乙醇-水设计

题目：日产100吨乙醇---水精馏塔工艺设计

设计任务

1. 进料液含30%乙醇（质量），其余为水。 2. 产品的乙醇含量不得低于90%（质量）。 3.

残液中乙醇含量不得高于0.5%（质量）。

4. 进料方式：饱和液体进料。 5. 采取直接蒸汽加热

全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=20℃，出口t=40℃。操作条件

（1）、精馏塔顶压强2 KPa(表压) 。（2）、单板压降≤0.5 KPa。（3）、全塔效率：Et ≥50%

设计内容

1 .选定连续精馏流程； 2 .塔的工艺计算；

3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计：

（1）、塔高、塔径及塔板结构的主要参数；（2）、塔板的流体力学验算（仅验算压降）； 4 辅助设备选型与计算；

5包括全凝器的型号的选用及性能参数 6设计结果一览表；

7工艺流程图及全凝器主体设备图。

一．概述……………………………………………………………… 1

二．精馏塔设计方案简介………………………………………… 1

2.1 操作压力的选择分析…………………………………… 2

2.2 进料热状况的选择分析………………………………… 2

2.3 加热方式的选择分析…………………………………… 2

2.4 回流比的选择分析……………………………………… 2

2.5 产品纯度或回收率……………………………………… 2

2.6 方案的确定……………………………………………… 2

2.7 总述………………………………………………………

三．塔的工艺尺寸的计算…………………………………………… 3

3.1 精馏塔的物料衡算……………………………………………… 3

3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率…………………… 3

3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量…………… 3

3.1.3 物料衡算…………………………………………………… 3

3.2 塔板数的确定…………………………………………………

3.2.1 理论板层数N T 的求取…………………………………… 4

2 4

3.2.2 实际板数的求取……………………………………………… 6

3.3 精馏塔的物性计算………………………………………………… 6

3.3.1精馏段物性计算……………………………………………… 6

3.3.1.1. 操作压力计算…………………………………………… 6

3.3.1.2. 操作温度计算…………………………………………… 6

3.3.1.3. 平均摩尔质量计算……………………………………… 7

3.3.1.4. 平均密度计算…………………………………………… 7

3.3.1.5. 液体平均表面张力计算………………………………… 7

3.3.2提馏段物性计算……………………………………………… 8

3.3.2.1 操作压力计算…………………………………………… 8

3.3.2.2 操作温度计算…………………………………………… 8

3.3.2.3 平均摩尔量计算………………………………………… 8

3.3.2.4平均密度计算…………………………………………… 9

四精馏塔的塔体工艺尺寸计算…………………………………………

4.1 塔径的计算………………………………………………………… 9

4.2 塔高的计算………………………………………………………… 10

五塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………… 10

5.1 溢流装置计算……………………………………………………… 11

5.2 塔板布置…………………………………………………………… 12

六. 流体力学验算……………………………………………………… 13

6.1 塔板压降…………………………………………………………… 13

七. 全凝器的设计……………………………………………………… 14

7.1确定物性数据……………………………………………………… 14

7.2换热器的初步选型………………………………………………… 14

7.3估算传热面积……………………………………………………… 15

7.3.1热流量 ………………………………………………………… 15

7.3.2. 平均传热温差…………………………………………………… 15

7.3.3. 冷却水用量……………………………………………………… 15

7.3.4. 传热面积………………………………………………………… 15

7.4工艺结构尺寸………………………………………………………… 16

7.4.1．管径和管内流速………………………………………………… 16

7.4.2．管程数和传热管数……………………………………………… 16

7.4.3. 平均传热温差…………………………………………………… 16

7.4.4. 传热管排列和分程方法………………………………………… 16

7.4.5．壳体内径……………………………………………………… 16

7.4.6．折流板 ……………………………………………………… 17

7.4.7．接管…………………………………………………………… 17

7.5换热器核算………………………………………………………… 17

7.5.1热流量核算……………………………………………………… 17

7.5.1.1壳程表面传热系数 …………………………………………

7.5.1.2管内表面传热系数……………………………………………

7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻…………………………………………

7.5.1.4 传热系数K e ………………………………………………… 19 7.5.1.4传热面积裕度………………………………………………… 17 18 18 19

7.5.2换热器内流体的流动阻力……………………………………… 19

7.5.2.1管程流体阻力……………………………………………… 19

7.5.2.2壳程阻力……………………………………………………… 20

八. 换热器的结果汇总……………………………………………………… 21

九. 总结……………………………………………………………………… 22

十. 参考文献………………………………………………………………… 23

十一. 符号说明……………………………………………………………… 24

一．概述

乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在公交、出租车行业内被采用。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。

二．设计方案简介

2.1操作压力的选择分析

操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

2.2 进料热状况的选择分析

该塔的进料状况选为泡点进料，因为泡点进料时的操作比较容易控制，且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，设计和制造时比较方便。

2.3加热方式的选择分析

塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。

2.4回流比的选择分析

影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V 。对于一定的生产能力，即馏出量

D 一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。

⑴ 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；

⑵ 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1.1∽2倍，即R ＝（1.1∽2）Rmin ；

2.5 产品纯度或回收率

产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求，则产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这意味着设备费用或操作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。本设计中纯度已经给定，故设计时不需要再考虑。

2.6 方案的确定

本设计任务为分离乙醇—水混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。为保持塔的操作稳定性，采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。该物系属于恒沸物系，故不能用一般的蒸馏方法分离，可采用低压普通蒸馏的方法。操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.7总述

蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此在确定装置流程时用考虑余热的利用塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器—全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。。

三．塔的工艺计算

3.1 精馏塔的物料衡算

3．1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔品质 M A = 46.07 kg/kmol

水的摩尔品质 M B = 18.02 kg/kmol

0. 3/46. 07

=0.144

0. 3/46. 07+0. 7/18. 02

0. 9/46. 07

x D ==0.779

0. 9/46. 07+0. 1/18. 02

0. 005/46. 07

x w ==0.002

0. 005/46. 07+0995/18. 02

3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

x F =

M F =0.144⨯46.07+（1-0.144）⨯18.02=22.06 kg/kmol M D =0.779⨯46.07+(1-0.779)⨯18.02=39.87 kg/kmol M W =0.002⨯46.07+(1-0.002)⨯18.02=18.08 kg/kmol

3.1.3 物料衡算

100⨯103

塔顶产品量： F==188.88 kmol/h

24⨯22. 06

总物料衡算： 188.88= D+W

乙醇物料衡算：188.88=D⨯0.779+0.002W 联立解得：

D=34.52 kmol/h

W=154.36 kmol/h

物料衡算汇总如下表：

3.2 塔板数的确定

3.2.1理论板层数N T 的求取

对乙醇—水物系，可采用图解法求理论板层数。

由手册查得乙醇—水物系的汽液平衡资料，绘出x —y 图

① 求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比。在图中对角在线，自点e(0.144,0.144)作垂线，即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 y q =0.486，x q =0.144。故最小回流比为：

