液相负荷上限
Ls,max=
5.4.1.5. 液泛线
Hd=∅(HT+ w)
由Hd= p+ L+ d， p= c+ l+ 0， l=ε0 L， L= w+ ow
得aVS2
=b
−cL2s
−dLs
2
3
AfHT0.06×0.4
==0.0048m3/s
a=1.91×105
ρv
=0.1208 Lb=∅HT+ ∅−1−ε0 w=0.1586
0.153
c=2=1138.6
lw 0d=2.84×∴
0.1208VS2
10−3E(1+
36002
ε0)(3=1.473
w
L2s
−1.473Ls
2
3
=0.1586−1138.6
可得出精馏段塔板负荷性能图如下：
图5.5 精馏段塔板负荷性能图
33
由图得到Vs,max=0.774m/s；Vs,min=0.2499m/s
操作弹性为：Vs,max=3.10
s,min
V
故设计合理。
5.4.2. 提馏段
5.4.2.1. 漏液线（气相负荷下限线）
Vs,min=
5.4.2.2. 液相负荷下限：
π253.145
d0N=×0.0392×0.1535m3/s V
2.84Ls,min2
E()3=0.006 1000lw
ow=
Ls,min=0.0003987m3/s
5.4.2.3.
过量雾沫夹带线
VS F1=
VρL−ρV
+1.36LSZL
=0.7
KGFAa
VS=0.8326−15.38LS=0.8265
5.4.2.4. 液相负荷上限
Ls,max=
5.4.2.5. 液泛线
Hd=∅(HT+ w)
由Hd= p+ L+ d， p= c+ l+ 0， l=ε0 L， L= w+ ow
得aVS2
=b
−cL2s
−dLs
2
3
AfHT0.06×0.4
==0.0048m3/s a=1.91×105
ρv
=0.3219 Lb=∅HT+ ∅−1−ε0 w=0.1613
0.153
c=2=498.00
lw 0
36002
−3
d=2.84×10E(1+ε0)(3=1.473
w∴0.3219=0.1613−498.00
可得出精馏段塔板负荷性能图如下：
L2s
−1.473s
2
3
图5.6 提馏段塔板负荷性能图
33
由图得到Vs,max=0.649m/s；Vs,min=0.153m/s
操作弹性Vs,max=4.24
s,min
V
故设计合理。
6. 辅助设备及零件设计
6.1. 冷凝器（列管式换热器）
乙醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。 6.1.1. 估计换热面积。
1. 引言
1.1. 精馏原理及其在化工生产上的应用
实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
1.2. 精馏塔对塔设备的要求
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
① 生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 ② 效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 ③ 流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达
到所要求的真空度。
④ 有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使
效率发生较大的变化。
⑤ 结构简单，造价低，安装检修方便。
⑥ 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
1.3 常用板式塔类型及本设计的选型
常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。 由于浮阀塔有如下优点：
①生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。
②操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。
③塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。
④气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 ⑤塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。 而且近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。
2. 设计条件与任务
在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离乙醇-水混合物,直接蒸汽加热。生产能力和产品的质量要求见下表。
组号 9
处理量/t.a-1 20000
料液组成 (质量分数)/%
45
塔顶产品浓度 (质量分数)/%
92.5
塔釜产品浓度 (质量分数)/%
≤5
操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压)；②进料热状态：自选；③回流比：自选；④单板压降≤0.7kPa。 工作日：每年300天，每天24小时。 厂址：武汉地区。
3. 设计方案的确定
3.1. 设计思路
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：
