⑴综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。
⑵熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。
⑶树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。
二、设计任务及操作条件在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇－水混合物。
生产能力（塔顶产品）3000 kg/h操作周期 300 天／年进料组成 25% （质量分数，下同）塔顶馏出液组成≥94%塔底馏出液组成≤0.1%操作压力 4kPa（塔顶表压）进料热状况泡点单板压降：≤0.7 kPa设备型式筛板三、设计内容：(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物件数据的计算；(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；(8) 精馏塔接管尺寸计算；(9) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
[ 设计计算 ]（一）设计方案选定本设计任务为分离水－乙醇混合物。
原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84℃后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。
1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。
原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。
其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。
由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。
2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。
3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。
由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。
5由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。
6再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。
冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。
塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。
（二）精馏塔的物料衡算原料液处理量为3000kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成94%（w/w）乙醇。
原料25%（w/w）乙醇水溶液，釜残液含乙醇0.1%（w/w）的水溶液。
分子量M水=18 kg/kmol；M乙醇=46 kg/kmol。
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：x F=（0.25/46）/(0.25/46+0.75/78)=0.1154塔顶摩尔分数：x D=（0.94/46）/（0.94/46+0.06/18）=0.860塔釜残液的摩尔分数：x W=(0.001/46)/(0.001/46+0.999/18)=0.00042原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F=0.1154*46+(1-0.1154)*18=21.2312kg/kmolM D=0.860*46+(1-0.86)*18=42.08kg/kmolM W=0.0004*46+(1-0.0004)*18=18.0112kg/kmol乙醇的物料衡算 19.63*0.1154=0.86*D+0.0004*W解得：塔顶采出量 D=2.626塔底采出量 W=17.004（三）精馏工艺条件计算1.理论塔板数N T 的求取错误!未找到引用源。
确定回流比R乙醇—水属于理想物系，可采用图解法求回流比R和理论塔板数。
错误!未找到引用源。
由手册查得乙醇—水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图。
常压下乙醇—水溶液的t-x-y图常压下乙醇—水溶液的t-x-y图错误!未找到引用源。
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1中对角线上，自点G（0.115，0.115）作垂线ec即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为 y=0.45 x=0.115故最小回流比为R min=(0.86-0.45)/(0.45-0.115)=1.22 取操作的回流比为 R=2R min=2*1.22=2.44 取整 R=2.5错误!未找到引用源。
求气液相负荷L=RD=2.5*2.626=6.565V=（R+1）D=3.5*2.626=9.191L′=L+F=6.565+19.63=26.195V′=V=9.191错误!未找到引用源。
求操作线方程精馏段操作线方程为: Y=L*X/V + D*X D/ V =0.714ⅹ+0.246提馏段操作线方程为: Yˊ= Lˊ*Xˊ/Vˊ - W*X W/ Vˊ=2.85ⅹ′-0.0007⑵确定理论塔板数。
结果见上图，得理论塔板数N T =15块（不包括再沸器），精馏段12块，提馏段3块（不包括再沸器）错误!未找到引用源。
确定实际塔板数。
