乙醇精馏塔设计

化工原理课程设计

设计题目：乙醇精馏塔

姓名：***

班级：化学与化工学院07级2班

学号：*******

指导教师：*********

前言精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。

蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。

化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。

本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

一、绪论 .......................................................................................................................................... 5

1.1课程设计的目的 ................................................................................................................. 5

1.2设计依据 ............................................................................................................................. 5

1.3设计内容及任务 ................................................................................................................. 6

1.3.1设计题目 .................................................................................................................. 6

1.3.2设计任务及条件： .................................................................................................. 6

1.4设计内容： ................................................................................................................. 6

1.5设计成果 ..................................................................................................................... 6

二、塔的工艺计算 .......................................................................................................................... 6

2.1工艺过程 ............................................................................................................................. 6

2.1.1物料衡算 .................................................................................................................. 6

2.1.2理论及实际塔板数的确定 ...................................................................................... 7

2.1.3 塔的结构的设计 ..................................................................................................... 9

2.1.4 精馏塔塔径的计算 ................................................................................................. 9

2.2塔板主要工艺尺寸的计算 ............................................................................................... 16

2.2.1溢流装置计算 ........................................................................................................ 16

2.2.2降液管 .................................................................................................................... 17

2.2.3 塔板布置 ............................................................................................................... 17

三、流体力学验算 ........................................................................................................................ 19

3.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） ................................................................ 19

3.2液泛验算 ........................................................................................................................... 19

3.3. 雾沫夹带验算 ................................................................................................................. 20

3.4 液体在降液管中的停留时间 .......................................................................................... 21

3.5 操作性能负荷图 .............................................................................................................. 21

3.5.1 气相负荷下限图（漏液线） ............................................................................... 21

3.5.2 过量液沫夹带线 ................................................................................................... 21

3.5.3 液相负荷下限线 ................................................................................................... 22

3.5.4 液相负荷上限线 ................................................................................................... 22

3.5.5 液泛线 ................................................................................................................... 22

四、设备的计算及选型................................................................................................................. 24

4.1冷凝器负荷 ....................................................................................................................... 24

4.2 再沸器热负荷 .................................................................................................................. 25

五、浮阀塔工艺设计结果............................................................................................................. 25

六、精馏塔设备设计 .................................................................................................................... 27

6.1精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核 ................................................................... 27

6.1.1精馏塔塔体材料的选择 ........................................................................................ 27

6.1.2精馏塔的内径 ........................................................................................................ 27

6.1.3壁厚的计算 ............................................................................................................ 27

6.1.4强度校核 ................................................................................................................ 28

6.2封头的选型依据，材料及尺寸规格 ............................................................................... 28

6.2.1封头的选型依据 .................................................................................................... 28

6.2.2封头材料的选择 .................................................................................................... 28

6.2.3 尺寸规格 ............................................................................................................... 29

6.2.4封头的高 ................................................................................................................ 29

6.2.5封头的壁厚 ............................................................................................................ 29

6.3精馏塔的塔板类型选择 ................................................................................................... 29

6.4塔板结构及与塔体的连接形式 ....................................................................................... 30

6.5降液管的形式 ................................................................................................................... 30

6.6受液盘的设计 ................................................................................................................... 30

6.7塔节的设计 ....................................................................................................................... 30

6.8塔体各部分高度设计 ....................................................................................................... 31

6.9塔体各开孔补强设计 ....................................................................................................... 31

6.9.1 开孔补强设计方法 ............................................................................................... 31

6.9.2开孔补强结构设计 ................................................................................................ 32

6.10塔体各接管设计（选型、尺寸、连接形式、是否补强） ......................................... 32

6.11塔体手孔及人孔的设计 ................................................................................................. 34

6.12.除沫器的设计 ................................................................................................................. 34

6.13.支座设计 ......................................................................................................................... 34

一、绪论

1.1课程设计的目的

课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基础知识去解决某以设计任务的一次训练，在整个教学计划中起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几方面要求学生加强训练。