(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书上规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定。其次，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，必要时传热量也可进行调整。因此，在适当的位置安装调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再次，要考虑必需装置的仪表位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因。
(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。比如在精馏过程中适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。
(3)满足安全生产的要求
酒精属易燃物料，如果其蒸气在车间扩散，一碰到火花就可能发生爆炸。分离酒精的版式塔是在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
3.2. 加热方式
精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。 本设计采用的冷却方式为全凝器冷却。
3.3. 选择适宜回流比
适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.2～2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.6，即：R＝ 1.6Rmin；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。
3.4. 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。
3.5. 流程图
4. 精馏塔的工艺设计
4.1. 精馏塔全塔物料衡算
F：进料量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成 W：塔底残液流量（kmol/s） xW：塔底组成
原料乙醇组成：xF=塔顶组成：xD=
45/46
=24.26% (4.1.1)
92.5/46
=82.83% (4.1.2)
92.5/46+7.5/18
5/46
=2.02% (4.1.3)
20000×103 46+
0.45
1−0.45
18
塔底组成：xW=
进料量：F=20000t∙a−1=间接蒸汽加热，所以：
=0.0311kmol/s (4.1.4)
F=D+W
物料衡算式： Fx=Dx+Wx(4.1.5)
FDW
D=0.0086kmol/s联立代入求解： (4.1.6)
W=0.0225kmol/s
4.2. 实际回流比
由数据手册查得乙醇-水物系的汽-液平衡数据如下：
表4-1乙醇—水系统的气液平衡数据
由数据可作出下图：
100
100
95
p=101.3KPa
90
蒸汽
90
温度/℃
85
80
液体
80
75
70
10
20
30
40
50
60
70
80
9070100
乙醇的摩尔分数，x或y
图4.1乙醇-水的t-x-y汽液平衡相图
图4.2 乙醇-水的相平衡曲线
其中：a(xD,xD);
g（xg,xg）点为a点过平衡线的切线；
因此：我们可以通过公式:
xD−ygDg
=
Rmin
(4.2.1)
min求出：Rmin=1.44 (4.2.2) 操作回流比取最小回流比的1.6倍，
所以： R=Rmin×1.6=2.30 (4.2.3)
4.3. 理论塔板数的确定
通过图解法可作下图：
图4.3 乙醇—水的y-x图及图解理论塔板
其中：a(xD,xD),c(xW,xW),e(xF,xF); b为精馏段操作线在Y轴上的截距，
b=
ab为精馏段操作线； d点坐标为（24.26,42.01）； cd为提馏段操作线。
由图可知：精馏段塔板数NT1=13;提馏段塔板数NT2=3； 总理论塔板数NT=16，加料板为第14块板。
xD0.8283
==0.251 (4.3.1)
4.4. 实际塔板数的确定
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，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：
ET=0.49k(αμL)−0.245 (4.4.1)
注：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
μL——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa∙s−1
4.4.1. 精馏段
由图4.2可得tD=78.21℃;tF=82.56℃; 精馏段平均温度：t1=
t+t2
78.21+82.56
2
==80.39℃ （4.4.2）
在图4.2中查得，该温度下乙醇的液相组成为x1=0.4301，汽相组成为y1=0.6286； 在数据手册中查的该温度下乙醇的黏度μA1=0.40，水的黏度μB1=0.3543； 丙酮和水的相对挥发度：
α1=
y1/x10.6286/0.4301
==2.243 (4.4.3）
(1−y1)/(1−x1)(1−0.6286)/(1−0.4301)
