塔板式精馏塔设计(图文表)
（一）设计方案的确定
本设计任务为乙醇-水混合物。设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。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人精馏塔内。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。该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。塔釜采用间接蒸汽加
热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol
纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmol
x F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174
x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779
x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.002
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol
M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol
M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol
3.物料衡算 D=30024812.3948000000??=167.454 kmol/h
F=D+W
F ·x F =D ·x D +W ·x W
解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h
｛
（三）塔板数的确定
1.回流比的选择
由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；
由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877
取比例系数为1.5，故操作回流比R为
R=1.5×0.877=1.316
2.精馏塔的气液相负荷的计算
L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/h
V=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h
L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h
V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h
3.操作线方程
精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779
即：y=0.568x+0.336
提馏段操作线方程为 y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F
q D R D F )1()1(--+-x W =1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002
即：y=2.519x-0.003
4.采用图解法求理论塔板数
总理论塔板层数 N T=13
进料板位置 N F=第10层
5.全塔效率的计算
查上图可知，t D=78.43 o C t W=99.53 o C
t平均= t D t W=88.35 o C
塔顶P乙醇=101.749 KPa P水=44.607 KPa
α顶=2.281
塔底P乙醇=222.502 KPa P水=99.754 KPa
α底=2.231
α平均=α顶α底=2.256
平均温度下μA=0.38 mPa·sμB=0.323 mPa·s
μL=x AμA+(1-x A)
μB=0.079×0.38+(1-0.079)×0.323=0.327 mPa·s 查蒸馏塔全塔效率图，横坐标为α平均μL=0.738
可查得E T=52％
6.实际板层数求取
精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18
提馏段实际板层数N提=4/0.52= 7.69≈8
（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力计算
塔顶操作压力P D=101.3 KPa
单板压降△P=0.7 kPa
进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa
塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa
精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa
2.操作温度计算
计算全塔效率时已知
塔顶温度t D=78.43 o C
进料板温度 t F=83.75 o C
塔底温度t W=99.53 o C
精馏段平均温度
t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C
提馏段平均温度
t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741
M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/mol
M LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol
进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C
由y F=0.518 查上图可得x F=0.183
M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol
M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol
精馏平均摩尔质量
M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/mol
M Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol
4.平均密度计算
气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+??=1.321 kg/m
3 液相平均密度计算
液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算
塔顶液相平均密度计算
t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3
ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3
进料板液相平均密度计算
t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3
ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3
塔底液相平均密度计算
t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3
ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3
精馏段液相平均密度计算
ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3
提馏段液相平均密度计算
ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 3
5.液体平均表面张力计算
液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算
塔顶液相平均表面张力计算
t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m
σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m
进料板液相平均表面张力计算
t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m
σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m
塔底液相平均表面张力计算
t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m
σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m
6.液体平均粘度计算
液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算
t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·s lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363
μLDm =0.436 mPa·s
进料液相平均粘度计算
t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·s lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452
μLFm=0.353 mPa·s
塔底液相平均粘度计算
t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·s lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544
μLWm=0.285 mPa·s
精馏段液相平均粘度计算
μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s
提馏段液相平均粘度计算
μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s
（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为
V S =ρ3600VM =2.949 m 3
/s
L S =ρ3600LM
=0.0023 m 3/s
查史密斯关联图，横坐标为
Vh Lh (v l ρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2
=0.0196 取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m
， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08