R min

0. 779-0. 486

===0. 857 y q -x q 0. 486-0. 144

x D -y q

实际操作回流比R=2

②求精馏塔的气、液相负荷

L =RD=2⨯34.52=69.04 kmol/h

V =(R+1)D=(2+1)⨯34.52=103.56 kmol/h L '=W =154.36 kmol/h V '=V =103.56 kmol/h

③求操作线方程

精馏段操作线方程为

69. 0434. 52D L

y=x+x D =x +⨯0.779=0.667x+0.26

V V 103. 56103. 56

提馏段操作线方程为

W 154. 36154. 36L '

y '=x '-x W =x '-⨯0. 002=2.49x '-0.003

V '103. 56103. 56V '

图解法求理论塔板数

采用图解法求理论板层数，求解结果为：总理论板层数 N T =14.5 （包括再沸器）进料板位置 N F =9

3.2.2 实际板数的求取

全塔效率 E 0=50%

精馏段实际板层数 N 精=9/0.50=18 提馏段实际板层数 N 提=5.5/0.5=11

3.3 精馏塔的物性计算

3.3.1精馏段物性计算

3.3.1.1. 操作压力计算

塔顶操作压力 P D =101.3+2=103.3 kpa 每层塔板压降 ∆P =0.5 kpa

进料板压力 P F =103.3+0.5⨯18=112.3 kpa 精流段平均压力 P m =（103.3+112.3）/2=107.8 kpa

3.3.1.2. 操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇，水的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。查手册（《化学方程手册》第一卷）可得

Antonie 方程 lgp 0=A- （P vp 为在T 温度下的蒸汽压，mmHg ） T +C

对于乙醇，A=7.33827，B=1652.05，C=231.48

塔顶温度P A 0=103.3 kpa , 代入解得 :t D =78.81 0C 泡点进料P A 0=P F =112.3 kpa, 代入解得 :t F =80.940C 精馏段平均温度t m =（t D +t F ）/2=79.880C

3.3.1.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：

由x D =y 1=0.779，查平衡曲线，得 x 1=0.741 M VDm =0.779⨯46.07+（1-0.779）⨯18.02=39.87

M LDm =0.741⨯46.07+（1-0.741）⨯18.02=38.81

进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板，得 y F =0.352

查平衡曲线，得 x F =0.063

M VFm =0. 352⨯46. 07+(1-0. 352) ⨯18. 02=27. 89M LFm =0. 063⨯46. 07+(1-0. 063) ⨯18. 02=19. 79

精馏段平均摩尔质量为：

M Vm =(M VDm +M VFm ) /2=(39. 87+27. 89) /2=33. 88M Lm =(M LDm +M LFm ) /2=(38. 81+19. 79) /2=29. 3

3.3.1.4. 平均密度计算

① 气相平均密度计算：

由理想气体状态方程计算得， ρVm =

P m M Vm 107. 8⨯33. 87

==1. 24 kg/m 3 RT m 8. 314⨯(79. 88+273. 15)

② 液相平均密度计算：

液相平均密度依下式计算，即

ρLm

a =

ρi

塔顶液相平均密度的计算：

由t F =80. 940C ，查手册得，ρA =800. 8kg /m 3，ρB =970. 4kg /m 3 进料板液相的品质分率：

αA =

ρLFm

0. 063⨯46. 07

=0. 147

0. 063⨯46. 07+0. 937⨯18. 02

==940. 91kg /m 30. 147/808+0. 853/970. 4

精馏段液相平均密度为：

ρLm =(811. 7+940. 9) /2=876. 3kg /m 3

3.3.1.5. 液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即σLm =∑x i σi 塔顶液相平均表面张力的计算：

由t D =78. 810C ，查手册（《化学方程手册》第一卷）得，

σA =17. 45mN /m ，

σB =62. 9mN /m

σA +（1-x D ) ·σB =0. 779⨯17. 45+(1-0. 779) ⨯62. 29 σLDm =x D ·

=27.49mN /m

进料板液相平均表面张力的计算：

由t F =80. 940C ，查手册得， σA =17. 25mN /m ， σB =61. 7mN /m

σLFm =x F ·σA +（1-x F ) ·σB =0. 144⨯17. 25+（1-0. 144）⨯61. 7

=55. 30mN /m

精馏段液相平均表面张力为：

σLm =(σLDm +σLFm ) /2=(27. 49+55. 30) /2=41. 40mN /m

3.3.2提馏段物性计算

3.3.2.1 操作压力计算

每层塔板压降 ∆P =0. 5KPa 进料板压力 P F =112. 3KPa

塔底操作压力 P w =112. 3+11⨯0. 5=117. 8KPa

=(112. 3+117. 8)/2=115. 05KPa 提馏段平均压力P m

3.3.2.2 操作温度计算

由安托尼方程ln p vp =A -

T +C

P w =117. 8KPa 时，T=307.7K 则t w =34.5 C

而t F

=80. 94 C ，

(t =80. 94+34. 52=59. 22C 则提馏段温度m

3.3.2.3 平均摩尔量计算塔底平均摩尔质量计算

由x w =0. 002=y 1/, x 1/≈y 1/=0. 002（因为0.002太小，就近似相等，误差可忽略）

M VWm =0. 002⨯46. 07+(1-0. 002) ⨯18. 02=18. 08

M LWm =0. 002⨯46. 07+(1-0. 002) ⨯18. 02=18. 08

进料板平均摩尔质量M VFm =27.89 M LFm =19.79 提馏段平均摩尔质量M Vm =(18. 08+27. 89) /2=22. 99

M Lm =(18. 08+19. 79) /2=18. 94

3.3.2.4平均密度计算

① 气相平均密度计算：

由前计算可得知

ρVm =1. 24Kg /m 3

② 液相平均密度计算

液相平均密度依照下列公式计算，即

a ∑=

塔底液相平均密度计算，t w =38. 47 C , 查手册（《化学方程手册》第一卷）得 ρA =951.13kg

m 3

塔底液相质量分率

αA =

0. 002⨯46. 07

=0. 006

0. 002⨯46. 07+(1-0. 002) ⨯18. 02

=992. 67kg m 3

0. 006. 13+0. 994. 93

则ρLWm =

ρ=926kg m 由前面计算，进料板液相密度LFm

∴提馏段液相平均密度

ρLm =(992. 67+926) /2=959. 34kg /m 3

四精馏塔的塔体工艺尺寸计算

4.1 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为：

V s =

VM Vm 3103. 56⨯33. 87

==0. 785m 3/s

3600ρVm 3600⨯1. 24

LM Lm 69. 04⨯29. 3L s ===0. 0018m 3/s

3600ρLm 3600⨯959. 34

由 μmax =C

ρL -ρV σ

，式中C=C 20(L ) 0. 2 ρV 20

C 20由史密斯关联图可查得，先算横坐标：

L h ρL 1/20. 0018⨯3600876. 31/2() =⨯() =0. 020 V h ρV 2. 38⨯36001. 24

取板间距H T =0. 40m ，板上液层高度h L =0. 05m ，则 H T -h L =0. 40-0. 05=0. 35m 查史密斯关联图得，C 20=0. 068 C =C 20(

