酒精-水精馏塔详细计算书(word)

w分类号 学校代号 UDC 学 号

化工原理课程设计

酒精连续精馏塔的设计

浮阀塔

设

计

者 吴 悦

化学工程与工艺 化学与化工学院

2012.7.7

指导老师 专业名称 所在学院 提交日期

一、设计任务

设计乙醇-水分离塔，分离要求如下：

1. 乙醇－水混合物，含乙醇（质量），温度

2. 产品：馏出液含乙醇（质量），温度 按间接蒸汽加热计，釜液含乙醇（质量）。

3. 生产能力：日产酒精（指馏出液）吨；

4. 热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为。

二、工艺流程图

图2-1 乙醇-水分离工艺流程图

三、物料衡算

已知参数：

乙醇（1）-水（2）精馏塔塔顶、塔底的组分为如下： 塔顶：ωD1=0.9 ωD2=0.1 进料：ωF1=0.36 ωF2=0.64 塔釜：ωW1=0.0006 ωW2=0.9994 产量：48000 kg/d=2000kg/h

1. 计算乙醇摩尔分数

M1=46.07 kg/mol， M2=18.02 kg/mol

xF

=

0.36

M1==0.18 F1F2++

M1M246.0718.020.9

M1==0.78 D1D2++

M1M246.0718.02

ωF1

ωD1

xD

=

xW

=

0.0006

M1==0.000235 W1W2++

46.0718.02M1M2

ωW1

2. 计算平均摩尔质量

MF=xfM1+(1-xf)M2=0.18⨯46.07+(1-0.18)⨯18.02=23.08

同理可计算得：

3MD=39.86 MW=18.0

3. 物料衡算

qm,D+qm,W=qm,F=2000+qm,W

qm,D⨯0.9+qm,W⨯0.0006=qm,F⨯0.36

联立上面两式，解得

qm,F=5005kg/h qm,W=3005kg/h

所以

qn,D=

mD2000

==50.17kmol/h MD39.86

qn,F=

mF500.5

==216.87kmol/h MF23.08

qn,W=

mW3005

==166.70kmol/h MW18.03

四、乙醇-水精馏塔工艺计算

1. 分离参数

查表得，进料浓度的泡点为83.24℃，塔顶浓度的露点为78.44℃，塔釜浓度的泡点为100℃。采用泡点进料，由于泡点进料有利于提高能量利用率，减少塔板数。 2. 计算最小回流比 Rmin，并选定合适的操作回流比R

在直接坐标系中做出乙醇-水的x-y平衡相图，利用图解法求最小回流比Rmin，具体步骤如下：

1） 将乙醇-水的平衡线进行衰败拟合，得到公式：

y=-0.41511exp(

求导

-x-x

)+(-61396.78128)exp()+61397.19783

0.[1**********].78368

y'=-0.41511exp(

-x-1-x-1

)⨯()-61396.78128exp()⨯()

0.036790.[1**********].[1**********].78368

带入（xD，xD），利用EXCEL单变量求解得x=0.279，y=0.55661，y’=0.5085。 2） Rmin/(Rmin+1)=y’=0.5085

Rmin=1.035

R=2Rmin=2.0695

3） 做出q线和提馏操作线，如下图所示：

图4-1 图解法计算图

由上图数得，含再沸器共需理论塔板10块，进料板位置为从塔顶数起第8块塔板。

3. 用内插法计算各处温度

下表为温度与组分的对应数据：

根据上表数据，用内插法求得：

4. 计算相对挥发度

所以，平均相对挥发度：

α+α

α=DW=2.25

2t+t

t=DW=89.21

2

5. 塔板效率

查表得乙醇和水的粘度，用内插法计算平均温度89.21℃时的组分和粘度：

μ乙醇=0.374mPa·s μ水=0.3165 mPa·s x1=0.382 x2=0.618 y1=0.07038 y2=0.92926

μL=x1μ1+x2μ2=0.382⨯0.3740+0.618⨯0.3165=0.3385

μV=y1μ1+y2μ2=0.07038⨯0.3740+0.92926⨯0.3165=0.32

E=0.492(α⨯μL)-0.245=0.492⨯(2.254⨯0.3385)-0.245=52.57%

实际塔板数：

E=

N=

NT

N

NT10

==19.02，所以实际塔板数为20块。 E0.5257

气液负荷计算6. 精馏段:

V=(R+1)D=(2.069+1)⨯50.17=153.99kmol/h

L=RD=2.069⨯50.17=103.82kmol/h

提馏段：

L'=L+qF=103.82+1⨯216.87=320.69kmol/h

V'=V+(q-1)F=153.99kmol/h

1) 温度

2) 密度

精馏段：

t1=86.812oC

-

-

ML1=46.07⨯0.4337+18.02⨯(1-0.4337)=30.1845kg/kmol

MV1=46.07⨯0.0954+18.02⨯(1-0.0954)=20.6962kg/kmol

-

提馏段：

t2=97.593oC

-

100-95.597.593-95.5

液相组成x1= →x1=0.0909 x1=0.9091

0-17x1-17气相组成y1:

