-- -目录设计任务书 (4)第一章前言 (5)第二章精馏塔过程的确定 (6)第三章精馏塔设计物料计算 (7)3.1水和乙醇有关物性数据 (7)3.2 塔的物料衡算 (8)3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率 (8)3.2.2平均分子量 (8)3.2.3物料衡算 (8)3.3塔板数的确定 (8)3.3.1理论塔板数N T的求取 (8)3.3.2求理论塔板数N T (9)3.4塔的工艺条件及物性数据计算 (11)3.4.1操作压强P m (12)3.4.2温度t m (12)3.4.3平均分子量M精 (12)3.4.4平均密度ρM (13)3.4.5液体表面X力σm (13)3.4.6液体粘度μm L， (14)3.4.7精馏段气液负荷计算 (14)第四章精馏塔设计工艺计算 (15)4.1塔径 (15)4.2精馏塔的有效高度计算 (16)4.3溢流装置 (16)4.3.1堰长l W (16)4.3.2出口堰高h W (16)4.3.3降液管的宽度W d与降液管的面积A f (16)4.3.4降液管底隙高度h o (17)4.4塔板布置及浮阀数目排列 (17)4.5塔板流体力学校核 (18)4.5.1气相通过浮塔板的压力降 (18)4.5.2淹塔 (18)4.6雾沫夹带 (18)4.7塔板负荷性能图 (19)4.7.1雾沫夹带线 (19)4.7.2液泛线 (20)4.7.3液相负荷上限线 (20)4.7.4漏液线（气相负荷下限线） (20)4.7.5液相负荷下限线 (21)4.8塔板负荷性能图 (22)设计计算结果总表 (23)符号说明 (24)关键词 (25)参考文献 (25)课程设计心得 (26)附录 (27)附录一、水在不同温度下的黏度 (27)附录二、饱和水蒸气表 (27)附录三、乙醇在不同温度下的密度 (27)精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔设计二、设计条件（1）处理量：60000（吨/年）（2）料液浓度：30（wt%）（3）产品浓度：92.5（wt%）（4）易挥发组分：99.9%（5）每年实际生产时间：7200小时/年（6）操作条件：精馏塔塔顶压力常压进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽单板压降不大于0.7kPa乙醇-水平衡数据自查（7）设备类型为浮阀塔三、设计任务1、精馏塔的物料衡算2、塔板数的确定3、精馏塔的工艺条件及有关数据的计算4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算5、塔板主要工艺尺寸的计算6、塔板的流体力学验算7、塔板负荷性能图（可以不画）8、精馏塔接管尺寸计算9、绘制工艺流程图10、对设计过程的评述和有关问题的讨论乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计第一章前言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。

在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。

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。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。

浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。

F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（168-68），F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。

浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。

2、操作弹性大。

3、塔板效率高。

4、气体压强降及液面落差较小。

5、塔的造价低。

浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

第二章精馏流程的确定乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

其中工艺流程图见图。

其中精馏塔选用F1型重阀浮阀塔。

图2-1乙醇-水精馏塔工艺流程简图第三章精馏塔设计物料计算在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为30%，产品浓度为92.5%，易挥发组分回收率99.9%。

年生产能力20000吨/年操作条件：①间接蒸汽加热②塔顶压强：4atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料3.1查阅文献，整理有关物性数据⑴水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度20℃3/kg m沸点101.33kPa℃比热容(20℃)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa.s导热系数(20℃)ω/(m.℃)表面X力3σ⨯10(20℃)N/m水2H O18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8乙醇25C H OH46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表3—1所示。