lgμL1=x1lgμA1+ 1−x1 lgμB1 (4.4.4) 得：
μL1=0.3733mPa∙s−1 (4.4.5)
液相黏度：
塔板效率：
ET1=0.49k(αμL)−0.245=0.5118 (4.4.6)
实际塔板数：
NP1=
4.4.2. 提馏段
NT113
==25.40 (4.4.7) T1为了安全起见，精馏段实际塔板数为26块。
由图4.2可得tF=78.21℃;tW=95.29℃; 提馏段平均温度：t2=
t+t2
=
78.21+95.29
2
=86.75℃ （4.4.8）
在图4.2中查得，该温度下乙醇的液相组成为x2=0.0959，汽相组成为y2=0.4365； 在数据手册中查的该温度下乙醇的黏度μA2=0.37，水的黏度μB2=0.33；
丙酮和水的相对挥发度：
y2/x20.4365/0.0959
α2===7.303 （4.4.9）
22)0.43650.0959液相黏度：
lgμL2=x2lgμA2+ 1−x2 lgμB2 (4.4.10)
得：
μL2=0.334mPa∙s−1 (4.4.11)
塔板效率：
ET2=0.49k(αμL)−0.245=0.3938 (4.4.12)
实际塔板数：
NP2=
NT2−12
==5.1 (4.4.13)
ET20.3938
为了安全起见，提馏段实际塔板数为6块。
故可知，实际塔板数：
NP=NP1+NP2=26+6=32 （4.4.14）
其中，第27块板为加料板。 全塔效率：
NT−116−1ET=×100%=×100%=46.9% (4.4.15)
P4.5. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
4.5.1. 操作压力计算
塔顶操作压力：PD=101.3+4=105.3kPa
每层塔板压降：∆P=0.7kPa
进料板的压力：PF=105.3+4×26=209.3kPa 塔底的压力：PW=105.3+4×31=229.8kPa (1) 精馏段平均压力：Pm1=(2) 提馏段平均压力：Pm2=4.5.2. 操作温度计算
塔顶温度：tD=78.21℃；进料板的温度：tF=82.56℃；塔底的温度：tW=95.29℃。 (1)精馏段平均温度：tm1=(2)提馏段平均温度：tm2=
tD+tF2t+t2P+P2P+P2
==
105.3+209.3
2209.3+229.8
2
=157.3kPa =219.55kPa
=80.39℃ =88.93℃
4.5.3. 平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量：
MLDm=xDMA+ 1−xD MB=0.8283×46+ 1−0.8283 ×18=41.19kg/kmol (4.5.1) MVDm=yDMA+ 1−yD MB=0.8413×46+ 1−0.8413 ×18=41.56kg/kmol (4.5.2)
进料板平均摩尔质量：
MLFm=xFMA+ 1−xF MB=0.2426×46+ 1−0.2426 ×18=24.79kg/kmol (4.5.3) MvFm=yFMA+ 1−yF MB=0.5508×46+ 1−0.2426 ×18=33.42kg/kmol (4.5.4) 塔底平均摩尔质量：
MLWm=xWMA+ 1−xW MB=0.0202×46+ 1−0.0202 ×18=18.57kg/kmol (4.5.5) MLWm=yWMA+ 1−yW MB=0.1931×46+ 1−0.1931 ×18=23.41kg/kmol (4.5.6) 可得出：
（1）精馏段平均摩尔质量：
MLDm+MLFm
MLm1==32.99kg/kmol (4.5.7)
MVDm+MVFm
=37.49kg/kmol (4.5.8)
2
(2)提馏段平均摩尔质量：
MLFm+MLWm
MLm2==21.68kg/kmol (4.5.9)
MVm1=
MVm2=
4.5.4. 平均密度计算
MLFm+MLWm
=28.42kg/kmol (4.5.10)
气相平均密度计算：
由理想气体状态方程，即，
ρVm=
PmMVm
(4.5.11) m
液相平均密度计算：
1
= αi/ρi (4.5.12) Lm注：αi为该物质的质量分数
塔顶平均密度计算：由tD=78.21℃，查手册得ρA=739.9kg/m3; ρB=972.8kg/m3
0.8283×46
αD==0.9250 (4.5.13)
ρLDm=D
ρA
1+(1−αD)/ρB
=753.4kg/m3 (4.5.14)
进料板平均密度计算：由tF=82.56℃，查手册得ρA=735.4kg/m3; ρB=970.3kg/m3
0.2426×46
αF==0.4502 (4.5.15)
ρLFm=
1
ρA
+(1−αF)/ρB
=848.31kg/m3 (4.5.16)
塔底平均密度计算：由tW=95.29℃，查手册得ρA=722.4kg/m3; ρB=961.8kg/m3
0.0202×46
αW==0.05 (4.5.15)
ρLWm=
(1)精馏段平均密度：
ρLm1=（ρLDm+ρLFm)/2=800.9 kg/m3 (4.5.17)
Pm1MVm1
ρVm1= =2.01 kg/m3 (4.5.18)
0m1
(2)提馏段平均密度：
ρLm2=（ρLFm+ρLWm)/2=897.2 kg/m3 (4.5.19)
Pm2MVm2
ρVm2= =2.07 kg/m3 (4.5.20)
0m2
4.5.5. 液体平均表面张力计算