由C=C 20(20L
σ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103
u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7u max =1.788 m/s D=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m
按标准塔径元整后 D=1.4 m
塔截面积A T =(π/4)×1.42
=1.539 ㎡
实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s
2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m
提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m
在进料板上方开一人孔，其高度为 1m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m
（六）塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管
堰长l W =0.7×1.4=0.98 m
2.溢流强度i 的校核
i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准
3.溢流堰高度h W
平直堰堰上液层高度h ow =1000
84.2E （L h /l W ）2/3 由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1
h ow =1000
84.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 m h W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m
4.降液管尺寸计算
查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7
可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151
故 A f =0.093A T =0.143 ㎡
W d =0.151W d =0.211 ㎡
留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求
5.降液管底隙高度h o
h O =L h /3600l W u 0’
=0.0023/0.98×0.08=0.03 m
h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m
6.塔板布置
塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。分为4块。
边缘区宽度确定 W s = W s ’=0.065 m,W c =0.035 m
开孔区面积计算
x=D/2-(W d +W s )=1.4/2-(0.211+0.065)=0.414 m
r=D/2-W c =1.4/2-0.035=0.665 m
故A a =2(x (r 2-x 2)+πr 2/180sin -1
(x/r))=1.046 ㎡
筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性。可选用δ=3mm 碳钢板，取筛孔直径d=5mm 。
孔中心距t=3d=3×5=15 mm
筛孔数n=1.1551.046/0.0152=5369 个
开孔率φ=0.907(d 2/t 2)=10.1％
气体通过阀孔的气速为
u 0=A V =046.1101.0949.2 =30.541 m/s
（七）筛板的流体力学验算
1.塔板压降
干板阻力h c 计算
由c=0.790
h c =0.051（C U
）2(l
v ρρ)=0.044 气体通过液层阻力h l
u a =V s /(A T -A f )=2.944/(1.539-0.143)=2.112 m/s
F o =2.112321.1=2.428 查充气系数关联图得β=0.55 h l =βh L =β(h W +h OW )=0.55(0.0119+0.0481)=0.033 m 液柱
液体表面张力所产生的阻力h σ计算
h σ=4σL /ρL gd=4×56.231/(813.347×9.81×
5)=0.00524m
h p =h p +h l +h σ=0.124+0.033+0.00524=0.162 m 液柱
每层塔板压降
ΔP p =h p ρL g=0.082×813.347×9.81=0.65 KPa ＜0.7KPa
2.液沫夹带
h f =2.5h L =2.5×0.06=0.15 m
故e v =562317.5(2.112/(0.45-0.06))3.2=0.0226＜0.1
本设计中液沫夹带在允许范围内
3.漏液
筛板塔中，漏液点气速
u 0,min =4.4C o ((0.0056+0.13h L -h σ) ρL /ρV )0.5=7.714 m/s 实际孔速 u 0=30.541 m/s ＞u 0,min
稳定系数K= u 0/u 0,min =30.541/7.714=3.967＞1.5
故本设计中无明显漏液
4.液泛
Φ(H T +h w )=0.5×(0.45+0.0481)=0.249 m 液柱
H d =h p +h L +h d =0.162+0.06+0.001=0.223 m 液柱
H d ≤Φ(H T +h w )
故在本设计中不会发生液泛现象
（八）塔板负荷性能图
1.漏液线
V s,min =0.367(4.071+54.119L s 2/3)0.5
操作范围内任取L s 值，算出V s 值，列表如下
L s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V s 0.781 0.811 0.837 0.864
2.液沫夹带线 V s =2.895-14.828 L s
2/3 操作范围内任取L s 值，算出V s 值，列表如下
L s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V s 2.790 2.701 2.587 2.491
3.液相负荷下限线
h ow =100084.2E(3600L s /l W )2/3=0.0119
L s,min =(0.0119×1000/2.84)3/20.98/3600=0.000476 m 3/s
4.液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限
θ=A f H T/L s=4
L s,max= A f H T/4=0.143×0.33/4=0.0059 m3/s
5.液泛线
0.0119V s2=0.114-177L2s-1.048L a2/3
操作范围内任取L s值，算出V s值，列表如下
L s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V s 2.991 2.897 2.759 2.623
6.负荷性能图
依据各线方程绘图如上,上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。读图可得：
V s,max=2.673 m3/s V s,min=0.789 m3/s
故操作弹性为
V s,max/V s,min=2.673/0.789=3.389
（九）精馏塔接管尺寸计算
1.塔顶蒸汽出口管
选u o=20 m/s V D=387.823 kmol/h
M VDm=39.812 g/mol ρVDm=P D M VDm/RT D=1.38 kg/m3 q m=VM VDm=15440 kg/h q v=q m/ρVDm=3.11 m3/s
D=(4q v/πu o)0.5=445 mm
2.进料管
u F=1.6 m/s
在35％乙醇—水溶液在45℃下密度ρ=927kg/m3
M Fm=46×0.174+18×(1.0.174)=21.072 g/mol
F=756.464 kmol/h q mF=FM Fm=4.428 kg/s
q vF=4.78×10-3 m3/s D=(4q vF/πu F)0.5=62 mm
3.回流管
u=1.6 m/s
M m=39.812 g/mol L=220.369 kmol/h
q m=M m L=2.44 kg/s ρ=758.14 kg/m3
q v=3.22×10-3 m3/s D=(4q v/πu)0.5=51 mm
4.塔釜出料管
u w=1.6 m/s
M LWm=18.056 g/mol W=589.01 kmol/h
ρ=957.37 kg/m3 q m=M LWm W=2.95 kg/s
q v=q m/ρ=3.08×10-3 m3/s D=(4q v/πu w)0.5=50 mm
（十）计算结果一览表
序号项目数值
1 平均温度，℃81.09
2 平均压力，kPa 107.6
3 气相流量，m3/s 2.949
4 液相流量，m3/s 0.0023
5 实际塔板数26
6 有效段高度，m 11.8
7 塔径，m 1.4
8 板间距，m 0.45
9 溢流形式单溢流
10 降液管形式弓形
11 堰长，m 0.98
12 堰高，m 0.0481
13 板上液层高度，m 0.06
14 堰上液层高度，m 0.0119
15 降液管底隙高度，m 0.03
16 安定区宽度，m 0.065
17 边缘区宽度，m 0.035
18 开孔区面积，㎡ 1.046
19 筛孔直径，m 0.005
20 筛孔数目5369
21 孔中心距，m 0.015
22 开孔率，％10.1
23 空塔气速，m/s 1.765
24 筛孔气速，m/s 30.541
25 稳定系数 3.96
26 每层塔板压降，Pa 650
27 负荷上限液沫夹带控制
28 负荷下限漏液控制
29 液沫夹带0.0226
30 气相负荷上限,m3/s 0.789
31 气相负荷下限,m3/s 2.673
32 操作弹性 3.389
（十一）塔主体设备图
（十二）评述与讨论
整个设计过程，准备阶段确定设计方案。首先进行精馏塔物料衡算，进而确定塔板数。然后对精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算，进一步对精馏塔塔体工艺尺寸进行计算。接着对筛板的流体力学验算接着做塔板复合性能图，接着对精馏塔接管尺寸计算，最后画主体设备条件图。问题：一开始由于经验主义认为M平均=Ma乘以a%+Mb 乘以b%（a%为质量分数）而后得知M平均=Ma乘以a%+Mb乘以b%（a%为摩尔分数）。我们计算各项的提镏段数据，似乎在后面没有用到。电脑做气液平衡图时，应该选择平滑曲线，我们采用的添加趋势线的办法（使用六次方程），点与线并不能完全重合。
(十三)参考文献
1.黄英.化工过程设计.西北工业大学出版社
2.王志魁,刘丽英,刘伟.化工原理（第四版）.化学工业出版社
3.董宁海.板式精馏塔设计.合肥工业大学
老师发的参考资料
4.