σL

) 0. 2=0. 068⨯(

40. 40. 2

) =0. 078 20

μmax =0. 068⨯

876. 3-1. 24

=2. 07

1. 24

取安全系数为0.75，则空塔气速为 μ=0. 7μm ax =0. 75⨯2. 07=1. 55m /s D =

4V S

4⨯2. 38

=1. 96m

3. 14⨯1. 55

πμ

按标准塔径圆整后，D=2.0m 塔截面积为：

ππ

A T =D 2=⨯(2. 0) 2=3. 14m 2

实际空塔气速为： μ=

V S 2. 38

==0. 87m /s A T 3. 14

4.2 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算：

Z =H D +(N -2-S ) H T +SH T +H F +H W

已知实际塔板数N=29为块，板间距为0.4，由于料液较清洁，无需经常

清洗，可每隔六块板设一个人孔，则人孔数目S:

S=29/6-1=4个取人孔之间间距为0.7，塔顶空间1.0m ，塔底空间2.0m ，进料板空间高度0.6m ，那么全塔高度：

Z=1.0+(29-2-4)×0.4+4×0.7+2.0=15.0m

五塔板主要工艺尺寸的计算

5.1 溢流装置计算

因塔径D=2.0m，由溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，因此可采用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。计算如下： ① 堰长l W

取l w =0. 7D =0. 7⨯2. 0=1. 4m

② 溢流堰高度h W 由 h w =h L -h ow

选用平直堰，堰上液层高度h ow 可由弗兰西斯公式计算，即 h ow =

2. 84L h 2/3

E () 1000l w

近似取E=1，则 2. 840. 0018⨯36002/3

h ow =⨯1⨯() =0. 0079m

10001. 4 取板上清夜层高度h L =0. 05m 故 h w =0. 05-0. 0079=0. 042m

③ 弓形降液管宽度W d 和截面积A f

A f l w W d

=0. 091，=0. 155 由 =0. 7，查图，得， A T D D

故 A f =0. 091⨯3. 14=0. 29m 2 W d =0. 155⨯2. 0=0. 31m 由式 θ= θ=

3600A f H T

L h

≥3～5验算液体在降液管中停留时间，即

3600⨯0. 29⨯0. 40

=64. 44>5 s

0. 0018⨯3600

故降液管设计合理。

④ 降液管底隙高度h 0 h 0=

L h 3600l w u 0

取u 0=0. 1m /s ，则 h 0=

0. 0018⨯3600

=0. 013

3600⨯1. 4⨯0. 1

h w -h 0=0. 042-0. 013=0. 029>0. 006m

故降液管高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度h w =50mm 。

5.2 塔板布置

① 塔板的分块

因D ≥800mm ，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为5块。

② 边缘区宽度确定

取W s =W s =0. 08m ，W =0. 06m

③ 开孔区面积计算

开孔区面积A a 按公式计算，即

A a =2(x

其中 x =

r 2-x 2+

πr 2

180

sin -1

x ) r

D 2. 0-(W d +W s ) =-(0. 31+0. 08) =0. 61m 22D 2. 0

r =-W c =-0. 06=0. 94

故 A a =2⨯(0. 61⨯(0. 94) -(0. 61) +

π⨯(0. 94) 2

180

sin -1(

0. 61

)) =2. 12m 2 0. 94

④ 浮阀布置

浮阀按正三角形叉排排列，这样相邻两阀中吹出气流搅拌液层的相互作

用较显著，相邻两阀容易吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀。

采用F 1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm 。

取F 0=11，由公式可得: u 0=F 0/ρV = 故浮阀个数为N =

4V S

π0u 0

. 24

=9. 88m /s

4⨯2. 38

=201. 7 个

3. 14⨯0. 039⨯0. 039⨯9. 88

若同一横排的阀孔中心距t =80mm ，那么相邻两排间的阀孔中心距为τ

τ=

A a

N ⋅t

2. 12

=0. 131m

202⨯0. 08

六. 流体力学验算

6.1 塔板压降

① 干板阻力h c 的计算

2u 0ρ

⨯V 得由公式h c =5. 34

2g ρL

(9. 88) 21. 24

h c =5. 34⨯⨯=0.. 034m 液柱

2⨯9. 81959. 34

② 气体通过液层的阻力h 1的计算

h 1=0. 5h L =0. 5(h w +h ow )=0. 5⨯0. 5=0. 025m 液柱

③ 液体表面张力的阻力h σ由公式计算得：

h σ

4σL 4⨯27. 49⨯10-3

==0. 0015m 液柱 =-3

ρL gd 0959. 34⨯9. 81⨯8⨯10

气体通过每层塔板的液柱高度h p :

h p =h c +h 1+h σ=0. 034+0. 025+0. 0015=0. 0605m 液柱

气体通过每层塔板的压降为：

∆p p =h p ⋅ρL ⋅g =0. 0605⨯959. 34⨯9. 81=469. 37p a

七．全凝器的设计

7.1确定物性数据

由前面的计算可知，混合气体进入换热器的进口温度是78.81℃，而混合气体的出口温度满足y 1=xD =0.779,由t-x-y 图可查的t 2=78.50℃, 由于t 1与t 2很接近, 可近似认为t 1=t2=78.65℃, 进料的体积流量V s =0.785m 3/s

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为

20+40

T= =30℃

管程流体的定性温度为t=78.65℃

根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。混和气体在78.65℃下的有关物性数据如：

密度 ρ1=1. 24kg /m 3 热导率 λ1=0.0279w/m

粘度 μ1=1.5×10-5Pas

循环水在30℃ 下的物性数据：密度

定压比热容

ρ1=995.7㎏/m3

c p 1=4.174kj/kg℃

热导率 λ1=0.618w/m

粘度 μ1=0.801×10-3Pa ·s

7.2换热器的初步选型

根据流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器，从两物流的操作压力看，应使混合汽体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下降，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和汽体走壳程。

根据JB ＼T 4715—1992，初步选定换热器的型号为G 450Ⅱ—1MP a —58.4.