（1）查阅资料选用公式和收集数据的能力。

（2）树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作上的

劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思路的指导下去分析和解决实际问题的能力。

（3）迅速准确的进行工程计算和计算机绘图的能力。

1.2设计依据

课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。

（1）操作压力

精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为1.03atm进行操作。

（2）进料状况

进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。

（3）加热方式

精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。

（4）热能的利用

精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。

1.3设计内容及任务

1.3.1设计题目

乙醇精馏塔

1.3.2设计任务及条件：

（1）、进料含乙醇38.2﹪，其余为水（均为质量分数，下同）

（2）、生产乙醇含量不低于93.1﹪；

（3）、釜残液中乙醇含量不高于0.01﹪；

（4）、生产能力50000T/Y乙醇产品，年开工7200小时

（5）、操作条件：

a、间接蒸汽加热；b、塔顶压力：1.03atm（绝对压强）c、进料热状态：泡点进料；d、回流比：R=5 e、单板压降:75mm液注

1.4设计内容：

（1）、流程的设计与说明；

（2）、塔板和塔径的计算；

（3）、塔盘结构的设计：

a、浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； b、流体力学验算； c、塔板负荷性能图。

（4）、其它：a、加热蒸汽消耗量； b、冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量

1.5设计成果

（1）、设计说明书一份

（2）、A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。

二、塔的工艺计算

2.1工艺过程

2.1.1物料衡算

WF=38.2﹪ WD=93.1﹪ WW=0.01﹪ M乙醇=46g/mol M水=18g/mol

0.382/46=0.1948 0.382/460.618/18

0.931/46XD==0.8408 0.931/460.069/18

0.0001/46XW==0.0000396 0.0001/460.9999/18XF=

50001030.93150001030.069Qn,D=+=16.717kmol/h ① 720046720018

Qn,F=Qn,D+Qn,W ②

Qn,FXF=Qn,DXD+Qn,WXW ③

由①②③式可知

Qn,F=72.1804 kmol/h

Qn,W=55.4634 kmol/h

2.1.2理论及实际塔板数的确定

a) 由相平衡方程式y=axy(x1)，可得a= 1(a1)xx(y1)

根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：

Y1=XD=0.8408 X1=0.830 aD=1.0817

YF=0.525 XF=0.1948 aF=4.569

YW=0.00035 XW=0.0000396 aw=8.8411

平均相对挥发度的求取：aDFW3.522 精馏段的平均相对挥发度的求取：a1

泡点进料：RminDF2.312 1xDa(1xD)1.4353 a1x1xFF

RRmin5Rmin0.5941R16

Y0.5458270.591422X0.X0.199

NNmin YN2

1xD1xWNminln()()18.373lna1xxDW

N10.95X

所以理论塔板数为N=11块

确定适宜的进料板位置：

Nmin,1x1xF1ln(D)()12.68lna11xDxF

N1Nmin,1YN12

由上式知 N1=3.84

即第4层理论数为进料板

b) 根据乙醇-水体系的相平衡衡数据可以查得：

塔顶：xD

塔底：xW0.8408 tD=78.27℃ tw99.9℃ 0.0000396

塔顶和塔釜的算术平均温度：ttDtW78.2799.989.085℃ 22

由《化工原理》（第三版，化学化工出版社，王志魁）书中附表12查得：

乙醇0.40mpa.s在89.085℃下， 水0.30mpa.s

根据公式lgLmxilgi得

Lm100.1948lg0.4(10.19480)lg0.30.317mpa.s

由奥康奈尔关联式：

ET0.49(3.5220.317)0.2450.477 球的实际塔板数NNT111120.96 取N=21 ET0.477

2.1.3 塔的结构的设计

2.1.4 精馏塔塔径的计算

A. 查的有关乙醇与水的安托因方程：

lg(PS/kpa)A

乙醇:

得：p0A101625.057.33827t231.48B1652.467.33827tCt231.48

lg(ps/kpa)A

水：得：B1657.467.07406tCt227.03 p0

B101657.467.07406t227.03

0000将pA,pB代入pAxApBxBP

进行试差，求的塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：

(1) 塔顶：P1试差得：t181.63℃ 1.03atm104.339kPa ，xAx10.83

(2) 进料板位置：NF=4

精馏段实际板层数：N精0.4776.2897 每层塔板压降：75mmH2O

进料板压力：PF

进料板：PF101.30.075kPkPa0.7355a 10.33104.33970.7355109.4875kPa 109.4875kPxAxF0.1948试差得tF96.14℃ a，