表3—1乙醇—水系统t—x—y数据沸点t/℃乙醇摩尔数/%沸点t/℃乙醇摩尔数/% 气相液相气相液相99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44 99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78 99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22 99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70 99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28 99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29 98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71 97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69 95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93 91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26 87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83 85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91 83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40 82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.413.2 塔的物料衡算3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率=+=18/7046/3046/30xF0.144=+=18/5.746/5.9246/5.92x D 0.828=+=18/9.9946/1.046/1.0x w 0.000393.2.2平均分子量M F==-+⨯18144.0146144.0）（22.03km ol kg=-+⨯=18828.0146828.0M）（D41.18km ol kgMw==-+⨯1800039.014600039.0）（18.01km ol kg3.2.3物料衡算总物料衡算 7200/20000000''D =+W易挥发组分的物料衡算 7200/200000003.0'001.0'D 925.0⨯=+W 联立以上二式得h kg 8.2777'F =h km ol 09.12603.22/8.2777F == h kg 9.898'D =h km ol 83.2118.41/9.898D == h kg 9.1878'W =h km ol 26.10401.18/9.1878W ==3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数N T 的求取 （1）根据乙醇—水气液平衡表（2）求取最小回流比R min 和操作回流比R因为乙醇—水不是理想体系，当操作线与q 线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经于平衡线相切，如图2-2点g 所示，此时恒浓区出现在g 点附近，对应回流比为最小回流比。

由点（x D ，x D ）向平衡线做切线，切线斜率为1minmin+RR 。

图3-2R min =1..58，由工艺条件决定R=1.6R min 故取R=2.258由于采用泡点进料，所以q=1 3.3.2求理论塔板数N T 回收率乙醇的回收率为：%55.99%100=⨯=FDFx Dx H 水的回收率为：%56.96%100)144.01(09.126)00039.01(26.104)1()1(=⨯-⨯-⨯=--=F W x F x W H精馏段操作线方程为235.0717.0y +=x 提馏段操作线方程为000528.0'354.2'''''-=---=x x WL Wx W L L y W 采用直角梯级法求理论板层数，如图3-3所示，在塔底或恒沸点附近作图时需要将图局部放大，如图3-4和3-5。