7.3估算传热面积

7.3.1热流量

从《化学工程》手册查得:

水的比汽化热 r1=2425 kj/kg 乙醇的比汽化热 r2=846 kj/kg

故 r =r1×0.221＋r 2×0.779

=1195 kj/kg

Q1=qm ×r

=1.24kg /m 3×0.785m 3/s ×1195×103 =1.2×103kw

7.3.2. 平均传热温差

因为是蒸汽冷凝, 所以无论是逆流, 还是并流, ∆t m 相差不大, 故本设计中仅仅只考虑逆流的情况, 则: ∆t m =

(78. 65-20) -(78. 65-40)

=47. 96℃

78. 65-20ln

78. 65-40

7.3.3. 冷却水用量

Q 11. 2⨯103⨯3600

=5. 17⨯104kg /h m==

c pi ∆t i 4. 174⨯(40-20)

7.3.4. 传热面积

由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K 值。假设K=600W/(㎡k) 则估算的传热面积为

Q 11200⨯103

==41. 68m 2 S =

K ∆t m 600⨯47. 89

7.4工艺结构尺寸

7.4.1．管径和管内流速

选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u 1=0.75m/s。

7.4.2．管程数和传热管数

可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

Ns=

d i u

51700(3600⨯995. 7)

=61. 2≈62

0. 785⨯0. 022⨯0. 75

按单程管计算，所需的传热管长度为 L=

S 41. 68

=≈8. 6m πd o n s 3. 14⨯0. 025⨯62

按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为

L 8. 6

Np===1. 4≈2

l 6

传热管总根数 Nt=62×2=132

7.4.3. 平均传热温差

因为是直接是蒸汽，则可以不用考虑平均热温差校正系数, 则可以认为

∆t m =47.89

7.4.4. 传热管排列和分程方法

采用组合排列法, 即每程内均按正三角形排列。取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜横过管束中心线的管数n c =1.19N ==13

根

7.4.5．壳体内径

采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为

D=1.05tN T /η=1. 05⨯32/0. 75=446mm

按卷制壳体的进级档，可取D=450mm

7.4.6．折流板

采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的30%，则切去的圆缺高度为

H=0.3×450=135m，故可取h=150mm

取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×450=130mm，可取B 为200mm 。折流板数目N B =

传热管长6000

-1=-1=29

折流板间距200

7.4.7．接管

壳程流体进出口接管：取接管内冷却水流速为u 1=2m/s，则接管内径为

D 1=

4V 4⨯2. 38÷995. 7

==0. 039m πu 3. 14⨯2

圆整后可取管内径为50mm 。

管程混合气体进出口接管：

取接管内液体流速u=2.5m/s，则接管内径为

D 2=

4⨯51700/(3600⨯994. 3)

=0. 085

3. 14⨯2. 5

圆整后去管内径为100mm

7.5换热器核算

7.5.1热流量核算

7.5.1.1壳程表面传热系数

壳程走的是混合气体, 是冷凝放热过程, 对流传热系数可按下式计算:

ρ2g λ3r 1

α0=0. 725(2)

n 3μd 0∆t

32π2t -d o ]=0. 02m πd o

当量直径 : d e =壳程流通截面积，得

s o =BD (1-

d o 25

) =0. 20⨯0. 45(1-) =0. 027 t 32

壳程流体流速及其雷诺数分别为:

0. 785u o ==3. 5m /s

0. 027

R e =

d e ⋅ω⋅γ

(

4⨯τ

4⨯0. 785

=5. 2⨯105 -6

9. 6⨯10⨯3. 14⨯0. 02

粘度校正则有：

μ0. 14

) ≈1 μw

1. 42⨯9. 81⨯0. 02793⨯1195⨯103

αo =0. 725⨯(

=1080w /m 2⋅K

132⨯0. 02⨯9. 6⨯10-6⨯(78. 81-78. 50)

7.5.1.2管内表面传热系数

对流传热系数按下式计算: αi =0. 023管程流体流通截面积

管程流体流速

u i =

51700/(3600⨯995. 7)

=0. 77m /s

0. 02

λi

d i

Re 0. 8Pr 0. 4

Re =0. 02⨯0. 77⨯995. 7/(0. 801⨯10-3) =17900

由《化学工程手册》可查得： Pr 0. 4=1. 92 αi =0. 023⨯

0. 618

⨯179000. 8⨯1. 92=3446w /m 2. 0. 02

7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻

查表可得:

管外侧污垢热阻 R o =0. 86⨯10-4m 2⋅k /w 管内侧污垢热阻R i =3.4⨯10-4m 2⋅k /w

管壁热阻下式计算，依表可知，碳钢在该条件下的热导率为45w/(m·K) 。

0. 0025

所以R w ==0. 000056m 2⋅k /w

7.5.1.4 传热系数K e 依式有

K e =

(

d o R d R d 1

+i o +w o +R o +) αi d i d i d m αo

=556w /m 2⋅︒C

而前面计算时假设K=600w /m 2⋅︒C ，基本相近。

7.5.1.4传热面积裕度计算传热面积Ac 为

Q 11200⨯103

A c ===44. 98m 2

K e ∆t m 556⨯47. 98

该换热器的实际传热面积为Ap

A p =πd o l (N T -n c ) =3. 14⨯0. 025⨯6⨯(132-14) =55. 58m 2

该换热器的面积裕度为

H =

A p -A c

A c

55. 58-44. 98

=24%

44. 98

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

注:所计算出的面积裕度会稍稍偏大, 是因为计算时忽略了一部分热量, 即蒸汽冷凝之后的那部分温差所释放的热量。

7.5.2换热器内流体的流动阻力

7.5.2.1管程流体阻力

∆p t =(∆p i +∆p r ) N s N p F s

l ρu 2

N s =1 , Np =2 , ∆p i =λi

d i 2

由Re=17900，传热管相对粗糙度0.005，查莫狄图得λi =0. 035，流速u=0.77m/s,

ρ=995. 7kg /m 3, 所以，

60. 772⨯995. 7 ∆p i =0. 035⨯⨯=3099Pa

0. 022

∆p r =ζ

ρu 2

995. 7⨯0. 772=3⨯=885Pa 22

∆p 1=(3099+885) ⨯2⨯1. 5=11952Pa

管程流体阻力在允许范围之内。

7.5.2.2壳程阻力

壳程阻力按下式计算：

∆p s =(∆p o +∆p i ) F s N s ,

其中 N s =1, F s =1

流体流经管束的阻力

∆p o =Ff o N C (N B +1)

ρu o 2

F=0.5 ，f o =5⨯52000-0. 288=0. 084

N C =14 ，N B =29 ， u O =3. 2m /s

1. 4⨯3. 22

故 ∆p o =0.5×0.084×14×(29+1)×=126.4Pa

流体流过折流板缺口的阻力

2B ρu o

∆p i =N B (3. 5- , B=0.2m , D=0.45m )

D 2

2⨯0. 21. 4⨯3. 22

∆p i =29⨯(3. 5-) ⨯=1085. 56Pa

0. 452

总阻力:

∆p s =126.4+1085.56=1211.96Pa

流经管程和壳程的压力都小于1Mp 。

以上核算结果表明，选用 JB-T 4715-1992，符合标准。

八．设计结果汇总表

九. 总结

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。

精馏过程在能量剂的驱动下，使汽液两相多次直接接触和分离，利用混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。

在本设计中设计一定处理量的精馏塔，实现乙醇---水的分离, 并设计一个换热器（主要设备）进行冷凝操作。

浮阀塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点

本次设计主要任务为一定处理量的精馏装置的全凝器，实现乙醇－水的分离。精馏装置主要有精馏塔、冷凝器和蒸馏釜（或称再沸器）组成。鉴于全凝器的进料温度与出料温度差别不大，故选用固定管板式传热器。