100-95.597.593-95.5

= →y1=0.0102 y1=0.98980-19y1-19

ML2=46.07⨯0.0909-18.02⨯(1-0.0909)=20.5697kg/kmol MV2=46.07⨯0.0102-18.02⨯(1-0.0102)=18.3051kg/kmol

同理，求得在t1与t2下的乙醇密度，

-

-

-

-

t1=86.812℃ ρ乙=727.8256kg/m3，ρ乙=948.2761kg/m3 t2=97.593℃ ρ乙=717.9256kg/m3，ρ乙=960.0608kg/m3

3) 流量

-

-

在精馏段，t1=86.812oC

液相密度：

-

1

ρL

气相密度：

=

1

0.43370.5663

+ ⇒ρL1=838.1775kg/m3

727.8256948.2761

ρV=

1

20.6962⨯273.15

=0.70111kg/m3

22.4⨯(273.15+86.812)

质量流量：L1=ML1L=30.1854⨯103.8245=3133.89kg/h

V1=MV1V=20.6962⨯153.99=3187.0905kg/h

体积流量：Ls1=

L13133.89==0.00104m3/s

3600ρL13600⨯838.1775

Vs1=

V13187.0905

==1.2627m3/s

3600ρV13600⨯0.70111

在提留段，t2=97.593oC

液相密度：1

-

ρL

气相密度：

2

0.09090.90913

=+ ⇒ρL2=931.5029kg/m717.9256960.0608

ρV2=18.3051⨯

273.151

⨯=0.6021kg/m3

22.4273.15+97.593

质量流量：L2=ML2L'=20.5697⨯320.69=6569.5649kg/kmol

-

V2=MV2V'=18.3051⨯153.99=2818.88kg/kmol

-

体积流量：Ls2=

L26596.5649==0.001967m3/h

3600ρL23600⨯931.5029

V22818.88

==1.30054m3/h

3600ρV23600⨯0.6021

Vs2=

7. 混合液体表面张力

二元有机物水溶液表面张力可用下列各式计算：

公式：σm

注：σw=

1/4

=ϕswσ1/4w+ϕsoσo

1/4

xwVwxoVo

ϕsw=xswVm/Vs ϕso=xsoVo/Vs σo=

xwVw+xoVoxwVw+xoVo

A=B+Q

2/3ϕw2qσoVo2/3

B=lg() Q=0.441⨯()[-σwVw]

ϕoTq

ϕsw2

A=lg) ϕ sw +ϕso=1

ϕso

式中下角标，w、o、s分别代表水、有机物及表面部分，Xw、Xo指主体部分的分子数，VW、VO指主体部分的分子体积，δW、δO为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。

1）精馏段t1=86.812oC

-

V1=

M1

=

M46.0718.023

=63.3cm3/molV2=2==19cm/mol

ρ1

727.8256 ρ2948.276

内插法求得表面张力：

σ乙醇=16.5029

σ水=63.3

φ22(x2V2)2[(1-xφ==1)V2]2

=0.1104121xV11(x2V2+xV11)xV11(x2V2+xV11)

B=lg(φ2

2φ)=lg0.110412=-0.95698

1

qσ2/3

Q=0.441⨯(T)[1V1q-σ2/32V2] =-0.7486

A=B+Q=-1.7056

lg(φ2

A=s1φ) φs2+φs1=1 φs1=0.8695 φs2=0.1305

s2

σ1/41/4m=φs2σ2+φs1σ1/41

所以：σm=20.1105

2）提馏段t-

2=97.593oC

V1=

M1

ρ=

46.07717.9256=64.171cm3/molVM18.023

2=2==18.7c71

ρ960.06m

2内插法求得表面张力：

σ乙醇=15.4407

σ水=59.2573

/mo

l

φ22(x2V2)2[(1-x1)V2]2

===2.18φ1xVxV11(x2V2+xV11)11(x2V2+xV11)

φ22

B=lg()=lg0.110412=0.33846

φ1

qσ1V12/3

Q=0.441⨯()[-σ2V22/3] =-0.7013

Tq

A=B+Q=-0.362801

φs12

A=lg() φs2+φs1=1 φs1=0.5234 φs2=0.4766

φs2

σ'm1/4=φs2σ1/42+φs1σ11/4

所以：σ'm=31.01228

8. 塔径初步设计 1) 精馏段

u=安全系⨯umax 安全系=0.6~0.8 ，

umax=C

L-V

ρV

，

C=C20(

σL

20

)0.2

Ls1ρL11/20.001838.17751/2

⨯()=⨯()=0.02844

Vs1ρV11.2630.70111

-0.0=6得板间距：HT=0.4m hL=0.06m HT-hL=0.4查史密期关联图,得C20=0.0708

0.m 34

C1=C20(

σL

20

)0.2=0.0708⨯（

20.1105

）

0.2=0.070920

umax=0.07092.45m/s

u1=0.7umax=0.7⨯2.45=

1.715m/s

D1=

=

=0.9684m，圆整至1m。

AT=0.785⨯12=0.785m2

空塔气速：u1'=

2) 提馏段

1.26

=1.61m/s0.785

Ls2Vs2

⨯(

ρL1/2

)=0.05949ρV

22

HT'=0.4m hL'=0.06m HT'-hL'=0.4-0.06=0.34m

查史密期关联图,得C20=0.069

C=C20(

'1

σL'