对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：
ςm=φswςw+φsoςo (4.5.21)
求φsw，φso
φ
B=lg(w)
o
φsw+φso=1 A=B+Q
qφsw
A=lg()
so
q
1/4
1/4
1/4
1
ρA
+(1−αW)/ρB
=946.1kg/m3 (4.5.16)
2
qςOVO
3 Q=0.411 −ςwVw (4.5.22)
Tq
2
3
φw=xwVw/(xwVw+xOVO) φO=xOVO/(xwVw+xOVO)
式中：下标w表示水，o表示有机物；
Vw表示水的摩尔体积，VO表示有机物的摩尔体积。 （1）精馏段平均表面张力：由tm1=80.39℃，查表得：
ςo=17.5mN∙m−1,ςw=62.57mN∙m−1,q=2
x1=0.4310,y1=0.6259 1000Mo1000×46VO===62.60m3/mol
oVw=
1000Mw1000×18
==18.52m3/mol w 1−0.431 ×18.52xwVw
φw===0.281
wwOOφO=1−0.281=0.719 qφw0.2812
=−0.959 B=lg =lg
φo0.719
2qςOVO
3 Q=0.411 −ςwVw=−0.698
2
3
A=B+Q=−0.959−0.698=−1.657
q2φswφsw
⇒A=lg =0.022 soso
φsw+φso=1⇒φsw=0.138，φsO=0.862 1/41/41/4由ςm=φswςw+φsoςo ⇒ςm1=21.41mN∙m−1
（2）提馏段平均表面张力：由tm2=88.93℃，查表得：
ςo=16.7mN∙m−1,ςw=60.90mN∙m−1,q=2
x1=0.07276,y1=0.3886 1000Mo1000×46VO===63.03m3/mol
o1000Mw1000×18Vw===18.63m3/mol
wφw=
xwVw（1−0.07276）×18.63==0.790
wwOO（1−0.07276）×18.63+0.07276×63.03
φO=1−0.790=0.210 φw0.7902
=0.473 B=lg =lg
o2qςOVO
3 Q=0.411 −ςwVw=−0.671
2
3
q
A=B+Q=−0.671+0.790=0.119
q2φswφsw
⇒A=lg =1.315 soso
φsw+φso=1⇒φsw=0.664，φsO=0.336
1/41/41/4由ςm=φswςw+φsoςo
⇒ςm2=41.23mN∙m−1
4.5.6. 液体平均黏度计算
液体平均黏度计算公式：
lgμLm= xilgμi
塔顶平均黏度计算：由tD=78.21℃，查手册得μA=0.440mPa∙s,μB=0.3646mPa∙s,
得：
μLD=0.426mPa∙s 进料板平均黏度计算：由tF=82.56℃，查手册得μA=0.420mPa∙s,μB=0.3457mPa∙s, 得：
塔底平均黏度计算：由tW得：
μLW=0.299mPa∙s
（1）精馏段液体平均黏度
μLm1=
（2）提馏段液体平均黏度
μLm1=
μLF+μLW
=0.331mPa∙s μLD+μLF
=0.394mPa∙s μLF=0.362mPa∙s
=95.29℃，查手册得μA=0.34mPa∙s,μB=0.2985mPa∙s,
4.6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.6.1. 气液相流率计算
（1）精馏段
L1=RD=2.3×0.0086=0.01978kmol/s V1= R+1 D=3.3×0.0086=0.02838kmol/s
（2）提馏段
L2=L1+qF=0.001978+1×0.0311=0.05088kmol/s
V2=V1− 1−q F=0.02838kmol/s
4.6.2. 塔径计算
（1）精馏段
Ls1=
L1MLm10.01978×32.99
==0.000815m3/s
Vm1V1MLm10.02838×37.49Vs1===0.529m3/s
Vm1LρVm1
s1
查史密斯关联图（图4.4），横坐标为：V×(ρ
)=
1
2
0.0008150.529
×(2.01=0.031
800.9
12
图4.4 史密斯关联图
取板间距HT=0.4m,板上液层高度 L=0.05m 则：HT− L=0.35m 查图得：C20=0.075
C=C20(umax=C
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
u=0.7umax=1.064m/s D=
按标准塔径圆整后为D=0.8m 截塔面积为：AT=4D2=0.502m2 实际空塔气速：u=（2）提馏段
L2MLm20.05088×21.68Ls2===0.00123m3/s
Vm1V2MLm20.02838×28.42Vs2===0.390m3/s
Vm2L
查史密斯关联图，横坐标为：Vs2
s2
π
ςm10.2
)=0.076 ρLm1−ρLm2
=1.52m/s
Vm1
4Vs1
=0.80m Vs1AT
=1.05m/s
×
ρLm21(ρ)2Vm2
=
0.00123897.21
×(2.07)2
0.390
=0.066
取板间距HT=0.4m,板上液层高度 L=0.05m 则：HT− L=0.35m 查图得：C20=0.084
ςm10.2
C=C20()=0.097
20
umax=C
ρLm1−ρLm2
=2.02m/s