图3-3图3-4图3-5图3-6求解结果为：总理论板数N T =15.7 精馏段理论板数为12层 进料板为第13层 提馏段理论板数为3.7层 实际塔板数的确定 全塔效率μmTlg 616.017.0E-=根据塔顶、塔底液相组成查图3-6，求得塔平均温度为89.18℃，该温度下的进料液相平均粘度为：μμμ水乙醇）（144.01144.0m-+=334.03202.0)144.01418.0144.0m=⨯-+⨯=（μ46.0463.0334.0lg 616.017.0ET≈=-=实际塔板数 精馏段塔板数：2709.2612EN T≈==精 提馏段塔板数：904.87.3EN T≈==提总塔板数为36层3.4塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算： 3.4.1操作压强P m塔顶压强kPa 3.1053.1014P D =+=，取每层塔板压降kPa 7.0P =∆ 进料板压强kPa 2.1247.0273.105P F =⨯+= 精馏段平均操作压强kPa 75.11422.1243.105P m =+=3.4.2温度t m根据操作压强，依据安托因方程及泡点方程试差计算得：塔顶℃27.78t D =，进料板 则精馏段平均温度℃，精47.81267.8427.78t m =+=℃67.84t F =3.4.3平均分子量M 精 求平均相对挥发度塔顶、进料板、塔底操作温度下纯组分的饱和蒸汽压P 0表3-2塔顶 24.227.4533.101PP 0B0A D ===α 进料板20.268.5896.128F ==α 塔底 20.233.10105.223W ==α全塔平均相对挥发度为22.220.224.2WD=⨯==ααα相平衡方程x22.11x22.2x 11x y +=-+=）（αα（1）塔顶828.0y x1D==684.0xD=kmol kg /18.4118)828.01(46828.0M VD=⨯-+⨯= kmol kg /15.3718684.0146684.0M LD=⨯-+⨯=）（（2）进料板402.0yF=233.0x F =kmol kg /26.2918402.0146402.0MVF=⨯-+⨯=）（ kmol kg /52.2418233.0146233.0MLF=⨯-+⨯=）（精馏段的平均摩尔质量kmol kg /22.35226.2918.41M V =+=，精kmol kg /14.28252.2415.37M L =+=，精3.4.4平均密度ρM （1）液相密度ρML ， ρωρωρBL BAL AML 1，，，+=塔顶：5.972075.0789925.01ML +=ρ，3.800ML =ρ，kg/m3进料板上由进料板液相组成233.0xA=44.018233.0146233.046233.0A =⨯-+⨯⨯=）（ω2.92444.017.79644.01ML -+=ρ，4.863MLF =ρ，kg/m 3故精馏段平均液相密度85.83124.8633.800M L =+=ρ精，kg/m 3（2）气相密度ρMV ，37.147.81273314.822.3575.114RTP M V =+⨯⨯==）（精精，M ρkg/m 33.4.5液体表面X 力 σmσσi n1i i mx ∑==m /mN 85.1463.0828.018.17828.0Dm =⨯-+⨯=）（，σm /mN 20.462.0233.0116233.0Fm =⨯-+⨯=）（，σm /mN 53.9220.485.14m =+=σ，精 3.4.6液体粘度μmL ，μμin1i i mL x ∑==，s mPa 519.037.0828.0155.0828.0DL •=⨯-+⨯=）（，μ s mPa 302.029.0233.0134.0233.0L •=⨯-+⨯=）（，Ｆμs mPa 4105.02302.0519.0M L •=+=μ精，3.4.7精馏段气液负荷计算h kmol RD L /19.5583.21258.2=⨯==h kmol D L V /02.7783.2119.55=+=+=00052.085.831360014.2819.553600L m L L s M L =⨯⨯==ρ精，精m 3/s55.037.1360022.3502.773600V m V V s M V =⨯⨯==ρ精，，精m 3/s第四章 塔和塔板主要工艺尺寸计算4.1塔径气体负荷系数2.002.020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C ,由图4-1史密斯关联图,查得20C ，图中的横坐标为 0233.037.185.83155.000052.02/1V L =⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ρρs s V L初取板间距离m 45.0H T =，取板上液层高度m 07.0h L = 故m 38.0h H L T =-查图4-1可得075.0C20=，故065.02053.90750.0202.0202.0=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m CV V L /6.137.137.185.831065.0max =-⨯=-=ρρρμ 可取安全系数0.7，则s /m 12.16.17.07.0u u max =⨯==m V D s791.012.155.044=⨯⨯==ππμ取标准塔径圆整为0.8m 塔截面积为 222503.08.044m D A T =⨯==ππ实际空塔气速为s m A V T s /093.1503.055.0===μ4.2精馏塔的有效高度计算 精馏段有效高度为m 7.1145.01271H N ZT =⨯-=-=）（）（精精提馏段有效高度为m 6.345.0191H N ZT =⨯-=-=）（）（提提在进料板上设一个人孔，高为0.6m ，提馏段设三个人孔，高为0.6m 故精馏段有效高度为11.7+3.6+0.8⨯4=19.1m4.3溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰 4.3.1堰长l W 取堰长D 75.0lW=m 6.08.075.0D 75.0l W =⨯==4.3.2出口堰高h Wh h hOW L W-=由75.08.06.0D l W ==，m 71.600052.03600w6.0l L 5.25.2S =⨯=，查图4-1知E 为1.02，根据下式计算m 0062.002.1100084.2w s E 100084.26.000052.03600L L h3232=⨯==⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛OW故m 06938.00062.007.0h w =-=4.3.3降液管的宽度W d 与降液管的面积A f由75.08.06.0D l W ==查图4-2得8.017.0D A A W T d ==f，故m 136.0D 17.0W d ==()04.0408.0D A 2==πf m2液体在降液管中停留时间s 6.3400052.045.004.0LH A ST=⨯==f τ（〉5s 符合要求）4.3.4降液管底隙高度h o取液体通过降液管底隙的流速为0.08m/s 则m 011.008.06.000052.0ul L h 'ow S o =⨯=⨯=m 05838.0011.006938.0hh ow=-=-（〉0.006m ）符合要求。