20

)0.2=0.069⨯（

31.01230.2

）=0.07569'

umax=2.9761m/s 20

u2=0.7u'max=1.97m/s

D2=

4Vs2

πu2

=

4⨯13812.79/3600

=1.575m

3.14⨯1.97

u'max=0.0856⨯

931.229-0.85659

=2.82m/s

0.85658

u2=0.7u'max=

2.08m/s

D2=

=0.8918m，圆整至1m。

AT'=0.785⨯12=0.785m2

空塔气速：u'2=

9. 塔高

1.3

=1.66m/s0.785

Z=(

NT

-1)HT=7.6E

10. 溢流装置计算

塔径D=1.8m＜2.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，

取lw=0.6D=0.6⨯1=0.6m。

11. 堰高

平直堰，堰上液层高度，how=

2.84LS12/3

E() 近似取E=1 hL=0.06m， 1000lW

精馏段：how=0.00962m

hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m

提馏段：h'ow=0.0147m

h'w=h'L-h'ow=0.06-0.0147=0.0453m

12. 弓形降液管宽度和截面积

宽度：Wd ,截面积Af

由

AflwW=0.6 ,查弓形降液管参数图得=0.0520 d=0.1DATD

精馏段：Af=0.0520⨯0.785=0.04082m2

Wd=0.1D=0.1m

验算液体在降液管中停留时间：

τ=

所以此降液管能用。

3600AfHT

Ls1

=

3600⨯0.0482⨯0.4

=15.72〉5s

0.00104

提留段：A'f=0.04082m2

W'd=0.1D=0.1m

3600A'fHT

Ls2

=

3600⨯0.04082⨯0.4

=8.3〉5s

0.00197

验算停留时间 τ=

所以此降液管可用。

13. 降液管底隙高度

ho=

Lh

选u'o=0.08m/s'

3600lwuo

精馏段：ho=hw-0.00=6

0.0m4〉44

(0.02m~ 0

此降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘。

提馏段：h'o=h'w-0.006=0.0393m〉(0.02~0.025)m

此降液管底隙高度设计合理。

14. 塔板位置及浮阀数目与排列

采用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm 1) 浮阀数

精馏段：

取阀孔动能因子 Fo =10

，则孔速u0=

=11.94m/s， =88.55

每层塔板上的浮阀数为：N=

提馏段：

V2douo4

阀孔动能因子 Fo =10

，则孔速u0=

=12.89m/s， =84.52

每层塔板上的浮阀数为： N=

V'π2douo4

2) 鼓泡区面积

取边缘区宽度： WC=50mm

取泡沫区宽度： WS=80mm 计算塔板上鼓泡区面积，即：

D

-(Wd+Ws)=320mm=0.32m2D

r=-Wc=450mm=0.45m

2

π2x⎤⎡

Aa=2⎢rarcsin

180︒r⎥⎣⎦

π0.32⎤⎡22

=2⨯⎢0.32⨯0.45⨯arcsin=0.4093m

18000.45⎥⎣⎦x=

15. 浮阀排孔 精馏段：

A01=

提馏段：

VS1

=0.10573

t=d=0.07308m u01A02=

VS2

=0.1009

t=d=0.0748mu02

所以，排列方式采用等腰三角形叉排，取统一横排的阀孔中心距t为75mm，由于采用分块式塔板，取孔间距为65mm，如下图排得86孔。

图4-2 阀孔排布图

精馏段：

按N=86重新核算孔速记阀动能因数：

u0=

4V

=12.297m/s 2

πd0N

F0=u

阀孔动能因数Fo变化不大，仍在9~12范围内。 提馏段：

按N=86重新核算孔速记阀动能因数：

u0=

4V'