由于冷热流体的温差相差不大，可以选用固定管板式换热器。固定管板式传热器是最常用的冷凝器之一，具有结构简单，制造和维修方便，管、壳压降小，传热效率高等优点。

由于本设计为假定性的设计，因此有关的其它设计项目，如：进行设计的依据、厂区或厂址、主要经济技术指标、原料的供应、技术规格以及燃料种类、水电汽的主要来源与其他工业企业的关系、建厂期限、设计单位、设计进度及设计阶段的规定等均从略。

本课程设计的主要内容是过程的衡算、热量衡算、工艺计算以及设备选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏缪误之处，恳请各位老师指出，以便订正。

十．参考文献

【1】王志魁，《化工原理》，第三版，化学工业出版社【2】汤金石，《化工原理课程设计》，化学工业出版社【3】刘道德，〈〈化工设备的选择与设计〉〉，第三版，

中南大学出版社

【4】贾绍义，柴诚敬，〈〈化工原理设计手册〉〉，天津

大学出版社

【5】邹华生，钟理，伍钦，赖万东〈〈传热与传质过

程设备设计〉〉，华南理工大学

【6】秦书经，叶文邦《换热器》，化学工业出版社【7】时均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒，《化学工程手

册》，化学工业出版社

十一. 主要符号说明

题目：日产100吨乙醇---水精馏塔工艺设计

设计任务

1. 进料液含30%乙醇（质量），其余为水。 2. 产品的乙醇含量不得低于90%（质量）。 3.

残液中乙醇含量不得高于0.5%（质量）。

4. 进料方式：饱和液体进料。 5. 采取直接蒸汽加热

全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=20℃，出口t=40℃。操作条件

（1）、精馏塔顶压强2 KPa(表压) 。（2）、单板压降≤0.5 KPa。（3）、全塔效率：Et ≥50%

设计内容

1 .选定连续精馏流程； 2 .塔的工艺计算；

3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计：

（1）、塔高、塔径及塔板结构的主要参数；（2）、塔板的流体力学验算（仅验算压降）； 4 辅助设备选型与计算；

5包括全凝器的型号的选用及性能参数 6设计结果一览表；

7工艺流程图及全凝器主体设备图。

一．概述……………………………………………………………… 1

二．精馏塔设计方案简介………………………………………… 1

2.1 操作压力的选择分析…………………………………… 2

2.2 进料热状况的选择分析………………………………… 2

2.3 加热方式的选择分析…………………………………… 2

2.4 回流比的选择分析……………………………………… 2

2.5 产品纯度或回收率……………………………………… 2

2.6 方案的确定……………………………………………… 2

2.7 总述………………………………………………………

三．塔的工艺尺寸的计算…………………………………………… 3

3.1 精馏塔的物料衡算……………………………………………… 3

3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率…………………… 3

3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量…………… 3

3.1.3 物料衡算…………………………………………………… 3

3.2 塔板数的确定…………………………………………………

3.2.1 理论板层数N T 的求取…………………………………… 4

2 4

3.2.2 实际板数的求取……………………………………………… 6

3.3 精馏塔的物性计算………………………………………………… 6

3.3.1精馏段物性计算……………………………………………… 6

3.3.1.1. 操作压力计算…………………………………………… 6

3.3.1.2. 操作温度计算…………………………………………… 6

3.3.1.3. 平均摩尔质量计算……………………………………… 7

3.3.1.4. 平均密度计算…………………………………………… 7

3.3.1.5. 液体平均表面张力计算………………………………… 7

3.3.2提馏段物性计算……………………………………………… 8

3.3.2.1 操作压力计算…………………………………………… 8

3.3.2.2 操作温度计算…………………………………………… 8

3.3.2.3 平均摩尔量计算………………………………………… 8

3.3.2.4平均密度计算…………………………………………… 9

四精馏塔的塔体工艺尺寸计算…………………………………………

4.1 塔径的计算………………………………………………………… 9

4.2 塔高的计算………………………………………………………… 10

五塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………… 10

5.1 溢流装置计算……………………………………………………… 11

5.2 塔板布置…………………………………………………………… 12

六. 流体力学验算……………………………………………………… 13

6.1 塔板压降…………………………………………………………… 13

七. 全凝器的设计……………………………………………………… 14

7.1确定物性数据……………………………………………………… 14

7.2换热器的初步选型………………………………………………… 14

7.3估算传热面积……………………………………………………… 15

7.3.1热流量 ………………………………………………………… 15

7.3.2. 平均传热温差…………………………………………………… 15

7.3.3. 冷却水用量……………………………………………………… 15

7.3.4. 传热面积………………………………………………………… 15

7.4工艺结构尺寸………………………………………………………… 16

7.4.1．管径和管内流速………………………………………………… 16

7.4.2．管程数和传热管数……………………………………………… 16

7.4.3. 平均传热温差…………………………………………………… 16

7.4.4. 传热管排列和分程方法………………………………………… 16

7.4.5．壳体内径……………………………………………………… 16

7.4.6．折流板 ……………………………………………………… 17

7.4.7．接管…………………………………………………………… 17

7.5换热器核算………………………………………………………… 17

7.5.1热流量核算……………………………………………………… 17

7.5.1.1壳程表面传热系数 …………………………………………

7.5.1.2管内表面传热系数……………………………………………

7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻…………………………………………

7.5.1.4 传热系数K e ………………………………………………… 19 7.5.1.4传热面积裕度………………………………………………… 17 18 18 19

7.5.2换热器内流体的流动阻力……………………………………… 19

7.5.2.1管程流体阻力……………………………………………… 19

7.5.2.2壳程阻力……………………………………………………… 20

八. 换热器的结果汇总……………………………………………………… 21

九. 总结……………………………………………………………………… 22

十. 参考文献………………………………………………………………… 23

十一. 符号说明……………………………………………………………… 24

一．概述

二．设计方案简介

2.1操作压力的选择分析

操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

2.2 进料热状况的选择分析

2.3加热方式的选择分析

2.4回流比的选择分析

影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V 。对于一定的生产能力，即馏出量

⑴ 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；

⑵ 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1.1∽2倍，即R ＝（1.1∽2）Rmin ；

2.5 产品纯度或回收率

2.6 方案的确定

2.7总述

三．塔的工艺计算

3.1 精馏塔的物料衡算

3．1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔品质 M A = 46.07 kg/kmol

水的摩尔品质 M B = 18.02 kg/kmol

0. 3/46. 07

=0.144

0. 3/46. 07+0. 7/18. 02

0. 9/46. 07

x D ==0.779

0. 9/46. 07+0. 1/18. 02

0. 005/46. 07

x w ==0.002

0. 005/46. 07+0995/18. 02

3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

x F =

M F =0.144⨯46.07+（1-0.144）⨯18.02=22.06 kg/kmol M D =0.779⨯46.07+(1-0.779)⨯18.02=39.87 kg/kmol M W =0.002⨯46.07+(1-0.002)⨯18.02=18.08 kg/kmol