Vm1
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
u=0.7umax=1.414m/s D=
按标准塔径圆整后为D=0.8m 截塔面积为：AT=D2=0.502m2
4π
4Vs1
=0.59m 实际空塔气速：u=
Vs1AT
=0.78m/s
4.6.3. 精馏塔有效高度计算
（1）精馏段有效高度
Z1= NP1−1 HT= 26−1 ×0.4=10m
（2）提馏段有效高度
Z2= NP2−1 HT= 6−1 ×0.4=2m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.5m，故精馏塔有效高度：Z=Z1+Z2=12.5m
5. 塔板工艺尺寸的计算
5.1. 精馏段塔板工艺尺寸的计算
5.1.1. 溢流装置计算
因塔径D=0.8m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 5.1.1.1. 堰长lw
取lw=0.70D=0.56m 5.1.1.2. 溢流堰高度 ow
由 w= L− ow,堰上液层高度：
ow
其中， ow为堰上液层高度，m;
Ls为塔内液体流量，m3/ ;
lw为堰长，m；
E为收缩系数，可由液流收缩系数算图求得，近似为1。
ow=
2.840.000815×36002
×1×()3=0.0086m>0.006m 2.84LS12
=E(3W
所以选取平直堰，则取板上流层高度 L=50mm。
对一般的塔，板上流层高度 L可在50~100mm范围内选取，这样，在求出 ow后可按下式给出的范围确定 w：50− ow≤ w≤100− ow（式中单位为mm）。 故 w= L− ow=0.05−0.0086=0.0414m 5.1.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
图5.1 弓形降液管参数图
由lw/D=0.70查弓形降液管参数图得
AfAT
WdD
=0.093；=0.16
故
Af=0.093AT=0.093×0.64=0.060m3 Wd=0.16D=0.16×0.80=0.128m
验算液体在降液管中停留时间，即：
AfHT0.060×0.4θ===29.4s>5s
s1所以降液管设计合理。
5.1.1.4. 降液管底隙高度 0
0=
LS1
w0
液体流经底隙的流速一般不大于降液管内的线速度，一般可取0.07~0.25m/s,则取u′0=0.07m/s, 0=
L0.000815
lwu00.56×0.10
=0.0207m>(0.02~0.025)m
所以降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大盘，一般多采用凹形受液盘）。又因为凹形受液盘深度一般在50mm以上，有侧线出料时宜取深些，故在这里取深度h=80mm。
设置入口堰既要多占用一定的塔板面积，还易使沉淀物在此淤积而造成堵塞，因此不设入口堰。 5.1.2. 塔板设计
5.1.2.1. 塔板分块
塔板有整块式和分块式两种，直径在800mm一下的小塔多采用整块式塔板，直径在900mm以上
的多采用分块式塔板。
D=800mm，塔径采用整块式或分块式皆可，在此我们选取整块式。 5.1.2.2. 边缘区宽度确定
①安定区的宽度WS是指入口堰或出口堰与离它最近一排孔的中心线之间的距离，其值可按下述经验范围选取：
当塔径D>1.5m，时，WS=60~75mm； 当D
直径小于1m的小塔，安定区可依具体情况适当缩小。 所以取WS=80mm=0.08m。
②边缘区的宽度W小塔约为30~50mm，大塔约为50~75mm，这里取c要根据塔板支撑的需要而定，Wc=40mm=0.04m 5.1.2.3. 浮阀数目与开孔率
浮阀的形式有很多种，在这里使用F1型重阀，直径均为39mm。对F1型浮阀，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0c的大小在9~12之间。在设计时，取
F0c=9
对于常压操作的浮阀塔板，u0=u0c，所以其阀孔临界动能因数F0c等于阀孔动能因数F0
u0c=
浮阀数N=4
V
=
=6.348
=70
VS
2ud00
=4
0.529×
0.0392×
6.348
5.1.2.4. 阀孔的排列
鼓泡区面积Aa计算：
在确定了弓形宽度Wd，安定区的宽度WS和边缘区的宽度Wc之后，应按下式计算鼓泡区面积：
Aa=
式中Aa为鼓泡区面积，m2;
2 x r2
−x2
πr2x
+arcsin
x=
D
− Wd+Ws ,m; r=
D
−Wc,m; x
arcsin为以弧度表示的反三角函数。
计算：
x=
D
− Wd+Ws =0.40− 0.128+0.06 =0.212m 2
r=
Aa=
2 x r2
−x2
D
−Wc=0.40−0.04=0.36m πr2x3.14×0.3620.212
22+arcsin=2×(0.212× 0.36−0.212+arcsin
=0.2866m2
在塔板鼓泡区间，阀孔的排列有正三角形和等腰三角形两种方式。按照阀孔中心联线与液流方向的
关系，正三角形排列又分为顺排和叉排两种方式。对于整块式塔板，多采用正三角形叉排，其孔心距有75mm、100mm、125mm、150mm等几种。 阀孔按照等边三角形排列时
t=d0
式中t为等边三角形的孔心距，m
d0为阀孔直径，m
VS
A0为阀孔总面积，A0=,m
计算：
t=0.039
取整得t=0.07m.