=12.67m/s2

πd0N

F0=u

阀孔动能因数Fo变化不大，仍在9~12范围内。

16. 开孔率

d0⎫

塔板开孔率=N⎛ ⎪⨯100%=13.08%，

⎝D⎭

对于常压或减压塔，开孔率在10%~14%之间，开孔率合适。

2

17. 塔板流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压强降

气体通过一层浮阀塔板的压强降折合成塔内液体的液柱高度表示为：hp=hc+hl+hσ

18. 干板阻力 精馏段：

uoc=hc=5.37

=13.8696m/s，由于uo＞uoc,故按下式计算干板阻力ρvu0

=0.0346m液柱液柱2ρLg

hl=hl'=0.4hw+how=0.02977hp=hc+hl=0.0644m液柱

单板压降：∆pp=hpρLg=529.46Pa

提馏段：

uoc=hc=5.37

=13.8696m/s，由于uo＜uoc,故按下式计算干板阻力ρvu0

=0.02838m液柱2ρLg

hl=hl'=0.4hw+how=0.03283hp=hc+hl=0.0610m液柱

单板压降：∆pp=hpρLg=559.35Pa

19. 淹塔校核

为了控制淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜的高度，Hd≤Φ(HT+hw)， 精馏段： 由Hd

=hp+hL+hd计算Hd

前面已算出hp =0.0644m液柱，也已选定板上液层高度hL=0.060m，因不设进口堰，故按下式计算hd：

⎛L⎫⎛0.001⎫

hd=0.153 ⎪=0.153⨯ ⎪=0.000233m液柱

⎝0.6⨯0.0444⎭⎝lwho⎭

则 Hd=hp+hL+hd=0.1246m

2

2

取Φ=0.5 ，则Φ(hw+HT) =0.2252m， 可见Hd

由Hd=hp+hL+hd计算Hd

前面已算出hp =0.0612m液柱，也已选定板上液层高度hL=0.060m，因不设进口堰，故按下式计算hd：

⎛L'⎫

hd=0.153 ⎪=0.001066m液柱

lh⎝wo⎭

则 Hd=hp+hL+hd=0.1223m

取Φ=0.5 ，则Φ(hw+HT) =0.2226m， 可见Hd

按以下两式计算泛点率：

泛点率1

=

2

100%

Fp

泛点率2=

2

FT

100%

板上液流面积：Ap=AT-2Af=0.70336m 板上液体流径长度：ZL=D-2Wd=0.8m 精馏段：

式中，由ρV，1 =0.70111kg/m3，ρL，1 =838.18 kg/m3 ；查泛点负荷系数图，得CF ，1=0.088； 又由本混合物为无泡沫正常系统，取物性系数K=1.0，将以上数据代入泛点率公式，得

泛点率1

=

100%=67.8%

Fb

100%=60.85%

泛点率2=

FT

为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。上面两式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev

式中，由ρV =0.60211kg/m3， ρL =931.5 kg/m3 ；查泛点负荷系数图，得CF =0.85；又由本混合物为无泡沫正常系统，取物性系数K=1.0，将以上数据代入泛点率公式，得

泛点率1

=100%=63.55%

Fb

泛点率2=

FT

100%=58.9%

为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。上面两式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev

hL=0.06m，HT=0.4m，ε=

AP

，B=0.159，β=0.95，ϕ=0.7 A

m=5.63⨯10-5(

σ0.295ρL-ρV0.425

)()=1.523 ρVμV

e=

提馏段：

B(0.052hL-1.72)u3.7

()=2.087%＜10% β

HTεm

hL=0.06m，HT=0.4m，ε=

AP

，B=0.159，β=0.95，ϕ=0.7 A

m=5.63⨯10-5(

σ0.295ρL-ρV0.425

)()=1.894 ρVμV

e=

符合要求。

B(0.052hL-1.72)u3.7

()=1.04%＜10% β

HTεm

21. 塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 精馏段：

对于一定的物系，及一定的塔板结构，式子ρV，ρL，Ab，K，CF及ZL均为已知值，相应于ρV=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，使得到Vs-Ls的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。

按泛点率80%计算

泛点率=

Fb

100%=80.00%

整理得到雾沫夹带线的方程：V=1.71-37.6L 提馏段：

对于一定的物系，及一定的塔板结构，式子ρV，ρL，Ab，K，CF及ZL均为已知值，相应于ρV=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，使得到Vs-Ls的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。

按泛点率80%计算

泛点率1=

Fb

100%=80.00%

整理得到雾沫夹带线的方程：V'=1.88-42.78L'

2）液泛线

Hd=Φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+hσ+hL+hd

由上式确定泛液线，忽略hσ 。 精馏段：

hc=5.37ρV,1

2uo

2ρL,1g

=5.37

ρV,14V

⨯(2)2=0.02893V2 2ρL,1gπdoN

2

⎛L⎫2

hd=0.153 ⎪=215.754L

⎝lwho⎭

Hd=Φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+hσ+hL+hd= 1.4hw+2how+hc+hd

代入数据整理得：

0.15464=0.02893V+215.754L+1.878L

提馏段：

22

23S

hc=5.37ρV,1

2uo

2ρL,1g

=5.37

ρV,14V

⨯(2)2=0.01674V2 2ρL,1gπdoN

2

⎛L⎫2

hd=0.153 ⎪=275.483L

⎝lwho⎭

Hd=Φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+hσ+hL+hd= 1.4hw+2how+hc+hd

