第一章绪论 (2)一、目的： (2)二、已知参数： (2)三、设计内容： (2)第二章课程设计报告内容 (3)一、精馏流程的确定 (3)二、塔的物料衡算 (3)三、塔板数的确定 (4)四、塔的工艺条件及物性数据计算 (6)五、精馏段气液负荷计算 (10)六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (10)七、筛板的流体力学验算 (15)八、塔板负荷性能图 (18)九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (22)十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (22)第三章总结 (23).乙醇——水连续精馏塔的设计第一章绪论一、目的：通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。

在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。

二、已知参数：（1）设计任务●进料乙醇 X = 25 %（质量分数，下同）●生产能力 Q = 80t/d●塔顶产品组成 > 94 %●塔底产品组成 < 0.1 %（2）操作条件●操作压强：常压●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa●进料热状态：泡点进料●回流比：自定待测●冷却水： 20 ℃●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa●单板压强：≤ 0.7●全塔效率：E T = 52 %●建厂地址：南京地区●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏三、设计内容：（1）设计方案的确定及流程说明（2）塔的工艺计算（3） 塔和塔板主要工艺尺寸的计算（a 、塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；b 、塔板的流体力学验算；c 、塔板的负荷性能图） （4） 设计结果概要或设计一览表 （5） 精馏塔工艺条件图（6） 对本设计的评论或有关问题的分析讨论第二章 课程设计报告内容一、精馏流程的确定乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

二、塔的物料衡算(一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数115.018/7546/2546/25=+=F x86.018/646/9446/94=+=D x0004.018/9.9946/1.046/1.0=+=W x(二) 平均摩尔质量kmol kg M F /22.2118)115.01(46115.0=⨯-+⨯= kmol kg M D /08.4218)86.01(4686.0=⨯-+⨯= kmol kg M W /01.1818)0004.01(460004.0=⨯-+⨯=(三) 物料衡算总物料衡算 F W D =+ 易挥发组分物料衡算 F x W x D x F w D =+ 日生产能力Y=90吨 h kmol T M m D D /21.792408.4280000=⨯=•=联立以上三式得h kmol F /20.621= h kmol D /21.79= h kmol W /99.541=三、塔板数的确定(一) 理论塔板数T N 的求取乙醇、水属理想物系，可采用M.T.图解法求T N1.根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x 图附表 乙醇—水气液平衡数据图：乙醇—水的y-x 图及图解理论板2. 乙醇—水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a （,,,D D x x ）作平衡线的切线并延长与y 轴相交，截距2796.01min =+R x D08.2min =R取操作回流比12.308.25.15.1min =⨯==R R 故精馏段操作线方程 11+++=R x R Ry D即209.0757.0+=x y3.作图法求理论塔板数T N 得层27=T N （包括再沸器）。

其中精馏段理论板数为22层，提留段为5层（包括再沸器），第18层为加料板。

(二)全塔效率T E已知T E =52% (三)实际塔板数N精馏段4352.022==精N 层 提留段1052.05==提N 层 四、塔的工艺条件及物性数据计算以精馏段为例进行计算 （一）操作压强P m塔顶压力kPa P D 3.1053.1014=+= 取每层塔板压强降Pa 7.0k P =△则进料板压强kPa P F 4.1357.0433.105=⨯+= 精馏段平均操作压强kPa P m 35.12024.1353.105=+=（二）温度t m依据操作压力，通过方程试差法计算出泡点温度，其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。

① 方程为B B A Ax p x p P 00+= 式中：x —溶液中组分的摩尔分数；P —溶液上方的总压，Pa ；0p —同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa 。

（下标A 表示易挥发组分，B 表示难挥发组分）② 安托因方程为CT BA p +-=0lg 式中：0p —在温度为T 时的饱和蒸汽压，mmHgT —温度，℃A,B,C —Antoine 常数，其值见下表。