3.1.3 物料衡算

100⨯103

塔顶产品量： F==188.88 kmol/h

24⨯22. 06

总物料衡算： 188.88= D+W

乙醇物料衡算：188.88=D⨯0.779+0.002W 联立解得：

D=34.52 kmol/h

W=154.36 kmol/h

物料衡算汇总如下表：

3.2 塔板数的确定

3.2.1理论板层数N T 的求取

对乙醇—水物系，可采用图解法求理论板层数。

由手册查得乙醇—水物系的汽液平衡资料，绘出x —y 图

① 求最小回流比及操作回流比

R min

0. 779-0. 486

===0. 857 y q -x q 0. 486-0. 144

x D -y q

实际操作回流比R=2

②求精馏塔的气、液相负荷

L =RD=2⨯34.52=69.04 kmol/h

V =(R+1)D=(2+1)⨯34.52=103.56 kmol/h L '=W =154.36 kmol/h V '=V =103.56 kmol/h

③求操作线方程

精馏段操作线方程为

69. 0434. 52D L

y=x+x D =x +⨯0.779=0.667x+0.26

V V 103. 56103. 56

提馏段操作线方程为

W 154. 36154. 36L '

y '=x '-x W =x '-⨯0. 002=2.49x '-0.003

V '103. 56103. 56V '

图解法求理论塔板数

采用图解法求理论板层数，求解结果为：总理论板层数 N T =14.5 （包括再沸器）进料板位置 N F =9

3.2.2 实际板数的求取

全塔效率 E 0=50%

精馏段实际板层数 N 精=9/0.50=18 提馏段实际板层数 N 提=5.5/0.5=11

3.3 精馏塔的物性计算

3.3.1精馏段物性计算

3.3.1.1. 操作压力计算

塔顶操作压力 P D =101.3+2=103.3 kpa 每层塔板压降 ∆P =0.5 kpa

进料板压力 P F =103.3+0.5⨯18=112.3 kpa 精流段平均压力 P m =（103.3+112.3）/2=107.8 kpa

3.3.1.2. 操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇，水的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。查手册（《化学方程手册》第一卷）可得

Antonie 方程 lgp 0=A- （P vp 为在T 温度下的蒸汽压，mmHg ） T +C

对于乙醇，A=7.33827，B=1652.05，C=231.48

塔顶温度P A 0=103.3 kpa , 代入解得 :t D =78.81 0C 泡点进料P A 0=P F =112.3 kpa, 代入解得 :t F =80.940C 精馏段平均温度t m =（t D +t F ）/2=79.880C

3.3.1.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：

由x D =y 1=0.779，查平衡曲线，得 x 1=0.741 M VDm =0.779⨯46.07+（1-0.779）⨯18.02=39.87

M LDm =0.741⨯46.07+（1-0.741）⨯18.02=38.81

进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板，得 y F =0.352

查平衡曲线，得 x F =0.063

M VFm =0. 352⨯46. 07+(1-0. 352) ⨯18. 02=27. 89M LFm =0. 063⨯46. 07+(1-0. 063) ⨯18. 02=19. 79

精馏段平均摩尔质量为：

M Vm =(M VDm +M VFm ) /2=(39. 87+27. 89) /2=33. 88M Lm =(M LDm +M LFm ) /2=(38. 81+19. 79) /2=29. 3

3.3.1.4. 平均密度计算

① 气相平均密度计算：

由理想气体状态方程计算得， ρVm =

P m M Vm 107. 8⨯33. 87

==1. 24 kg/m 3 RT m 8. 314⨯(79. 88+273. 15)

② 液相平均密度计算：

液相平均密度依下式计算，即

ρLm

a =

ρi

塔顶液相平均密度的计算：

由t F =80. 940C ，查手册得，ρA =800. 8kg /m 3，ρB =970. 4kg /m 3 进料板液相的品质分率：

αA =

ρLFm

0. 063⨯46. 07

=0. 147

0. 063⨯46. 07+0. 937⨯18. 02

==940. 91kg /m 30. 147/808+0. 853/970. 4

精馏段液相平均密度为：

ρLm =(811. 7+940. 9) /2=876. 3kg /m 3

3.3.1.5. 液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即σLm =∑x i σi 塔顶液相平均表面张力的计算：

由t D =78. 810C ，查手册（《化学方程手册》第一卷）得，

σA =17. 45mN /m ，

σB =62. 9mN /m

σA +（1-x D ) ·σB =0. 779⨯17. 45+(1-0. 779) ⨯62. 29 σLDm =x D ·

=27.49mN /m

进料板液相平均表面张力的计算：

由t F =80. 940C ，查手册得， σA =17. 25mN /m ， σB =61. 7mN /m

σLFm =x F ·σA +（1-x F ) ·σB =0. 144⨯17. 25+（1-0. 144）⨯61. 7

=55. 30mN /m

精馏段液相平均表面张力为：

σLm =(σLDm +σLFm ) /2=(27. 49+55. 30) /2=41. 40mN /m

3.3.2提馏段物性计算

3.3.2.1 操作压力计算

每层塔板压降 ∆P =0. 5KPa 进料板压力 P F =112. 3KPa

塔底操作压力 P w =112. 3+11⨯0. 5=117. 8KPa

=(112. 3+117. 8)/2=115. 05KPa 提馏段平均压力P m

3.3.2.2 操作温度计算

由安托尼方程ln p vp =A -

T +C

P w =117. 8KPa 时，T=307.7K 则t w =34.5 C

而t F

=80. 94 C ，

(t =80. 94+34. 52=59. 22C 则提馏段温度m

3.3.2.3 平均摩尔量计算塔底平均摩尔质量计算

由x w =0. 002=y 1/, x 1/≈y 1/=0. 002（因为0.002太小，就近似相等，误差可忽略）

M VWm =0. 002⨯46. 07+(1-0. 002) ⨯18. 02=18. 08

M LWm =0. 002⨯46. 07+(1-0. 002) ⨯18. 02=18. 08

进料板平均摩尔质量M VFm =27.89 M LFm =19.79 提馏段平均摩尔质量M Vm =(18. 08+27. 89) /2=22. 99

M Lm =(18. 08+19. 79) /2=18. 94

3.3.2.4平均密度计算

① 气相平均密度计算：

由前计算可得知

ρVm =1. 24Kg /m 3

② 液相平均密度计算

液相平均密度依照下列公式计算，即

a ∑=

塔底液相平均密度计算，t w =38. 47 C , 查手册（《化学方程手册》第一卷）得 ρA =951.13kg

m 3

塔底液相质量分率

αA =

0. 002⨯46. 07

=0. 006

0. 002⨯46. 07+(1-0. 002) ⨯18. 02

=992. 67kg m 3

0. 006. 13+0. 994. 93

则ρLWm =

ρ=926kg m 由前面计算，进料板液相密度LFm

∴提馏段液相平均密度

ρLm =(992. 67+926) /2=959. 34kg /m 3

四精馏塔的塔体工艺尺寸计算

4.1 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为：

V s =

VM Vm 3103. 56⨯33. 87

==0. 785m 3/s

3600ρVm 3600⨯1. 24

LM Lm 69. 04⨯29. 3L s ===0. 0018m 3/s

3600ρLm 3600⨯959. 34

由 μmax =C

ρL -ρV σ

，式中C=C 20(L ) 0. 2 ρV 20

C 20由史密斯关联图可查得，先算横坐标：

L h ρL 1/20. 0018⨯3600876. 31/2() =⨯() =0. 020 V h ρV 2. 38⨯36001. 24

取板间距H T =0. 40m ，板上液层高度h L =0. 05m ，则 H T -h L =0. 40-0. 05=0. 35m 查史密斯关联图得，C 20=0. 068 C =C 20(