代入数据整理得：

3）液相负荷上限线

0.17732=0.01674V+275.483L+1.878L

22

23S

液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s，则液体在降液管内停留时间应满足下式：

t=

AfHTLs

≥(3~5)s

以t =5s作为液体在降液管中停留时间的下限，求出的液体流量LS值（常数）即为液相负荷的上限线，该线与气体流量VS无关。

Lmax=

4）漏液线

AfHT

5

=0.0032656m3/s

对于F1型重阀，取Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，求出汽相负荷的下限值， 精馏段：

π2即：

V=πd=ouoN

44

提馏段：

即：

V'=

2

o

dπ20.039⨯43

=0.73m58s/

π

4

2d=ouoN

π

4

2

o

dπ0.0329⨯=42

3

0.7m94s/

5）液相负荷下限线

对平直堰 how=0.668E

⎛L⎫

⎪，取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，⎝lw⎭

23

又取E=1，计算L的下限值：

⎛L⎫

0.006=0.668E ⎪

⎝0.6⎭

解得：Lmin

23

=5.10756⨯10-5m3/s

据此可作出液相负荷下限线，该线为与汽相流量无关的竖直直线。

精馏段负荷性能图如下：

图4-3 精馏段负荷性能图

由塔板的负荷性能图可以看出：

1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置； 2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液面落差控制； 3）按照本设计的液气比，由上图可查出

塔板气相负荷上限Vmax=1.6587m3/s，塔板气相负荷下限Vmin=0.7358m3/s，则操作弹性=

Vmax1.6587

==2.254。 Vmin0.7358

提馏段负荷性能图如下：

图4-4 提馏段负荷性能图

由塔板的负荷性能图可以看出：

1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置； 2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液面落差控制； 3）按照本设计的液气比，由上图可查出

塔板气相负荷上限V'max=1.7788m/s，塔板气相负荷下限V'min=0.794m3/s，则

操作弹性=

3

V'max1.7788

==2.24。 V'min0.794

五、主要接管尺寸

1. 塔顶气相出料管

取u=15m/s，由于V=1.263 m3/s，则：

dD=

==327.5mm

查GB-T17395（2008），选用Q345R钢管，外径DO=356mm，壁厚δ=5mm， 则内径Di=346mm。

u=

校核流速

4Vs

=13.45m/s2

πDi

，设备适用。

2. 塔釜气相加热管

取u=15m/s，由于V =1.3 m3/s，则：

dD=

==332.3mm

查GB-T17395（2008），选用Q345R钢管，外径DO=508mm，壁厚δ=9mm，Di=490mm。

u=

4V's

πD2

=13.84m/s校核流速i

，设备适用。

3. 进料管

由上，进料采用泵送，取u=2m/s，由于L=F=216.87m3/h，则：

d==31.2mm

查GB-T17395（2008），选用Q345R钢管，外径DO=34mm，壁厚δ=0.5mm，Di=33mm。

u=1.79m/s

校核流速，设备适用。

4. 塔釜出料管

由上，进料采用泵送，取u=1m/s，由于L=0.003437m3/s，则：

d=

=33.78mm

查GB-T17395（2008），选用Q345R钢管，外径DO=42mm，壁厚δ=0.5mm，Di=41mm。

u=0.68m/s

校核流速

，设备适用。

则内径则内径则内径

5. 回流管

由上，回流液采用强制回流，取u=1.8m/s，即

d=49.29mm

查GB-T17395（2008），选用Q345R钢管，外径DO=60mm，壁厚δ=5mm， 则内径Di=59mm。

u=1.256m/s

校核流速

，设备适用。

六、换热设备计算

1. 塔釜再沸器

选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=3000J/(m2·h·℃) 料液温度：99.99℃——100℃ 热流体温度：120℃——120℃ 逆流操作：

∆t'1-∆t'220-20.01o

∆tm===20.005C'

∆tlnln1

'

20.01∆t2

Q'=q'mr'=3005⨯2318.5=6967074.5kJ/h=1935.3kJ/s

Q'

S='' =32.25m2

K∆tm

'

换热器选型：

根据JB/T 4715-92，选用浮头式换热器，型号为AFM450-1.0-34.6-3/19-2II，材料是Q345R。各参数为壳径450mm，压力1.0MPa，4管程，管径φ19mm×2mm，管长3m，有效面积34.6m2，管数200。

2. 进料加热器

选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=3000J/(m2·h·℃) 料液温度：20℃——95.19℃ 热流体温度：120℃——120℃

逆流操作：

∆t'1-∆t'2

∆tm==52.3oC'

∆tln1

'∆t2

Q'=qmFx1γ1+qmFx2γ2=2853.96kJ/s

Q'

S='' =90.98m2

K∆tm

'