根据已确定的孔径作图，
6.348
0.907Aa
A0
=0.0688m
图5.2 边缘区挡板设置图
在鼓泡区内实际布置得出的确定的阀孔总数N=63，由式
VS
N=2得：
du400
u0=
则
F0= u0 v=7.033× =10∈（9~12） 开孔率φ=
A0d00.0392
N=（)2=70×()=14.98% T4
VS
2Nd0
=
0.529
×4
0.0392×63
=7.033m/s
因此作图得到的阀孔数能满足要求。
5.2. 提馏段塔板工艺尺寸的计算
5.2.1. 溢流装置计算
因塔径D=0.8m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 5.2.1.1. 溢流堰高度 ow
由 w= L− ow,堰上液层高度：
2.84LS222.840.00123×36002
3 ow=E()=×1×(3=0.0113m>0.006m
W所以选取平直堰，则取板上流层高度 L=50mm。
对一般的塔，板上流层高度 L可在50~100mm范围内选取，这样，在求出 ow后可按下式给出的范
围确定 w：50− ow≤ w≤100− ow（式中单位为mm）。 故 w= L− ow=0.05−0.0113=0.00387m 5.2.1.2. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.70查弓形降液管参数图得A=0.093；
T
Af
WdD
=0.16
故
Af=0.093AT=0.093×0.64=0.060m3
Wd=0.16D=0.16×0.80=0.128m
验算液体在降液管中停留时间，即：
AfHT0.060×0.4θ===19.51s>5s
s2所以降液管设计合理。 5.2.1.3. 降液管底隙高度 0
0=
LS2
w0
液体流经底隙的流速一般不大于降液管内的线速度，一般可取0.07~0.25m/s,则取u′0=0.07m/s, 0=
lwu0L0.001230.56×0.10
=0.0313m>(0.02~0.025)m
所以降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大盘，一般多采用凹形受液盘）。又因为凹形受液盘深度一般在50mm以上，有侧线出料时宜取深些，故在这里取深度
h=80mm。
设置入口堰既要多占用一定的塔板面积，还易使沉淀物在此淤积而造成堵塞，因此不设入口堰。 5.2.2. 塔板设计 5.2.2.1. 塔板分块
塔板有整块式和分块式两种，直径在800mm一下的小塔多采用整块式塔板，直径在900mm以上的多采用分块式塔板。
D=800mm，塔径采用整块式或分块式皆可，在此我们选取整块式。 5.2.2.2. 边缘区宽度确定
取WS=60mm=0.06m；
取Wc=40mm=0.04m。 5.2.2.3. 浮阀数目与开孔率
浮阀的形式有很多种，在这里使用F1型重阀，直径均为39mm。对F1型浮阀，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0c的大小在9~12之间。在设计时，取
F0c=11
u0c=
V
=
=u0c
0.390×
0.0392×
7.646
=43
=7.646
u0
浮阀数N=4
VS
2ud00
=4
5.2.2.4. 阀孔的排列
鼓泡区面积Aa计算：
在确定了弓形宽度Wd，安定区的宽度WS和边缘区的宽度Wc之后，应按下式计算鼓泡区面积：
πr2x
Aa=2 x r2−x2+arcsin
式中Aa为鼓泡区面积，m2;
x=
D
− Wd+Ws ,m; r=
D
−Wc,m; x
arcsin为以弧度表示的反三角函数。
计算：
D
− Wd+Ws =0.40− 0.128+0.06 =0.212m 2
D
r=−Wc=0.40−0.04=0.36m πr2x3.14×0.3620.212
Aa=2 x r2−x2+arcsin=2×(0.212× 0.362−0.2122+arcsin
=0.2866m2
x=
计算：
t=d0
取整得t=0.09m.
根据已确定的孔径作图，
0.907Aa=0.039=0.088m 0
7.646
图5.3边缘区挡板设置图
在鼓泡区内实际布置得出的确定的阀孔总数N=63，由式
VS
N=2得：
du400
u0=
则
F0= u0 v=7.033× =12∈（9~12） 开孔率φ=
A0d00.0392
=N（)2=37×()=8.79% TVS
2Nd04
=
0.529
×4
0.0392×37
=8.319m/s
因此作图得到的阀孔数能满足要求。
5.3. 塔板的流体力学性能的验算
5.3.1. 精馏段
5.3.1.1. 塔板压降核算
气体通过浮阀塔顶的静压头降
f= c+ l+ ς
其中 f为气体通过一层浮阀塔板的静压头降，m；
c为干板静压头降，即气体客克服干板阻力所产生的静压头降，m；
l为气体克服板上液层的静压强所产生的静压头降，m； ς为气体克服液体表面张力所产生的静压头降，m.