（7-1.47712.578613 (3) 提馏段实际板层数：N提

塔釜压力：PW

塔釜：xA109.48750.735513119.049kPa xW0.0000396，P.049kPtW104.55℃ W119a试差得求得精馏段和提馏段的平均压力和温度： 81.6396.1488.8850C2精馏段： 104.339109.4875Pm106.913kPa2tm

96.14104.55100.345℃ 2

109.4875119.049114.268kP Pma 2提馏段：tm

B.平均摩尔质量的计算：

塔顶：MVDm0.840846(10.8408)1841.5424 MLDm0.8346(10.83)1841.24

MVFm0.52546(10.525)1832.7进料板： MLFm0.194846(10.1948)1823.4544

塔釜：MVWm0.0003546(10.00035)1818.0098 MLWm0.000039646(10.0000396)1818.0011

精馏段平均摩尔质量：

MVDmMVFm41.542432.7

37.1212kg/kmol

22 MMLFm41.2423.4544MLmLDm32.3472kg/kmol

22MVm

提馏段的平均摩尔质量：

MVFmMVWm32.718.0098

25.3549kg/kmol

22 MMLWm23.454418.0011MLmLFm20.7278kg/kmol

22MVm

表2 平均摩尔质量

C.平均密度的计算：

1）气相平均密度的计算：精

馏

段

气

Vm

相

M

平

均

密

度

计

算

：

Vm

mMVm106.91337.1212

1.32kg/m3

RT8.314(273.1588.885)

提馏段平均密度计算：

Vm

114.26825.3549

0.933kg/m3

8.314(273.15100.345)

2）液相平均密度计算：

L



i

A739.87kg/kmol,B970.74kg/kmol

塔顶：

wA

xAMA0.840846

0.931

xAMA(1xA)MB0.840846(10.8408)18



1

739.87970.74

752.21kg/m3

得：LDm

A



B

A719.87kg/m3,B961.06kg/m3

进料板：

0.194846

0.382

0.194846(10.1948)18

得：LFm852.52kg/m3



719.87961.06wA

A714.87kg/m3,B955.033kg/m3

0.000039646

0.0001

0.000039646(10.0000396）18

得：LWm955.0kg/m3



714.87955.033

752.21852.52

802.365kg/m3 精馏段液相平均密度：Lm

2852.52955

903.76kg/m3

提馏段液相平均密度：Lm

塔釜：wA



液体平均表面张力按下式计算：Lm

xii

塔顶：t181.630C,由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录二十

A17.3mN/m,B62.285mN/m

LDmx1A(1x1)B0.8317.3(10.83)62.28524.95mN/m

进料板：tF

96.140C A16mN/m,B59.578mN/m

LFmxFA(1xF)B0.194816(10.1948)59.57851.1mN/m

塔釜：tw

104.55℃,查附录：A16mN/m,B59.578mN/m 0.000039615(10.0000396)57.9757.97mN/m



得：LWm

精馏段液体表面平均张力：Lm

LDmLFm

LFm

提馏段液体表面平均张力：LmLWm



24.9551.1

38.025mN/m

51.157.9754.535mN/

E.液体平均黏度的计算

液体平均黏度的计算按下式计算：lgLm

xilgi

塔顶：t181.63℃,查由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十二

A0.41mpa.s，B0.35mpa.s

得：LDm

xlg

10ii100.83lg0.49(10.83)lg0.35180.463mpa.s

进料板：tFM得：LFm

104.55℃，查附录：A0.31mpa.s，B0.25mpa.s

xlg

10ii100.1948lg0.31(10.1948)lg0.250.261mpa.s

0.4630.261

0.362mpa.s

20.230.261'

0.246mpa.s 提馏段液体平均黏度：Lm

精馏段液体平均黏度：Lm



表5 液体平均黏度计算

F.汽液相体积流率计算：

精馏段

气相体积流率：V

(R1)D616.717100.302kmol/h

Vs

VMvm100.30237.1212

0.784m3/s

3600vm36001.32

LRD516.71783.585kmol/h

液相体积流率： LMLm83.58532.3472

LS9.36104

3600Lm3600802.365

提馏段

V'L'W155.765455.4634100.302

气相体积流率：

' V'Mvm100.30225.35493

V0.757m/s3600vm36000.933's

L'LqF83.585172.1804155.7654kmol/h

液相体积流率：

'' LM155.765420.727843Lm

L9.9210m/s'