换热器选型：

根据JB/T 4715-92，选用浮头式换热器，型号为AFM700-4.0-99.4-3/19-2II，材料是Q345R。各参数为壳径700mm，压力4.0MPa，2管程，管径φ19mm×2mm，管长3m，有效面积99.4m2，管数574。

3. 塔顶冷却器：

选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=600J/(m2·h·℃) 料液温度：78.43℃——41℃ 热流体温度：25℃——60℃ 逆流操作：

∆t'1-∆t'2o

∆tm==35.1C'

∆tln1

'∆t2

Q'=qmFx1γ1+qmFx2γ2=551.4052kJ/s

Q'

S='' =29.2m2

K∆tm

'

换热器选型：

根据JB/T 4715-92，选用浮头式换热器，型号为AFM400-0.6-30.1-3/19-2II，材料是Q345R。各参数为壳径400mm，压力0.6MPa，1管程，管径φ19mm×2mm，管长3m，有效面积30.1m2，管数174。

4. 塔顶全凝器

乙醇-水精馏塔顶出料温度为78.43℃，物料经过全凝器与冷却水换热，由气相变成液相，此过程只发生相变。

计算热负荷及冷却水量：

查《化学化工物性数据手册》得乙醇汽化焓为845.2kJ/kg，水的气化潜热为2256.9 kJ/kg，由物料衡算得，塔顶乙醇流量为1800.0kg/h，水流量为200.0kg/h。其他下面计算需要用到的物性数据经查表后汇总于下表：

表6-1 计算用物性数据列表

塔顶温度/℃ 塔顶乙醇流量/(kg/h) 塔顶水流量/(kg/h) 塔顶蒸汽流量/(kg/h) 塔顶蒸汽流量/(kg/s) 水气化潜热/(kJ/kg) 乙醇气化潜热/(kJ/kg) 气相比热容cp/(J/kg/℃)

78.430909 1800 200 3187.0905 0.8853029 2318.494 845.2 1604.073

气相平均黏度/(Pa/s) 气相热导率k/(W/m/℃） 冷却水入口温度T1/℃ 冷却水出口温度T2/℃

平均温度T/℃ 冷却水流量m/(kg/s) 冷却水流量V/(m3/s) 冷却水比热容cp/(J/kg/℃)

蒸汽饱和液相密度

ρ/(kg/m3) 饱和乙醇蒸汽黏度

/(mPa/s)

饱和水蒸汽黏度/(mPa/s)

0.011694

冷却水热导率k/(W/m/℃）

0.66335

0.010443

冷却水黏度μ/(Pa/s)

0.00064

734.6662

冷却水密度ρ/(kg/m3)

990.2585 0.32054685 0.15398 25 60 42.5 3.747407053 0.003784272 4.178

热负荷为：Q=845.2⨯1800+2318.5⨯200=3163280.9kJ/h=878.7kJ/s

冷却水进口温度为25℃，出口温度为60℃，平均温度为43℃。查《化学化工物性数据手册》得水的c（43℃）=4.178KJ/（kg•K），则用水量为

Wc=

Q878.7

==6.009kg/s

cpT2-T14.17860-25计算对数平均温差及换热面积：

根据《化工原理》P223，轻有机物与水进行相变换热时，K值大致范围是290~1163W/（m2•K），取K=500 W/（m2•K）。采用逆流换热，对数平均温差为：

∆tm=

∆t2-∆t1(78.43-25)-(78.43-60)

==32.9℃∆t278.43-25

lnln

78.43-60∆t1

。

由于物料发生相变，所以修正系数F=1.0。

换热面积：

S=

Q878.7

==53.44m2

KF∆tm500⨯1.0⨯32.9

换热器选型：

根据JB/T 4715-92，选用浮头式换热器，型号为AFM600-2.5-64.0-3/19-2II，材料是Q345R。各参数为壳径600mm，压力2.5MPa，4管程，管径φ19mm×2mm，管长3m，有效面积64m2，管数370。 传热面积校核： 冷凝传热系数

三角形排列，卧式管排数的影响因子N为，

N=2.08n0.495=2.08⨯3700.495=38.84o

WW5878.724.5

===0.00754[kg/(m⋅s)] 冷凝负荷M=

bLN3⨯38.84

雷诺数Re=

4M

=5686.6 μ

卧式冷凝器冷凝传热系数ho=1.51

冷却水侧传热系数 冷却水流速u=

⎛kρg⎫

W/m2⋅℃⎤⎪=5098.9⎡2⎣⎦

⎝μRe⎭

32

13

m

=16.73m/s，

2ρ1di

42

雷诺数Re=

duρ

=388339 μcpμk=4.26

普朗特数Pr=

对于无相变的管内强制湍流，按Nusselt的计算方法，

k2

hi=0.023Re0.8Pr0.4=50890.9⎡W/m⋅℃⎤ ⎣⎦d

由《化工原理》P222查得两侧热阻，水侧：Ri=0.000344 m2·℃/W，乙醇侧：Ro=0.000172 m2·℃/W，碳钢的热导率为45W/( m2·℃)，所以其热阻为0.002/45 m2·℃/W。 总传热系数U为：