精馏段实际塔板数 N精 = 12/0.52=23块提馏段实际塔板数 N提 = 3/0.52= 6块精馏塔工艺参数汇总表4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4．1 操作压力计算4.1.1 塔顶操作压力 P D =101.3 ＋4＝105.3 kPa4.1.2 每层塔板压降△P = 0.7 kPa4.1.3 进料板压力PＦ= 105.3 + 0.7 * 23 = 121.4kPa4.1.4 精馏段平均压力 P M = ( 105.3+121.4)/2= 113.35kPa4．2 操作温度计算依据据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇与水的饱和蒸气压由安托因方程[㏑P*=A - B /(T +C)] 计算,计算过程略.计算结果如下:塔顶温度t D = 78.0℃进料板温度 t F = 84 .0℃精馏段平均温度温 tm =( 78.0 + 82.0 ) /2 = 81.0℃4.3 平均摩尔质量的计算由X D=y1=0.86，查平衡曲线得：X1= 0.825塔顶液相的平均摩尔质量：M VDm=0.86×46 +(1-0.86)×18 = 42.08kg/kmolM LDm= 0.825 ×46 +(1- 0.825 )× 18 = 41.1 kg/kmol进料板的摩尔质量，由图解理论板得 y F =0.415由平衡曲线得：X F =0.25M VFm=0.415×46+（1-0.415）×18 = 29.62kg/kmolM LFm=0.25×46 +(1-0.25) ×18 = 25kg/kmol平均摩尔质量：M Vm=(42.08 + 29.62)/2=35.85 kg/kmolM Lm=(41.1 + 25)/2=33.05kg/kmol4.4 平均密度计算气相平均密度计算ρvm = P m * M Vm / R * T m =113.35 * 35.85/8.314 * (81.0 + 273.15)=1.337 kg/m3液相平均密度计算塔顶T D=78℃查手册ρ水= 973 kg/ m3, ρ乙醇= 744.4 kg/m3进料T F=82℃查手册ρ水= 969 kg/ m3, ρ乙醇= 737.3 kg/m3塔顶密度ρLDH= 1/[X D/ρA + (1-X D)/ ρB] = 735.3 kg/ m3进料板的液相质量分数：ɑA= X F*M A/[X F*M A+(1-X F)M B] = 0.46进料板的液相密度:ρLDM= 1/[ɑA /ρA + (1-ɑA)/ ρB]= 833.3 kg/ m3精馏段的平均密度ρLDM=(735.3+833.3)/2 = 784.3kg/ m34.5 液体平均表面张力的计算塔顶表面平均张力由T=78℃查手册得：σ水=62.9mN/m, σ乙醇=18.46mN/m精馏段的有效高度Z精=（N精-1）H T=(23-1)×0.4 = 8.8 m提馏段的有效高度Z提=（N提-1）H T=（6-1）×0.4 = 2m在进料板的上方开人孔其高度为φ=0.8m,故精馏段的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=10.6︽11m6. 塔板主要工艺尺寸的计算.-.-作漏液线1 8.2过量液沫夹带线关系式f h =2.5l h =2.5(h w+ how)得s V =0.11-2.13/2sL （2）m in ,s L =0.0002s m /3（3）可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线38.4 液相上限关系式可作出也气体流量无关的垂直液相负荷下限线4 8.5 液泛线由降液管液泛校核条件式 或 ，将 ，hf 和hd 计算式代入，即：令)(W T dh H H +=ϕ， 由dL p d h h h H ++=；σh h h h l c p ++= ；L l h h β= ；ow W L h h h +=联立得 σββϕϕh h h h h H d c ow W T++++=--+)1()1(忽略σh ，将ow h 与s L ，d h 与s L ，c h 与s V 的关系式代入上式，并整理得3/222s s s L d L c b V a '-'-'=' 式中作掖泛线5根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图所示。
以S L 为横坐标，s V 为纵坐标，作本塔板的负荷性能图（附图）。
图中，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。
由图可读得,该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得V s,max = V s,min = 故其操作弹性为设计计算的主要结果序 号 项 目 数值 1 平均温度t m ，oC 81 2 平均压力P m ，kPa 113.35 3 气相流量V s ，（m 3/s ） 0.07 4 液相流量L s ，（m 3/s ） 0.0001 5 实际塔板数 29 6 有效段高度Z ，m 11 7 塔径，m 0.3 8 板间距，m 0.4 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长，m 0.2 12 堰高，m 0.059813 板上液层高度，m 0.614 堰上液层高度，m 0.000215 降液管底隙高度，m 0.0062516 安定区宽度，m 0.0717 边缘区宽度，m 0.0518 开孔区面积，m2 0.08419 筛孔直径，m 0.00520 筛孔数目 43121 孔中心距，m 0.01522 开孔率，% 10.123 空塔气速，m/s 124 筛孔气速，m/s 8.2525 稳定系数 1.2226 每层塔板压降，Pa 411.627 负荷上限液泛控制28 负荷下限漏液控制29 液沫夹带e v，（kg液/kg气） 0.02530 气相负荷上限，m3/s31 气相负荷下限，m3/s32 操作弹性9.主要接管尺寸的选取9.1 进料管有已知料液流率为5200kg/h,取料液密度为965kg/m3,则料液体积流率为取管内流速uf=0.5m/s,则进料管的直径取进料管尺寸为φ63.5×3.09.2 回流管由已知回流液流率为12298.6kg/h，取回流液密度为742.43kg/m3,则回流液体积流率为取回流管尺寸为φ140×4.59.3 釜液出口管由已知釜液流率为3376kg/h,取釜液密度为920kg/m3,则釜液体积流率取管内流速Uw =0.5m/s，则釜液出口管直径取釜液出口管尺寸为φ57×3.09.4 塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽流速uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径取塔顶蒸气管尺寸为φ180×5.09.5 加热蒸气管取加热蒸气管内蒸汽流速uT=0.6m3/s加热蒸气密度3.25kg/m3,流速取15m/s,则加热蒸气管径取加热蒸气管尺寸为φ245×6。