3600Lm3600903.76's

表6 汽液相体积流率计算

G.塔径的计算塔径的确定，需求umax查取。取板间距HT

，C由下式计算：CC20(

1

)0.2,C20由smith图

0.35m，板上液层高度h10.05m，则HTh10.350.050.30m

馏

段

塔

径

的

确

定

：

图

的

横

坐

标

为

（1）精

LSL0.59.36104802.3650.5

()()0.029

VsV0.7841.32

查smith图得：C20=0.063 C=0.0716 umax

1.764

取安全系数为0.7，则空塔气数为：u0.71.7641.235m/s 则精馏塔塔径D

0.899m （2）提馏段塔径的确定：

LS0.5()0.0408 横的坐标为：

VsV查smith图得：C20=0.065

C'0.065(

'umax

54.5350.2

)0.079420

2.469m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为u

0.72.4691.728m/s

则精馏塔塔径D0.747m

（3）按标准塔径圆整后，D0.9m 塔截面积：AT



D2

0.6359m2

精馏段实际空塔气速为：u

Vs0.7841.233m/s AT0.6359

Vs'0.757

提馏段实际空塔气速为：u1.190m/s

AT0.6359

2.2塔板主要工艺尺寸的计算 2.2.1溢流装置计算

因塔径D0.9m，可选用单溢流弓形降液管 A. 堰长lw 单溢流：lw

0.6~0.8D，取lw0.60.90.54m

B. 溢流堰高度hw

2.84Lh

E因为h1hwhow，选用平直堰，堰上液层高度how可用Francis计算，即how 1000lw

0.54L3.443h

0.6 精馏段：Lh9.361036003.4m/h，2.5，15.9

D0.9lw0.542.5

查上图得：E1.038，则how

1.038

0.01005m

取板上清夜层高度hl提馏段：Lh

0.05m，故hw0.050.010050.03995m

9.9210436003.57m3/s，查的E1.040，则

how1.040'hw0.051.0400.0396m

0.0104m，取板上清液层高度hl0.05m，故

2.2.2降液管

(1)降液管高度和截面积

l因为w

AfW

，查下图（弓形降液管参数图）得：，d0.115w，所以0.60.055DAT

依下式验算液体在降液管Af0.0550.63590.0350m2W,d0.1150.90.1035m，中停留的时间：

3600AfHT

3~5s

36000.0350.35

12.97s5s 精馏段：

3.4

36000.0350.35

12.35s5s 提馏段：

3.57

故降液管设计合理。 (2)降液管底隙高度

降液管底隙高度依下式计算：h0精馏段：h0



Lh'

u0.07m/s则，取0'

3600lwu0

3.4

0.025m，即h020mm

36000.540.07

3.57''

0.0262m，即h020mm 提馏段：h0

36000.540.07



故降液管底隙高度设计合理。

2.2.3 塔板布置

(1) 塔板的分块

因为D900mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。

(2) 边缘区宽度的确定

溢流堰前的安定区宽度：WS(3)开孔区面积计算

0.07m，边缘区宽度：Wc0.035m

r21xsin，其中开孔区面积按下式计算

：Aa2180rD0.9

WdWs0.10350.070.2765m22D0.9rWc0.0350.415m

22x

，

0.415210.2765sin0.422m2 故Aa20.27651800.415

(4)浮阀塔计算及其排列

采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm A. 浮阀数目

浮阀数目按下式计算：N



4Vs,

气体通过阀孔的速度：，取动能因数F

11u02

d0u0则精馏段：u0

40.78468.669个

9.57m/s，N0.0399.5740.75755.6656个 11.39m/s，N'2

0.03911.39提馏段：u0

B. 排列

C. 由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t75mm，画出

阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔26个。弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N2622474个。