11B1

=+RO+++RiUhokhi

2

U=1655.0⎡W/m⋅℃)⎤(⎣⎦

传热面积：

S=

Q878.7

==58.12m2

U∆tm1655.0⨯32.9

64-58.12

=10.11%

58.12安全系数为有较大余量，可行。

七、设计结果汇总

1. 基本数据

2. 塔体概况

八、机械强度设计与校核

1．简体

对碳素钢：P=101.325kPa，Dn=1800mm ，查表得[σ]=1140公斤力/cm2，υ-焊缝系数取0.9，

δ=

P⨯Dn1.01325⨯1000

+C=+1=1.494 mm

2[σ]φ-P2⨯1140⨯0.9-1.01325

由于刚度条件，筒体厚度最小要3mm考虑到此塔较高，风载荷较大，塔内径不太大，故适当的增加壁厚选10mm，所用材质为A3。

2．封头

封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg=1000mm，查得曲面高度H=263mm，直边高度ho=13mm，内表面积A封=1.1625m2，容积V封=0.1505m3，选用封头EHA型，JB/T4746-2002。 3．吊柱

对于较高的室外无框架是整体塔，在塔顶设计吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济有方便的一项设施，一般取15m以上的塔设吊柱，因此本塔不设吊柱。 4．人孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10~20块才设一个人孔，因此本塔需设2个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为400mm，裙座上应开1个人孔。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。

5．塔总体高度的设计 1) 塔的顶部空间高度

塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块塔板的距离为600mm，塔顶空间高度为1200mm。 2) 底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离。

HB=(tL's⨯60-RV)/AT+（0.5~0.7）=1.656m

3) 塔立体高度

H1=HTN=400⨯19=7.6m

H=H1+HB+H裙+H封+Hn=7.6+1.656+3+0.263+1.2=13.72m

6．机械设备设计 1) 质量载荷

塔体和裙座质量：

mo1=π/4⨯(1.022-1.02)⨯13.72⨯7850=3415.48kg

人孔、法兰、接管等质量：

ma=0.2mo1`=0.2⨯3415.48=683.0964kg

内附件质量：

mo2=π/4⨯20⨯75=1177.5kg

保温层质量（保温层壁厚取3m）:

mo3=π/4⨯(1.222-1.022)⨯(13.72-3)⨯300=1130.93kg

扶梯、平台质量（注：扶梯质量为40kg/m，操作平台共1层，平台宽1.0m，单位质量150kg/m2）

mo4=40⨯40+[(1.22+2.4)2-1.222]⨯150⨯1⨯180⨯π/4=2283.892kg360操作时塔内物料外径：

o

mo5=1.02⨯π/4⨯0.05⨯838.178⨯20=699.92kg

充水质量：

mw=π/4⨯1.02⨯(13.72-3)⨯1000=8414.635kg

塔体和裙座的质量：

mo=mo1`+mo2+mo3+mo4+m05+ma=8690.897kg

最大操作质量：

mmax=mo1+m02+m03+m04+mw+ma=17122.35kg

最小操作质量：

mmin=mo1+0.2⨯m02+m03+m04+ma=7748.897kg

2) 风载荷和弯矩 延塔高度分成两段：

风弯矩：

截面划分：0-0截面为裙座基底截面、1-1截面为裙座人孔处截面、2-2截面为裙座与塔体焊缝处截面。

1-1ii+1nMw=Pi+Pi+1(li+)+n+Pn(li+li+1+li+2+n)