（1）干板静压头降 c
浮阀塔板在浮阀全开前与全开后，静压头降有不同的大小，对F1型重阀可按下式计算：
u00.175
全开前： c=19.9
Lu0c2ρV
全开后： c=5.34∙L
式中 c为干板静压头降,m
u0为阀孔气速，m/s ρL为液体密度,kg/m3 ρV为气体密度，kg/m3
计算临界阀孔u0c，可将两式联立计算，即：
u00.175u0c2ρV
19.9×=5.34×∙LL将g=9.81m/s2代入，解之得
u0c=
所以
u00.175
c=19.9=0.0350m液柱
ρL
(2)板上液层阻力 l
气体通过板上液层所引起的静压头降称为板上静压头降，它受堰高、气速、液流强度、气泡状况等各种因素影响，一般用下述经验公式计算，即
l=ε0 L
式中 L为板上液层高度，m；
ε0为反映板上液层充气程度的因数，无因次。液体为水时，ε0=0.5；为油时，ε0
=0.2~0.35；为碳氢化合物时，ε0=0.4~0.5。
计算：
此处ε0取0.5， L=0.05m
l=0.5×0.05=0.025m液柱
（3）液体表面张力所造成的静压头降 ς一般很小，计算时可忽略。 所以
f=0.0350+0.025=0.060m液柱
5.3.1.2. 液泛
降液管内的液面随气、液流量的增大而升高，严重时可将泡沫层升举到降液管的顶部甚至液面超过上一层塔板的堰顶，产生液体倒流，使板上液体无法顺利流下而造成液泛，破坏了全塔的正常操作。液泛是气、液两相做逆向流动时的操作极限，在操作时应避免。为此，降液管内的液面应维持一定的高度，以避免液泛，保证液体能由上层塔板稳定的流入下层塔板。 降液管内液面高度可用下式计算，即
Hd= f+ W+ d+∆ + 0w 式中Hd为降液管内液面高度，m;
f为气体通过一层浮阀塔板的静压头降，m；
W为溢流堰的高度，m;
d为液体流过降液管的静压头降，m；
∆ 为板上液体落差，m；
0w为堰上液流高度，m。
对浮阀塔，一般塔板上液面落差∆ 很小，可忽略；
1.825
73.1
=7.165 m/s>7.033m/s（u0） ρV
液体流过降液管的静压头降 d主要是由降液管底隙处的局部阻力造成，可按下式经验公式计算： 塔板上不设入口堰时，
d=0.153（
塔板上设入口堰时，
d=0.2（
式中Ls为液体流量，m3/s ;
lw为堰长，即降液管底隙长度，m； 0为降液管底隙高度，m；
u0′为液体通过降液管底隙时的流速，m/s.
计算：
d=0.153（
Ls20.008152
）=0.153（u0′)2=0.153×（）=0.000813m； w0 0w=0.0086m； f=0.060m； W=0.0414m； ∆ 忽略不计；
所以Hd= f+ W+ d+∆ + 0w=0.060+0.0414+0.00813+0.0086=0.1108m 此处算出的应是降液管内当量清液层高度Hd，是清液层高度与液面上泡沫层阻力相当的液层高度
之后。所以降液管内流体和泡沫的实际高度应大于Hd值。为了防止液泛，这一总高度不能超过上层塔板的出口堰，为此，应使
Hd≪∅（HT+ W)
式中HT为板间距，m；
W为溢流堰高度，m；
∅为考虑降液管内液体充气及操作安全两种因素而设置的校正系数。对易起泡的物系，取为0.3~0.4；对不易起泡的物系取为0.6~0.7;对一般物系取为0.5。
在此，∅=0.5，HT=0.4， W=0.0414
∅ HT+ W =0.5× 0.4+0.0414 =0.2207>Hd
故本设计中液沫夹带量在允许范围内。 5.3.1.3. 雾沫夹带
雾沫夹带是指下层塔板上产生的雾滴被上升气流带到上层塔板的现象。雾沫夹带会导致塔板效率下降。一般雾沫夹带量lv
泛点率（常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值，作为估计雾沫夹带量的指标）按下式计算：
F1=
VS ρ
VL−ρV
Ls2
）=0.153（u0′)2 w0
Ls2
）=0.2（u0′)2 w0
+1.36LSZL
×100%
Fa
F1为泛点率，%
VS、LS分别为塔内气、液流量，m3/s; ρV、ρL分别为塔内气、液密度，kg/m3;
ZL为板上液体流程长度，m；对单溢流型塔板，ZL=D−2Wd，其中D为塔径，Wd为弓形降液管宽度；
Aa为板上液流面积，m2；对单溢流塔板，Aa=AT−2Af，其中AT为塔截面积，Af为弓形降液管截面积；
GF为泛点负荷因数，可根据泛点负荷因数图查出； K为物性参数。
图5.4 泛点负荷因数
查图5.4可得GF=0.11; 查表可知K =1;
ZL=D−2Wd=0.8−2×0.128=0.544m Aa=AT−2Af=0.64−2×0.06=0.52m2
VS F1=
VρL−ρV
+1.36LSZL
×100%=
0.529×
2.01
800.9−2.01
KGFAa
+1.36×0.000815×0.544
1×0.11×0.52
=47.4%