C.校核

1）精馏段：

气体通过阀空的实际速度：u0实际动能因素：F02）提馏段



4VS40.784

9.38m/s

d0N0.039270

u9.3810.78m/s

4Vs'40.757

气体通过阀孔的实际速度：u9.06m/s

d0N0.039270

实际动能因素：F0

'u9.068.75m/s

3）开孔率

Nd0700.03910013.14，开孔率在10~14之间，且实际

4AT40.6359

动能因素F0在8~11之间，满足要求。

三、流体力学验算

3.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）

单板压降：hp

hchLh0

阀片全开前：hc

19.9

0.175

L

9.380.175

19.90.0367m

802.365

9.060.175

h19.90.0324m,

903.76

阀片全开后：

2u0v9.3821.32

hc5.535.540.0394m，

2gl29.81802.365

u0v9.0620.933

h5.535.540.0231m，取两者中较大者，则'

2gL29.81903.76'

hc0.0394m,hc'0.0324m取板上液层充气因数00.5，那么

hL0hwhow0hL0.50.050.025m

气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：h



2

hLg

但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。（1）精馏段：hp（2）提馏段：hp

hchlh00.03940.0250.0644m

0.03240.0250.0574m

3.2液泛验算

降液管内泡沫液层高度可按下式计算：Hd

hphwhowhdhphLhd

浮阀塔德液面落差不大，常可忽略不计（1）精馏段

hp0.0m6hL44

m,塔板上不设进口堰时：

LS9.36104

hd0.1530.000735m 0.153

0.540.025lwh0

Hd0.06440.050.0007350.115135m

取0.5,

HThw0.50.350.039950.194975m，HdHThw

hp0.057m4hL,

（2）提馏段

0.m 05

L's9.92104'

塔板上不设进口堰时：hd0.1530.1530.000752m

lh0.540.0262w0

Hd0.05740.050.0007520.108152m

取0.5,

HThw0.50.03960.1948m，HdHThw

3.3. 雾沫夹带验算

泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值：

FF

,ZL

FbFT

D2Wd,AbAT2Af

(1) 精馏段：

F

0.5897

0.65470.7

F（2）提馏段：

F

0.485

0.5330.7

F3.4 液体在降液管中的停留时间

（1）精馏段：



AfHT0.0350.35

13.093s 4

Ls9.3610

AfHT0.0350.35

（2）提馏段：12.353s

Ls9.92103.5 操作性能负荷图

3.5.1 气相负荷下限图（漏液线）

(1)

精馏段：Vs





2d0N

0.0392700.364m3/s 4(2)

提馏段：Vs





d0N

0.0392700.433m3/s 43.5.2 过量液沫夹带线

取F0.7

(1) 精馏段：

0.7得Vs

22.98Ls0.951

(2) 提馏段：

0.7'

得Vs29.44L's1.125

3.5.3 液相负荷下限线

2.843600LS2.843600LSE1.038(1)精馏段：0.006 1000lw10000.54

得：LS

0.000436m3/s

3600L2.843600L2.84

E1.04(2)提馏段：0.006 1000lw10000.54

得：LS

0.000434m3/s

3.5.4 液相负荷上限线

LS

AfHT0.0350.350.00245m/s 55

3.5.5 液泛线

液泛线方程：aVs(1) 精馏段：

bcL2s

a1.91105

vLN2

1.91105

1.32

0.06413 2

802.36570

bHT10hw0.50.350.510.50.039950.13505 c

0.1530.153

839.51 2222

lwh00.540.025

1ld10E0.667

10.51.0380.667

11.566

0.06413V0.13505839.51L1.566

(2) 提馏段：

a1.9110

v'

'LN2

1.91105

0.933

0.04024 2

903.7670

b'HT10hw0.50.350.510.50.03960.1354

c'

0.1530.153

764.3722

lwh00.5420.02622

1lw

d'10E0.66710.51.040.667

11.569

0.04024VS20.1354764.37L2s1.569s

操作性能负荷图

(1) 精馏段：

由图可知，该塔的操作上限为过量液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图可读得：

Vsmax1.451m3/sVsmin0.364m3/s

，

所以，塔的操作弹性为

Vsmax1.4513.986Vsmin0.364

(2)提馏段：

由图可知，该塔德操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图可读得：

Vsmax1.834m3/s，Vsmin0.433m3/s

所以，塔德操作弹性为

Vsmax1.8344.242

Vsmin0.433

四、设备的计算及选型

4.1冷凝器负荷

按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，采用25

C的水作为冷却剂，逆流操作，则

QWr1r1VMVDr1 查液体的气化潜热图，可知塔顶温度81.630C下，

乙醇的气化潜热：rA水的气化潜热：rB

863KJ/kg

2385KJ/kg

r1rxii8630.84084610.840823851840212.53kJ/kmol

故Q100.30240212.53/36001120.39kJ/s又由于QKAtm

则tm

t2t181.632581.634545.910C因为K750J/s.(m2.K)

