精馏段操作线方程：
精馏段液相质量流量：
精馏段气相质量流量：
精馏段操作方程：
提馏段液相质量流程：
提段气相质量流程：
提馏段操作线方程：.
由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点的横坐标为
1精馏段
塔板数
气相
液相
1
2
3
4
5
6
7
8
9
0.95
0.9089
0.8449
0.7542
0.6416
0.5228
0.1281
0.1043
0.0838
0.0665
0.0522
0.0406
0.0313
0.0239
0.0181
0.0135
0.0100
0.0073
0.0053
0.0037
0.0025
0.0016
0.0008
0.1411
0.1208
0.1016
0.0840
0.0684
0.0550
0.0437
0.0344
6.2.1
因塔径D=1.44m可选用单溢流弓形降液管，采用平形受液盘。
堰长lw=（0.6~0.8）D，取堰长 为0.6D，即
lw=0.6D=0.6×1.44=0.864m
6.2.2出口堰高度hw=hL-how
由 =0.6, = 10.9查下图，近似取E=1.03，
选用平直堰，堰上液层高度
how=
则how=
筛孔按正三角形排列，取孔心距t=4 =4×5.0=20.0㎜
筛孔数目n=1.158 =1.158× =3531.9=3532个
开孔率φ= =0.907 =0.907 =5.67%
气体通过阀孔的气速A0=φAa= =0.069m2
u。= = =23.65m/s
6.5
精馏段有效高度：
Z =(17-1)×0.3=4.8m
中国陕西杨陵
乙醇—水精馏塔设计任务书（板式塔）
一．设计题目
乙醇—水连续精馏塔的设计。
二．设计原始数据及操作条件及基础数据
1.进精馏塔的料液含乙醇30％(质量)。
2.产品的乙醇含量不得低于98％(质量)。
3.残液中乙醇含量不得高于0.2％(质量)。
4.生产能力为日产(24小时)24吨98％(质量)的乙醇产品。
0.0268
0.0207
0.0159
0.0121
0.0091
0.0068
0.0050
0.0037
0.0027
0.0019
0.0013
0.0008
0.0004
③精馏段理论板数为9层，提馏段理论板数为20层，第10层为加料板。
3.2
ET=56%
3.3
总理论板层数NT=29
进料板位置NF=10
精馏段实际板层数N精=9÷0.56=16.07≈17层
5.精馏塔的工作图。
6.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
（一）设计方案简介
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
MLDm=0.9048×46.07＋(1－0.9048) ×18.02=43.40kg/kmol回流液态
进料板平均摩尔质量计算
由yF=0.2473查平衡曲线得xF=0.1411
MVFm=0.2473×46.07＋（1－0.2473）×18.02=24.96kg/kmol气态
MLFm=0.1411×46.07＋（1－0.1411）×18.02=21.98kg/kmol回流液态
MW=0.0008×46.07＋（1－0.0008）×18.02=18.04㎏/mol
2.3
乙醇产量D’=1000kg/hD=
总物料横算D+ W=F
易挥发组分物料横算0.144F=0.950D＋0.0008W
联立解得W=
F=
3
3.1
3.1.1
由气液平衡方程
α=2.0得
可在两组分溶液的x—y图上画出气液平衡线
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hpρLg=0.0488×806.72×9.8=385.81pa＜0.7kpa（设计允许值）
7.2
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
7.3.
ev=
hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15
ev= =0.0372kg液/kg气<0.1 kg液/kg气
MLm= =32.69kg/kmol
提馏段平均摩尔质量
MVm= =21.50kg/kmol
MLm= =20.01kg/kmol
4.4
（1）气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
= =1.243㎏/m³
= =0.876㎏/m³
（2）液相平均密度计算1/ρlm=∑αi/ρi
塔顶液相平均密度的计算
由TD=78.0℃,查手册得ρa=739㎏/m³ ρb=973㎏/m³
精馏段液相平均表面张力为σLm（精）= mN/m
提馏段液相平均表面张力为σLm（提）= mN/m
4.6
已知： 乙醇的A=686.64 B=300.88
塔顶
水的黏度
进料板
水的黏度
则精馏段平均液相黏度为
5
精馏段气液负荷计算
L=RD=8.37×22.39=187.40kmol/h
V=（R＋1）D=9.37×22.39=209.79kmol/h
1800-2000
2200-2400
块数
3
4
6
6
②边缘区宽度确定
取Ws=0.08m，Wc=0.04m，Wd=0.1D=0.144
开孔区面积
r= -Wc=0.68m
x= -Ws- Wd=0.496m
Aa=1.22m2
以上各参数参见设计指导册图4-8，此处塔板布置图从略。
6.4
本例处理的物系无腐蚀性，可选用δ=4㎜碳钢板，取筛孔直径 =5mm。
ρLDm=
进料板液相平均密度的计算
由TF=98.9℃,查手册得ρa=716㎏/m³ ρb=958㎏/m³
进料板液相的质量分率aAF= =0.296
ρLFm= =870.87㎏/m³
提馏段液塔顶液相平均密度的计算
由Tw=97.4℃,查手册得ρa=718㎏/m³ ρb=959㎏/m³
aAw= =0.0010
0.4170
0.3362
0.2815
0.9048
0.8330
0.7315
0.6054
0.4723
0.3539
0.2634
0.2021
0.1638
2提馏段
塔板数
气相
液相
进料板
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
26
27
28
29
30
0.2473
0.2155
0.1844
0.1550
塔底平均摩尔质量计算
由yW=0.0008,查平衡曲线得xW=0.0004
MVWm=0.0008×46.07＋(1－0.0008)×18.02=18.042kg/kmol气态
MLWm=0.0004×46.07＋(1－0.0004) ×18.02=18.031kg/kmol回流液态
精馏段平均摩尔质量
MVm= =34.82kg/kmol
故降液管设计合理
6.2.4降液管底隙高度h。
取u′=0.10m/s
h。= =0.0243m
hw－h。=0.0476-0.0243=0.0233m＞0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
6.3
①塔板的分块
因D=1440mm≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。
塔/mm
800-1200
1400-1600
故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。
7.4
对筛板塔，
=8.567m/s
实际孔速u。=23.65>u。min=8.567
稳定系数为K= = =2.76>1.5
故在本设计中无明显漏液。
7.5
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤φ(HT＋hw)
取φ=0.5，则
φ（HT＋hw）=0.5×（0.3＋0.0476）=0.1738m
取板上清液层高度为hL=0.06m
故hw=0.06－0.0124=0.0476m
6.2.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 =0.6查图得 =0.053 =0.1
故Af=0.053×∏D2/4=0.08639㎡
Wd=0.1×1.44=0.144m
验算液体在降液管中停留时间，即
τ= = 12.34s>5s
4.2
依据操作压力，试差法计算出操作温度。
塔顶温度tD=78.0℃
进料板温度tF=98.9℃
塔底温度tW=97.4℃
精馏段平均温度t精= =88.45℃
提馏段平均温度t提= =98.15℃
4.3
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.95,查平衡曲线得x1=0.9048
MVDm=0.95×46.07＋(1－0.95)×18.02=44.67kg/kmol气态
由tF=98.9℃,查手册得σA=15.2mN/m σB=58.8mN/m