附表 Antoine 常数计算结果如下： 塔顶温度 公式：33.10514.0133.01086.0133.01022821.166896681.765.2223.155404496.8=⨯⨯+⨯⨯+-+-t t℃48.81=D t进料板温度 公式：4.1359356.0133.0100644.0133.01022821.166896681.765.2223.155404496.8=⨯⨯+⨯⨯+-+-t t℃5.104=F t则精馏段平均温度℃99.9225.10448.81=+=M t（三）平均摩尔质量M m塔顶 86.01==y x D查气液平衡曲线，可得85.01=x 2kmol kg M VDm /08.4218)86.01(4686.0=⨯-+⨯= kmol kg M LDm /856.4118)852.01(46852.0=⨯-+⨯=进料板 即查气液平衡曲线，可得3526.0=F y 0644.0=F xkmol kg M VDm /87.2718)3526.01(463526.0=⨯-+⨯= kmol kg M LDm /80.1918)0644.01(460644.0=⨯-+⨯=则精馏段平均摩尔质量：kmol kg M Vm /975.34287.2708.42(=+=精）kmol kg M Lm /828.30280.19856.41(=+=精）（四）平均密度m ρ1.液体密度Lm ρ附表 乙醇与水的密度已知：LB ραραρ///1B LA A Lm +=（α为质量分数） 塔顶 因为 ℃48.81=D t所以7358048.817357308090--=--乙ρ 3/26.734m kg =乙ρ8.9718048.818.9713.9658090--=--水ρ 3/84.970m kg =水ρ84.97006.026.73494.01+=LmDρ 3/16.745m kg LmD =ρ进料板 由加料板液相组成0644.0=A x150.018)0644.01(460644.0460644.0=⨯-+⨯⨯=A α因为℃5.104=F t 所以7161005.104716703100110--=--乙ρ 3/15.710m kg =乙ρ4.9581005.1044.9580.951100110--=--水ρ 3/07.955m kg =水ρ07.955150.0115.710150.01-+=LmFρ 3/09.908m kg LmF =ρ故精馏段平均液相密度3(/63.82609.90816.74521m kg Lm =+=）（精）ρ2.气相密度mV ρ3(/38.1)15.27399.92(314.8975.3435.120m kg RT M P Vm m Vm =+⨯⨯==精）ρ （五）液体表面张力m σ附表 乙醇与水的表面张力塔顶 因为 ℃48.81=D t所以15.178048.8115.172.168090--=--乙σ m mN /01.17=乙σ6.628048.816.627.608090--=--水σ m mN /32.62=水σ进料板 因为 ℃5.104=F t所以2.151005.1042.154.14100110--=--乙σ m mN /84.14=乙σ8.581005.1048.589.56100110--=--水σ m mN /945.57=水σ∑==ni i i m x 1σσm mN m /35.2332.6286.0101.1786.0(=⨯-+⨯=）（顶）σm mN m /17.55945.570644.0181.140644.0(=⨯-+⨯=）（进）σ 则精馏段平均表面张力为m mN m /26.39217.5535.23(=+=精）σ（六）液体黏度Lm μ已知：BAT A -=1lg μ 乙醇的A=686.64 B=300.88 塔顶 88.30064.68648.811.27364.686lg -+=乙μ 451.0=乙μs a m ⋅P水的黏度65.358048.8165.3565.318090--=--水μ 350.0=水μs a m ⋅P进料板 88.30064.6865.1041.27364.686lg -+=乙μ 344.0=乙μs a m ⋅P水的黏度65.311005.10465.3138.28100110--=--水μ 302.0=水μs a m ⋅P∑==ni ii Lm x 1μμ437.0350.086.01451.086.0(=⨯-+⨯=）（顶）L μs a m ⋅P304.0302.00644.010644.0344.0(=⨯-+⨯=）（进）L μs a m ⋅P 则精馏段平均液相黏度为3705.02304.0437.0(=+=精）Lm μs a m ⋅P五、精馏段气液负荷计算h kmol D R V /35.32621.79)112.3()1(=⨯+=+=s m VM V Vm Vm S /298.238.13600975.3435.32636003((=⨯⨯==精）精）ρh kmol RD L /14.24721.7912.3=⨯== s m LM L Lm Lm S /0026.063.8263600828.3014.24736003((=⨯⨯==精）精）ρh m L L S h /36.936000026.036003=⨯=⋅=六、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径D参考表4-1，初选板间距m H T 45.0=,取板上液层高度m h L 07.0=表4-1 板间距与塔径的关系m h H T T 38.007.045.0=-=-0277.038.163.826298.20026.0))((2121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=V L S S V L ρρ图4-5 Sminth 关联图查图4-5可知，076.020=C ，依照下式校正C087.02026.39076.0)20(2.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯==σC Cs m Cu V V L /81.138.138.163.826087.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.70，则s m u u /267.181.17.070.0max =⨯==故m u V D S52.1267.114.3298.244=⨯⨯==π按标准，塔径圆整为1.6m ， 则空塔气速s m D V u S /14.16.114.3298.24422=⨯⨯=='π （二）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。