lnln2

81.6345t1

所以A

Q1120.392

32.54mKtm7501045.91



Qc0

，Cp,c4.17kJ/(kg.C)

Cp,ct2t1冷却水的消耗量qm,c

所以qm,c



Qc1120.393600

4836.22kg/h

Cp,ct2t14.1745254.2 再沸器热负荷

采用饱和水蒸汽间接加热，逆流操作，则QWr2r2 查的塔釜温度104.55乙醇气化潜热：rA水气化潜热：rB

C下，

775KJ/kg

2225KJ/kg

r2rxii7750.00003964610.000039622251840049.83kJ/kmol

故Q

LWM

r155.765455.463440049.83/36001115.86kJ/s

因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为：

qm,h

Q1115.86360010.051895.69kg/h

r2225

r_加热蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg

五、浮阀塔工艺设计结果

六、精馏塔设备设计

6.1精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核 6.1.1精馏塔塔体材料的选择

精馏塔塔体材料：16MnR

依据：我们的操作压力是1.03atm，最大的操作温度为104.55℃，并且所要分离的物质是乙醇和水，对材料的腐蚀性不大，在满足条件的材料中16MnR的价格相对便宜，所以选择

16MnR。

6.1.2精馏塔的内径

Di900mm

6.1.3壁厚的计算

16MnR当在6~16mm的范围内时170MPa，操作压力pc119.049kpa，设计压

力为：

p1.1pc130.9539kpa0.131MPa，选取双面焊无损检测的比例为全部，所以

1

计算壁厚：d



2p

pDi

C1C2

0.131900

CC ，取C1=0.6 ，C2=2

21700.13112

所以d0.34720.62.947mm 圆整后取n6mm（因为选用16MnR材料的设备

最小的壁厚为6mm，即min6mm

6.1.4强度校核

(1)求水压试验时的应力。因为

16MnR得屈服极限s345Mpa，所以

pTDie 又因为pT为pTp1，

2e

0.9s

'pT1.25P

，0T0.91350Mp3a1

中较大者，计算比较得：pp10.1310.10.231Mp

Ta0.2319003.4

30.689Mpa

23.4

enC620.63.4mm

代入得：T



T0.9s，水压试验满足要求。

6.2封头的选型依据，材料及尺寸规格 6.2.1封头的选型依据

封头的选型：标准的椭圆封头

选型依据：从工艺操作考虑，对封头形状无特殊要求。球冠形封头、平板封头都存在较大的边缘应力，且采用平板封头厚度较大，故不宜采用。理论上应对各种凸形封头进行计算、比较后，再确定封头形状。但由定性分析可知：半球形封头受力最好，壁厚最薄，但深度大，制造较难，中、低压小设备不宜采用；碟形封头的深度可通过过渡半径r加以调节，但由于碟形封头母线曲率不连续，存在局部应力，故受力不如椭圆形封头；标准椭圆形封头制造比较容易，受力状况比碟形封头好，故可采用标准椭圆形封头。