σL

) 0. 2=0. 068⨯(

40. 40. 2

) =0. 078 20

μmax =0. 068⨯

876. 3-1. 24

=2. 07

1. 24

取安全系数为0.75，则空塔气速为 μ=0. 7μm ax =0. 75⨯2. 07=1. 55m /s D =

4V S

4⨯2. 38

=1. 96m

3. 14⨯1. 55

πμ

按标准塔径圆整后，D=2.0m 塔截面积为：

ππ

A T =D 2=⨯(2. 0) 2=3. 14m 2

实际空塔气速为： μ=

V S 2. 38

==0. 87m /s A T 3. 14

4.2 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算：

Z =H D +(N -2-S ) H T +SH T +H F +H W

已知实际塔板数N=29为块，板间距为0.4，由于料液较清洁，无需经常

清洗，可每隔六块板设一个人孔，则人孔数目S:

S=29/6-1=4个取人孔之间间距为0.7，塔顶空间1.0m ，塔底空间2.0m ，进料板空间高度0.6m ，那么全塔高度：

Z=1.0+(29-2-4)×0.4+4×0.7+2.0=15.0m

五塔板主要工艺尺寸的计算

5.1 溢流装置计算

因塔径D=2.0m，由溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，因此可采用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。计算如下： ① 堰长l W

取l w =0. 7D =0. 7⨯2. 0=1. 4m

② 溢流堰高度h W 由 h w =h L -h ow

选用平直堰，堰上液层高度h ow 可由弗兰西斯公式计算，即 h ow =

2. 84L h 2/3

E () 1000l w

近似取E=1，则 2. 840. 0018⨯36002/3

h ow =⨯1⨯() =0. 0079m

10001. 4 取板上清夜层高度h L =0. 05m 故 h w =0. 05-0. 0079=0. 042m

③ 弓形降液管宽度W d 和截面积A f

A f l w W d

=0. 091，=0. 155 由 =0. 7，查图，得， A T D D

故 A f =0. 091⨯3. 14=0. 29m 2 W d =0. 155⨯2. 0=0. 31m 由式 θ= θ=

3600A f H T

L h

≥3～5验算液体在降液管中停留时间，即

3600⨯0. 29⨯0. 40

=64. 44>5 s

0. 0018⨯3600

故降液管设计合理。

④ 降液管底隙高度h 0 h 0=

L h 3600l w u 0

取u 0=0. 1m /s ，则 h 0=

0. 0018⨯3600

=0. 013

3600⨯1. 4⨯0. 1

h w -h 0=0. 042-0. 013=0. 029>0. 006m

故降液管高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度h w =50mm 。

5.2 塔板布置

① 塔板的分块

因D ≥800mm ，故塔板采用分块式。查表可知，塔板分为5块。

② 边缘区宽度确定

取W s =W s =0. 08m ，W =0. 06m

③ 开孔区面积计算

开孔区面积A a 按公式计算，即

A a =2(x

其中 x =

r 2-x 2+

πr 2

180

sin -1

x ) r

D 2. 0-(W d +W s ) =-(0. 31+0. 08) =0. 61m 22D 2. 0

r =-W c =-0. 06=0. 94

故 A a =2⨯(0. 61⨯(0. 94) -(0. 61) +

π⨯(0. 94) 2

180

sin -1(

0. 61

)) =2. 12m 2 0. 94

④ 浮阀布置

浮阀按正三角形叉排排列，这样相邻两阀中吹出气流搅拌液层的相互作

用较显著，相邻两阀容易吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀。

采用F 1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm 。

取F 0=11，由公式可得: u 0=F 0/ρV = 故浮阀个数为N =

4V S

π0u 0

. 24

=9. 88m /s

4⨯2. 38

=201. 7 个

3. 14⨯0. 039⨯0. 039⨯9. 88

若同一横排的阀孔中心距t =80mm ，那么相邻两排间的阀孔中心距为τ

τ=

A a

N ⋅t

2. 12

=0. 131m

202⨯0. 08

六. 流体力学验算

6.1 塔板压降

① 干板阻力h c 的计算

2u 0ρ

⨯V 得由公式h c =5. 34

2g ρL

(9. 88) 21. 24

h c =5. 34⨯⨯=0.. 034m 液柱

2⨯9. 81959. 34

② 气体通过液层的阻力h 1的计算

h 1=0. 5h L =0. 5(h w +h ow )=0. 5⨯0. 5=0. 025m 液柱

③ 液体表面张力的阻力h σ由公式计算得：

h σ

4σL 4⨯27. 49⨯10-3

==0. 0015m 液柱 =-3

ρL gd 0959. 34⨯9. 81⨯8⨯10

气体通过每层塔板的液柱高度h p :

h p =h c +h 1+h σ=0. 034+0. 025+0. 0015=0. 0605m 液柱

气体通过每层塔板的压降为：

∆p p =h p ⋅ρL ⋅g =0. 0605⨯959. 34⨯9. 81=469. 37p a

七．全凝器的设计

7.1确定物性数据

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为

20+40

T= =30℃

管程流体的定性温度为t=78.65℃

根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。混和气体在78.65℃下的有关物性数据如：

密度 ρ1=1. 24kg /m 3 热导率 λ1=0.0279w/m

粘度 μ1=1.5×10-5Pas

循环水在30℃ 下的物性数据：密度

定压比热容

ρ1=995.7㎏/m3

c p 1=4.174kj/kg℃

热导率 λ1=0.618w/m

粘度 μ1=0.801×10-3Pa ·s

7.2换热器的初步选型

根据JB ＼T 4715—1992，初步选定换热器的型号为G 450Ⅱ—1MP a —58.4.

