在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。
已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。
设计条件如下：操作压力 5kPa(塔顶表压)；进料热状况自选；回流比自选；单板压降≤0.7kPa；根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离水—乙醇混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底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M=46.07kg/kmol乙醇的摩尔质量AM=18.02kg/kmol水的摩尔质量BF x =18.002.1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002.1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+=2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmolD M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmolW M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol3.物料衡算以每年工作250天，每天工作12小时计算原料处理量 F =90.281225007.2310002000=⨯⨯⨯kmol/h 总物料衡算 28.90=W D +水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W联立解得 D =7.32kmol/hW =21.58kmol/h （三）塔板数的确定1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为q y =0.52 q x =0.18故最小回流比为min R =q q qD x y y x --=35.018.0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为R =min R =1.5×0.353=0.53③求精馏塔的气、液相负荷L =RD =17.532.753.0=⨯=kmol/hV =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=⨯kmol/h'L =F L +=5.17+28.90=34.07 kmol/h'V =V =11.20kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为y =x V L +D x V D =418.0462.064.020.1132.720.1117.5+=⨯+=x x 提馏段操作线方程为 W x V W x V L '''''y -===⨯-024.020.1158.21x 20.1107.34' 3.042'x -0.046 ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示。
求解结果为总理论板层数 T N =16（包括再沸器）进料板位置 F N =52. 实际板层数的求取精馏段实际板层数 精N =2055.011= 提馏段实际板层数 提N =1009.955.05≈= （四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。
1. 操作压力计算塔顶操作压力 D P =101.3+5=106.3kPa每层塔板压降 ΔP =0.7kPa进料板压力 F P =106.3+0.7×20=120.3kPa精馏段平均压力 m P =(106.3+120.3)/2=113.3kPa2. 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中水、乙醇的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下：塔顶温度 D t =79.3°C进料板温度 F t =95.4°C精馏段平均温度 m t =4.872)4.953.79(=+°C3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由D x =1y =0.64，查平衡曲线（见图1），得1x =0.714m VD M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmolm LD M =0.714×46.07+(1-0.714)×18.02=38.05kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1），得F y =0.52查平衡曲线（见图1），得F x =0.2m VF M =0.52×46.07+(1-0.52)×18.02=32.61kg/kmolm LF M =0.2×46.07+(1-2)×18.02=23.63kg/kmol精馏段平均摩尔质量m V M =(35.97+32.61)/2=34.29kg/kmolm L M =(38.05+23.63)/2=30.84kg/kmol4. 平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即m m m RT Vm V M P =ρ=30.1)15.2734.87(314.829.343.113=+⨯⨯kg/m 3 （2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即i i t a m ρρ//1∑=塔顶液相平均密度的计算由D t =79.3°C ，查手册[3]得 A ρ=741.6kg/m 3 B ρ=971.8kg/m 3=m LD ρ63.774)8.97118.06.74182.01=+kg/m 3 进料板液相平均密度的计算由F t =95.4°C ，查手册得A ρ=731.5kg/m 3B ρ=961.9kg/m 3=m LD ρ5.764)9.96118.05.73182.01=+kg/m 3 进料板液相的质量分率 39.002.188.007.462.007.462.0=⨯+⨯⨯=A α m LF ρ=7.8569.96161.05.73139.01=+kg/m 3精馏段液相平均密度为6.8102/)7.8565.764(m =+=L ρkg/m3 5.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依下式计算，即ii L x σσ∑=m 塔顶液相平均表面张力的计算由D t =79.3°C ，查手册得=A σ18.3mN/m =B σ62.5mN/m2.345.6236.03.1864.0m =⨯+⨯=LD σmN/m进料板液相平均表面张力的计算由F t =95.4.0°C ，查手册得=A σ16.53mN/m =B σ59.78mN/m00.5278.5982.0.053.1618.0=⨯+⨯=LFm σmN/m精馏段液相平均表面张力为1.432/)0.522.34(m =+=L σmN/m6. 液体平均粘度计算液体平均粘度依下式计算，即lg m L μ=ii x μlg ∑ 塔顶液相平均粘度的计算由D t =79.3.0°C ，查手册得=A μ0.436s pa ⋅m =B μ0.355s pa ⋅m)355.0lg(36.0)436.0lg(64.0lg m +=LD μ解出405.0m =LD μs pa ⋅m进料板液相平均粘度的计算由F t =95.4°C ，查手册得=A μ0.386s pa ⋅m =B μ0.299s pa ⋅m)299.0lg(8.0)386.0lg(2.0lg +=LFm μ解出=m LF μ0.315s pa ⋅m精馏段液相平均粘度为360.02/)315.0405.0(m =+=L μs pa ⋅m（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=⨯⨯==30.1360029.3420.113600vm vm VM Vs ρ0.082m 3/s =⨯⨯==6.810360084.3017.53600Lm Lm LM Lh ρ0.000055 m 3/s 由 VV L C u ρρρ-=max 式中C 计算中的C 20由《化工原理课程设计》P105图5-1查取，图的横坐标为 =⨯⨯=2121)30.16.810(3600335.0360000032.0)(V L h h V L ρρ0.0239 取板间距30.0=T H m ，板上液层高度06.0=L h m ，则24.006.030.0=-=-L T h H m查图5-1得C 20=0.074 0968.0)202.34(074.0)20(2.02.020===LC C σ 415.230.130.16.8100968.0max =-=u m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为69.1415.27.07.0max =⨯==u u m/s25.069.1082.044=⨯⨯=⨯⨯=ππu Vs D m 按标准塔径圆整后为 D=0.3m塔截面积为=⨯==223.044ππD A T 0.0707 m 2实际空塔气速为16.10707.0082.0==u m/s 2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为7.53.0)120()1(=⨯-=-=T H N Z 精精m提馏段有效高度为7.23.01-101-=⨯==）（）（提提T H N Z m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为=++=8.0提精Z Z Z 5.7+2.7+0.8=9.2m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算因塔径D=0.3m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：（1）堰长W l取 21.03.07.070.0=⨯==D l W m（2）溢流堰高度W h由 OW L W h h h -=选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 32)(100084.2Wh OW l L E h = 近似取E=1，则=⨯⨯⨯=32)21.03600000055.0(1100084.2OW h 0.0027m 取板上清夜层高度 60=L h mm故 0573.00027.006.0=-=W h m（3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A由 7.03.021.0==D l W 查《化工原理课程设计》P112图5-7，得 0722.0=T fA A 124.0=DW d 故 ==T f A A 0722.0=⨯0707.00722.00.0051m 2=⨯==3.0124.0124.0D W d 0.0372 m依下式验算液体在降液管中停留时间，即=⨯⨯⨯==3600000055.030.00051.036003600h Tf L H A θ27.8s 〉5s 故降液管设计合理。