6.2.2封头材料的选择

封头材料：16MnR

6.2.3 尺寸规格 6.2.4封头的高

因为长轴：短轴=2 即：

D900Di

225mm 2所以hii

442hi

其中Di——精馏塔的内径

hi——封头的高

直边高度为：h2

25mm（查JB/T4337-95可知）

6.2.5封头的壁厚

计算壁厚：对于标准椭圆封头，K=1取封头是由整块钢板冲压而成1，所以

d

pDi0.131900

CC2.62.947mm圆整后取n6mm 1221700.13120.5p

强度校核

校核筒体与封头水压试验强度，根据式T



pTDie

0.9s式中

2e

pTp10.1310.10.231Mpa，enC620.63.4mm

0.2319003.4

30.689Mpa，T0.9s满足条件。且 s345Mpa，T

23.4

enC620.63.4mm，T0.9sDi0.15%9000.15%1.35mm

所以e>Di0.15%满足条件。

6.3精馏塔的塔板类型选择

塔板类型：浮阀塔

依据：泡罩塔结构复杂，造价高，气体通过每层塔板的压降大。筛板塔没有升气管和泡罩，筛板塔操作时液体横过塔板，气体则自板上小孔（筛孔）鼓泡进入板上液层。当气速过低时筛孔会漏液；若气速过高，气体会通过筛孔后排开板上液体径自向上方冲出，造成过量液沫

夹带即严重轴向混合。与之相比浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大20%~40%，操作弹性可达7~9，板效率比泡罩塔约高15%，制造费用为泡罩塔的60%~80%。所以采用浮阀塔。

6.4塔板结构及与塔体的连接形式

塔板设计要求：应满足具有良好的拐度并且方便拆装塔板形式：自身梁式塔板

塔板结构：矩形板。它是将矩形板沿其长边向下弯曲而成，从而形成梁和塔板的统一整体。自身梁式矩形板仅有一边弯曲成梁，在梁板过渡处有一凹平面，以便与另一塔板实现搭接安装并与之保持在同一水平面。连接形式：根据人孔位置及检修要求，分块式塔盘板间的连接分为上可拆连接和上下均可拆连接两种。常用的紧固件式螺栓和椭圆垫片。塔盘板安放于焊在塔壁上的支持圈上。

6.5降液管的形式

采用弓形降液管

依据：因为弓形降液管具有较大的降液面积，气液分离效果好，降液能力大。

6.6受液盘的设计

采用凹形受液盘

依据：因为它可保证液体采出侧线满液，即使在高蒸汽流速和低液体流量下仍能保证液封，对流出降液管的液体有缓冲作用，减少对塔盘入口区的冲击力。

6.7塔节的设计

因为塔的直径Di

900mm>800mm,如果再采用整块式塔盘，则由于刚度的要求，势必要增

加塔盘板的厚度，而且在制造、安装和检修等方面很不方便。为了便于安装所以采用分块式塔盘。查表得，塔板分为3块。此时，塔盘无需分成塔节。

6.8塔体各部分高度设计

6.8.1精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度的计算：Z1(N11)0.352.1m 提馏段有效高度的计算：Z2