故本设计合理。 5.3.1.4. 漏液
当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。
对F1型重型浮阀塔板，当阀孔动能因数F0为5~6时，漏液量接近10%。 此时，F0=10>5，所以不会发生液泛。 5.3.2. 提馏段 5.3.2.1. 塔板压降核算
（1）干板静压头降 c
u0c=
所以
u0c2ρV
c=5.34∙=0.0310m液柱
2gρL
(2)板上液层阻力 l
l=0.5×0.05=0.025m液柱
（3）液体表面张力所造成的静压头降 ς一般很小，计算时可忽略。 所以
f=0.0310+0.025=0.056m液柱
5.3.2.2. 液泛
1.825
73.1
=7.05 m/s
计算：
d=0.153（
Ls20.001232
）=0.153（u0′)2=0.153×（）=0.00081m； lw 00.54×0.0313
0w=0.0113m； f=0.060m； W=0.0387m；
∆ 忽略不计；
所以Hd= f+ W+ d+∆ + 0w=0.056+0.0387+0.0081+0.0113=0.1068m 在此，∅=0.5，HT=0.4， W=0.0387
∅ HT+ W =0.5× 0.4+0.0387 =0.219>Hd
故本设计中液沫夹带量在允许范围内。 5.3.2.3. 雾沫夹带
GF=0.11
Aa=AT−2Af=0.64−2×0.06=0.52m2
F1=
VS ρ
VL−ρV
+1.36LSZL
Fa
0.390× 897.2−2.07+1.36×0.00123×0.544
×100%==34.4%
2.07
故本设计合理。
5.3.2.4. 漏液
此时，F0=11>5，所以不会发生液泛。
5.4. 塔板的负荷性能图
5.4.1. 精馏段
5.4.1.1. 漏液线（气相负荷下限线）
Vs,min=
5.4.1.2. 液相负荷下限：
π253.145
d0N=×0.0392×0.2353m3/s V
2.84Ls,min2
E()3=0.006 1000lw
ow=
5.4.1.3. 过量雾沫夹带线
Ls,min=0.00039m3/s VS ρ
VL−ρV
+1.36LSZL
=0.7
F1=
KGFAa
VS=0.783−14.14LS=0.774
5.4.1.4. 液相负荷上限
Ls,max=
5.4.1.5. 液泛线
Hd=∅(HT+ w)
由Hd= p+ L+ d， p= c+ l+ 0， l=ε0 L， L= w+ ow
得aVS2
=b
−cL2s
−dLs
2
3
AfHT0.06×0.4
==0.0048m3/s
a=1.91×105
ρv
=0.1208 Lb=∅HT+ ∅−1−ε0 w=0.1586
0.153
c=2=1138.6
lw 0d=2.84×∴
0.1208VS2
10−3E(1+
36002
ε0)(3=1.473
w
L2s
−1.473Ls
2
3
=0.1586−1138.6
可得出精馏段塔板负荷性能图如下：
图5.5 精馏段塔板负荷性能图
33
由图得到Vs,max=0.774m/s；Vs,min=0.2499m/s
操作弹性为：Vs,max=3.10
s,min
V
故设计合理。
5.4.2. 提馏段
5.4.2.1. 漏液线（气相负荷下限线）
Vs,min=
5.4.2.2. 液相负荷下限：
π253.145
d0N=×0.0392×0.1535m3/s V
2.84Ls,min2
E()3=0.006 1000lw
ow=
Ls,min=0.0003987m3/s
5.4.2.3.
过量雾沫夹带线
VS F1=
VρL−ρV
+1.36LSZL
=0.7
KGFAa
VS=0.8326−15.38LS=0.8265
5.4.2.4. 液相负荷上限
Ls,max=
5.4.2.5. 液泛线
Hd=∅(HT+ w)
由Hd= p+ L+ d， p= c+ l+ 0， l=ε0 L， L= w+ ow
得aVS2
=b
−cL2s
−dLs
2
3
AfHT0.06×0.4
==0.0048m3/s a=1.91×105
ρv
=0.3219 Lb=∅HT+ ∅−1−ε0 w=0.1613
0.153
c=2=498.00
lw 0
36002
−3
d=2.84×10E(1+ε0)(3=1.473
w∴0.3219=0.1613−498.00
可得出精馏段塔板负荷性能图如下：
L2s
−1.473s
2
3
图5.6 提馏段塔板负荷性能图
33
由图得到Vs,max=0.649m/s；Vs,min=0.153m/s
操作弹性Vs,max=4.24
s,min
V
故设计合理。
6. 辅助设备及零件设计
6.1. 冷凝器（列管式换热器）
乙醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。 6.1.1. 估计换热面积。