0-0

Mw=853.349⨯10000/2+375.497⨯(10000+3720/2)=4457260N⋅mm

lll

1-1Mw=0.9⨯853.349⨯2-2Mw

10000-1000

+375.497⨯(10000-1000+3720/2)=7533826N⋅mm

2

10000-3000

=0.7⨯853.349⨯+375.497⨯(10000-3000+3720/2)=484920N⋅mm

2

3) 塔体的强度和稳定性校核

PDi

σ1=

4δζ

mgσ2=o

πDiδζ

2-24Mw

σ3=2

πDiδζ

a) 塔底危险截面（2-2）抗压强度及轴向稳定性验算：

σe=10-1=9mm

σ1=σ2=

PDi0.245⨯1000

==6.8MPa4δζ4⨯9

mog8690.897⨯9.81==3.02MPaπDiδζ3.14⨯1000⨯9

2-24Mw4⨯484920σ3===0.03826MPa22

πDiδζ3.14⨯1000⨯9

K[σ]t=1.2⨯163=195.6MPa

K[σcr]t=K⨯0.06Etδe/Ri=1.2⨯108=129.6MPa

该截面上的最大轴向压缩力发生在空塔中，

σmax=σ2+σ3=3.055MPa

所以，因此塔底2-2截面满足抗压强度及轴向稳定条件。

b) 塔底（2-2）截面上的抗拉强度校核 塔底（2-2）截面上的最大拉应力：

σmax=σ1-σ2+σ3=3.83MPa

K[σ]tϕ=1.2⨯163⨯0.9=193MPa

由于σmax

综合以上各项计算，在各种不同危险截面达到要求时，塔体壁厚取δn=10mm，可以满足强度、刚度、稳定性要求。

4) 裙座的强度和稳定性计算 a) 底部（0-0）截面强度校核 操作时全塔质量收起应力：

裙座厚度δ=10mm，厚度附加量τ=2，则有效厚度δes=10-2=8mm。 操作时全塔质量引起的压应力：

Q0-0gσ2==3.394MPa

πDisδes

风载荷引起的0-0截面弯曲应力：

0-0Mw

σ3==0.7098MPa2

0.785Disδes

裙座底部0-0截面强度及轴向稳定性校核

σmax=σ2+σ3≤K[σ]t σmax=σ2+σ3≤K[σcr]t

[σ]t=[σ]2=163MPa，而B=0.06Eδes/Ris=96MPa

σmax=σ2+σ3=4.104MPa

因此满足了强度及稳定性要求。 b) 检查孔处（1-1）截面强度校核

操作时全塔质量引起的压应力：

Q0-0gσ2==10.17MPa

πDisδes

风载荷引起的0-0截面弯曲应力：

0-0Mw

σ3==0.64987MPa2

0.785Disδes

裙座底部0-0截面强度及轴向稳定性校核

σmax=σ2+σ3≤K[σ]t σmax=σ2+σ3≤K[σcr]t

[σ]t=[σ]2=163MPa，而B=0.06Eδes/Ris=96MPa

σmax=σ2+σ3=4.044MPa

因此满足了强度及稳定性要求。

c) 焊缝强度

此塔裙座与塔体采用对接焊，焊缝承受的组合拉应力为：

2-2Mmax

σ==2.9831MPa2

0.785Dieδes

2.9831MPa

满足裙座焊缝强度要求。

5) 水压试验时塔的强度和稳定性验算 a) 水压试验时塔体2-2截面的强度条件

(PT+P')(Di+δe)

σT≤0.9δsφe

2δeφ

式中为液柱静压力，因塔体高约13.72m，故取P'=0.1372MPa。

σT=27.266≤0.9σsϕ=292.5MPa

因此满足水压试验强度要求。

b) 水压试验时裙座底部0-0截面的强度与轴向稳定条件

σ

'

TS

0-00-0Qmaxg0.3Mw=+2

πDisδes0.785Disδes

'σTS=6.133MPa

因此满足强度和轴向稳定性要求。

6) 基础环板设计 a) 基础环内外径确定

Dob=Dis+200=1200mmDib=Dis-200=800mm

b) 混凝土强度校核 正常操作时：

σbmax

0-0

m0gMw

=+=0.1545MPa4422

0.875(Dob-Dib)π(Dob-Dib)

32Dob

水压试验时：

σbmax

0-0

mmaxg0.3Mw

=+=0.2498MPa4422

0.875(Dob-Dib)π(Dob-Dib)

32Dob

以上应力均小于许用值4MPa，满足强度要求。

c) 基础环板厚度设计

采用n=10均布的地脚螺栓，将基础环固定在混凝土基础上，基础环上筋板（设厚度δ

2=24mm）间的距离为：

l=

基础环外伸宽度：

πDob

n

-δ2=

3.14⨯1200

-12=364.8mm

10

b=

Dob-Dos1200-1024==88mm22

b88

==0.24l364.8

两筋板间基础环部分的长宽比：

由矩形板力矩查表得：

Ms=Mx=0.319σb,maxb2=0.469⨯2.07⨯882=7518.12N⋅mm/mm

所以，基础环也采用Q235钢，其厚度为：

δb=

c=2=19.95mm 取δb=20mm

[σ]b为基础环材料的许用应力，一般低碳钢结构取[σ]b=140MPa。

d) 地脚螺栓强度设计

塔设备在迎风侧作用在基础环上的最小应力为：

0-0MwQmin

σB=-=-0.0883MPa4422

π(Dob-Dib)0.785(Dob-Dib)32Dob

由于σb小于0，自身可以稳定，因此须安装6个地脚螺栓。

22

0.785(Dob-Dib)σB

d1=0.25π⨯+C2

n[σ]σt

[σ]bt-地脚螺栓的许用应力，对低碳钢可取为147MPa，C2-腐蚀裕量，一般取2mm

d1=12.96mm

根据标准，地脚螺栓的尺寸不应小于M24，故选用M24的地脚螺栓6个。

根据以上的设计计算，所涉及的塔设备图见A0图纸。