7.3估算传热面积

7.3.1热流量

从《化学工程》手册查得:

水的比汽化热 r1=2425 kj/kg 乙醇的比汽化热 r2=846 kj/kg

故 r =r1×0.221＋r 2×0.779

=1195 kj/kg

Q1=qm ×r

=1.24kg /m 3×0.785m 3/s ×1195×103 =1.2×103kw

7.3.2. 平均传热温差

因为是蒸汽冷凝, 所以无论是逆流, 还是并流, ∆t m 相差不大, 故本设计中仅仅只考虑逆流的情况, 则: ∆t m =

(78. 65-20) -(78. 65-40)

=47. 96℃

78. 65-20ln

78. 65-40

7.3.3. 冷却水用量

Q 11. 2⨯103⨯3600

=5. 17⨯104kg /h m==

c pi ∆t i 4. 174⨯(40-20)

7.3.4. 传热面积

由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K 值。假设K=600W/(㎡k) 则估算的传热面积为

Q 11200⨯103

==41. 68m 2 S =

K ∆t m 600⨯47. 89

7.4工艺结构尺寸

7.4.1．管径和管内流速

选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u 1=0.75m/s。

7.4.2．管程数和传热管数

可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

Ns=

d i u

51700(3600⨯995. 7)

=61. 2≈62

0. 785⨯0. 022⨯0. 75

按单程管计算，所需的传热管长度为 L=

S 41. 68

=≈8. 6m πd o n s 3. 14⨯0. 025⨯62

按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为

L 8. 6

Np===1. 4≈2

l 6

传热管总根数 Nt=62×2=132

7.4.3. 平均传热温差

因为是直接是蒸汽，则可以不用考虑平均热温差校正系数, 则可以认为

∆t m =47.89

7.4.4. 传热管排列和分程方法

采用组合排列法, 即每程内均按正三角形排列。取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜横过管束中心线的管数n c =1.19N ==13

根

7.4.5．壳体内径

采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为

D=1.05tN T /η=1. 05⨯32/0. 75=446mm

按卷制壳体的进级档，可取D=450mm

7.4.6．折流板

采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的30%，则切去的圆缺高度为

H=0.3×450=135m，故可取h=150mm

取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×450=130mm，可取B 为200mm 。折流板数目N B =

传热管长6000

-1=-1=29

折流板间距200

7.4.7．接管

壳程流体进出口接管：取接管内冷却水流速为u 1=2m/s，则接管内径为

D 1=

4V 4⨯2. 38÷995. 7

==0. 039m πu 3. 14⨯2

圆整后可取管内径为50mm 。

管程混合气体进出口接管：

取接管内液体流速u=2.5m/s，则接管内径为

D 2=

4⨯51700/(3600⨯994. 3)

=0. 085

3. 14⨯2. 5

圆整后去管内径为100mm

7.5换热器核算

7.5.1热流量核算

7.5.1.1壳程表面传热系数

壳程走的是混合气体, 是冷凝放热过程, 对流传热系数可按下式计算:

ρ2g λ3r 1

α0=0. 725(2)

n 3μd 0∆t

32π2t -d o ]=0. 02m πd o

当量直径 : d e =壳程流通截面积，得

s o =BD (1-

d o 25

) =0. 20⨯0. 45(1-) =0. 027 t 32

壳程流体流速及其雷诺数分别为:

0. 785u o ==3. 5m /s

0. 027

R e =

d e ⋅ω⋅γ

(

4⨯τ

4⨯0. 785

=5. 2⨯105 -6

9. 6⨯10⨯3. 14⨯0. 02

粘度校正则有：

μ0. 14

) ≈1 μw

1. 42⨯9. 81⨯0. 02793⨯1195⨯103

αo =0. 725⨯(

=1080w /m 2⋅K

132⨯0. 02⨯9. 6⨯10-6⨯(78. 81-78. 50)

7.5.1.2管内表面传热系数

对流传热系数按下式计算: αi =0. 023管程流体流通截面积

管程流体流速

u i =

51700/(3600⨯995. 7)

=0. 77m /s

0. 02

λi

d i

Re 0. 8Pr 0. 4

Re =0. 02⨯0. 77⨯995. 7/(0. 801⨯10-3) =17900

由《化学工程手册》可查得： Pr 0. 4=1. 92 αi =0. 023⨯

0. 618

⨯179000. 8⨯1. 92=3446w /m 2. 0. 02

7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻

查表可得:

管外侧污垢热阻 R o =0. 86⨯10-4m 2⋅k /w 管内侧污垢热阻R i =3.4⨯10-4m 2⋅k /w

管壁热阻下式计算，依表可知，碳钢在该条件下的热导率为45w/(m·K) 。

0. 0025

所以R w ==0. 000056m 2⋅k /w

7.5.1.4 传热系数K e 依式有

K e =

(

d o R d R d 1

+i o +w o +R o +) αi d i d i d m αo

=556w /m 2⋅︒C

而前面计算时假设K=600w /m 2⋅︒C ，基本相近。

7.5.1.4传热面积裕度计算传热面积Ac 为

Q 11200⨯103

A c ===44. 98m 2

K e ∆t m 556⨯47. 98

该换热器的实际传热面积为Ap

A p =πd o l (N T -n c ) =3. 14⨯0. 025⨯6⨯(132-14) =55. 58m 2

该换热器的面积裕度为

H =

A p -A c

A c

55. 58-44. 98

=24%

44. 98

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

注:所计算出的面积裕度会稍稍偏大, 是因为计算时忽略了一部分热量, 即蒸汽冷凝之后的那部分温差所释放的热量。

7.5.2换热器内流体的流动阻力

7.5.2.1管程流体阻力

∆p t =(∆p i +∆p r ) N s N p F s

l ρu 2

N s =1 , Np =2 , ∆p i =λi

d i 2

由Re=17900，传热管相对粗糙度0.005，查莫狄图得λi =0. 035，流速u=0.77m/s,

ρ=995. 7kg /m 3, 所以，

60. 772⨯995. 7 ∆p i =0. 035⨯⨯=3099Pa

0. 022

∆p r =ζ

ρu 2

995. 7⨯0. 772=3⨯=885Pa 22

∆p 1=(3099+885) ⨯2⨯1. 5=11952Pa

管程流体阻力在允许范围之内。

7.5.2.2壳程阻力

壳程阻力按下式计算：

∆p s =(∆p o +∆p i ) F s N s ,

其中 N s =1, F s =1

流体流经管束的阻力

∆p o =Ff o N C (N B +1)

ρu o 2

F=0.5 ，f o =5⨯52000-0. 288=0. 084

N C =14 ，N B =29 ， u O =3. 2m /s

1. 4⨯3. 22

故 ∆p o =0.5×0.084×14×(29+1)×=126.4Pa

流体流过折流板缺口的阻力

2B ρu o

∆p i =N B (3. 5- , B=0.2m , D=0.45m )

D 2

2⨯0. 21. 4⨯3. 22

∆p i =29⨯(3. 5-) ⨯=1085. 56Pa

0. 452

总阻力:

∆p s =126.4+1085.56=1211.96Pa

流经管程和壳程的压力都小于1Mp 。

以上核算结果表明，选用 JB-T 4715-1992，符合标准。

八．设计结果汇总表

九. 总结

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。

在本设计中设计一定处理量的精馏塔，实现乙醇---水的分离, 并设计一个换热器（主要设备）进行冷凝操作。

浮阀塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔板压降小，板效率较高等优点

十．参考文献

中南大学出版社

【4】贾绍义，柴诚敬，〈〈化工原理设计手册〉〉，天津

大学出版社

【5】邹华生，钟理，伍钦，赖万东〈〈传热与传质过

程设备设计〉〉，华南理工大学

【6】秦书经，叶文邦《换热器》，化学工业出版社【7】时均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒，《化学工程手

册》，化学工业出版社

十一. 主要符号说明

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