(N21)0.354.2m

12

每隔7层塔板开一人孔，人孔高度为0.45m，人孔数：np塔顶间距：H11m，塔底空间高度：H2



2m，进料板处板间距：HF0.4m

塔高：

HNnpnF1HTnpHPH1H2HDHBnFHF

212113502600600200010002000140013.15m

6.9塔体各开孔补强设计 6.9.1 开孔补强设计方法

等面积补强法

(1)适用的开孔范围圆筒当内径Di大直径d

1500mm时，开孔最大直径dDi且d520mm。凸形封头的开孔最

Di

(2)内压容器开孔所需补强的面积 1、壳体开孔所需补强面积

内压容器的圆筒、椭圆形封头开孔够所需的补强面积为Ad2et式中d——开孔直径，圆形孔取接管内直径加两倍壁厚附加量，mm

——壳体开孔处的计算厚度，

1fr mm2

et——接管有效厚度

fr——强度削弱系数，等于设计温度下接管材料与壳体材料许用应力之比值，当该比

值大于1.0时，取

fr1.0

壳体开孔处的计算壁厚按以下公式计算

（a）圆筒：

2p

pDi

（b）椭圆形封头：

KipDi

20.5p

所以圆筒所需的补强面积为：

6.9.2开孔补强结构设计

(1)补强形式外加强接管

依据：外加强接管结构简单，加工方便，又能满足补强要求，特别适用于中低压容器的开孔补强。

(2) 补强结构采用整段件补强

依据：这种结构是将接管与壳体连同加强部分作成整体锻件，然后与壳体焊在一起。其优点是补强金属集中于开孔应力最大部分，应力集中现象得到大大缓和。

6.10塔体各接管设计（选型、尺寸、连接形式、是否补强）

6.10.1各接管尺寸的确定

表接管长度h （mm）

(a) 进料管查的94℃时，A故f

730kg/m3，B962.54kg/m3



858.12kg/m3

10.382/962.54

FMf

进料体积流量：Vsf

f



72.71723.45

0.000552m3/s 取适宜的输送速度

858.123600

uf

2.0m/s，故d0.0188m 经圆整选取热轧无缝钢管

40.000552

1.433m/s 2

3.140.022

（GB8163-87），规格：325mm 实际管内流速：uf设保温层，所以查表知接管长度：h150mm (b) 釜残液出料管釜残液的体积流量：Vsw



WMw

w



55.463418.0011

0.00029m3/s 取适宜的输送速

9553600

度：uf



1.5m/s，则d

0.0157m经圆整选取热轧无缝钢管

40.00029

1.14m/s

3.140.0182

（GB8163-87），规格：327mm 实际管内流速：uf不设保温层，所以查表知接管长度：h100mm (c) 回流液管回流液体积流量：VsL



LML

L



83.58532.3472

0.00094m3/s

802.3653600

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度

ul0.5m/s那

么

d

094

0.04m89经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：.5

40.00094

0.46m/s

3.140.051不设保温层，所以查表知接管长度：h100mm

573mm 实际管内流速：ul

(d)塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量：VSV



VMV

V



100.30241.5424

0.877m3/s取适宜的速度

36001.32

uv

20m/s，那么d0.236m经圆整选取拉制黄铜管，规格：

40.877

17.88m/s 2

0.25

不设保温层，所以查表知接管长度：h150mm

2605mm，实际管内流速：usv

6.11塔体手孔及人孔的设计

人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成。根据精馏塔是在常温最高工作压力为0.131Mpa的条件下工作，人孔标准应按公称压力为常压的等级选取。从人孔类型系列标准可知，该人孔标记为：HG21515-95 人孔FSⅡⅢ（A.G）450-常压公称直径DN=450mm

人孔数：每隔7层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m，人孔数：np

12



6.12.除沫器的设计

采用丝网除沫器

依据：丝网除沫器具有比表面积大，重量轻，空隙率大以及使用方便等优点。特别是它具有除沫效率高，压力降小的特点，因而是应用最广泛的除沫装置。合理的气速食除沫器取的较高的除沫效率的重要因素。实际使用中常用的设计气速取1~3m/s。丝网层的厚度按工艺条件由试验确定。当金属丝直径为0.076~0.4mm，网层重度为480~5300N/m，在上述适宜气速下，丝网层的畜液厚度为25~50mm，此时取丝网厚度为100~150mm，可获得较好的沫效果。

6.13.支座设计

选型：圆筒型裙座

6.13.1 精馏塔塔体质量：

精馏塔内径Di

塔高h=12.8m查《化工设备设计基础》附表四，6mm900mm，n6mm，

厚的16MnR的每米质量q134kg/m所以：

m1qh13412.81715.2kg

6.13.2封头质量：

封头内径Di

900mm，n6mm，6mm厚的16MnR材质封头的质量q45.2kg/m

m2q2245.290.4kg

13.3 塔内物料质量估算

精馏塔体积：V物料密度：

(

Di20.9

)H()212.88.14m3 22

精提803.605904.76854.18kg/m3 22

塔内物料质量：m3

Vkg

13.4 附件质量

人孔约重200kg，其他接管的总和按300kg计算则附件质量：m4

42003001100kg

13.5设备总质量

mm1m2m3m41715.290.46953.0211009858.62kg

塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的

主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。

20002160.2~0.41031632mm

基础环外径：Dbo20002160.2~0.4102432mm

基础环内径：Dbi

Dbi圆整：1800mm ，Dbo2600mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，

考虑到再沸器，裙座高度取2m。地角螺栓直径取M30。

参考文献

1 涂伟萍，陈佩珍等．化工过程及设备设计．北京：化工工业出版社，2004 2 谭蔚等．化工设备设计基础．天津：天津大学出版社，2007

3 匡国柱，史启才等．化工单元过程及设备课程设计．北京：化工工业出版社，2007 4 柴诚敬等．化工原理．北京：高等教育出版社，2006

5 王志文,蔡仁良等．化工容器设计．北京：化工工业出版社，2005