化工原理课程设计任务书1.设计题目：常压连续筛板式精馏塔分离乙醇—正丙醇二元物系的设计。
2.原始数据及条件：进料：乙醇含量0.5（摩尔分数，下同），其余为正丙醇，F=3400Kg/h,塔顶进入全凝器，塔板压降0.7Kpa。
分离要求：塔顶乙醇含量0.90；回收率为0.95；全塔效率0.55。
操作条件：塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R/Rmin=1.6 。
3.设计任务：（1）完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。
（2）画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。
（3）写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
摘要在本次任务中，根据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇----丙醇连续浮阀精馏塔，除了要计算其工艺流程、物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算，以外，并对精馏塔的主要工艺流程进行比较详细的设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图。
本次设计选取回流比R=1.8Rmin=1.6×1.34=2.144应用图解法计算理论版数，求得理论塔板NT为12块（包括塔釜再沸器），第6块为进料板。
设计中采用的精馏装置有精馏塔 ,冷凝器等设备,采用间接蒸汽加热，物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,完成传热传质. 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。
预热器采用管壳式换热器。
用99.97℃塔釜液加热。
料液走壳程，釜液走管程。
本设计采用了筛板塔对乙醇-丙醇进行分离提纯，塔板为碳钢材料，通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
关键字：乙醇-丙醇筛板塔物料衡算目录第一章概述 (5)1.1 精馏操作对塔设备的要求 (5)1.2 板式塔类型 (5)1.2.1 筛板塔 (5)1.2.2浮阀塔 (6)第二章塔板的工艺设计 (7)2.1 精馏塔全塔物料衡算 (7)2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算 (7)2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 (7)2.2 理论塔板数的确定 (7)2.2.1 理论板层数NT的求取 (7)2.2.2 实际板层数的求取 (9)第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)3.1 操作压力计算 (10)3.2 操作温度计算 (10)3.3 平均摩尔质量计算 (10)3.4 平均密度计算 (11)3.5 液体平均表面张力的计算 (12)3.6 液体平均黏度计算 (14)第四章精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (15)4.1 塔径的设计计算 (15)4.2 塔的有效高度的计算 (16)第五章塔板主要工艺尺寸的计算 (17)5.1 溢流装置计算 (17)5.2 塔板布置 (18)第六章筛板的流体力学验算 (20)6.1 塔板压强降 (20)6.1.1 干板阻力c h计算。
干板阻力由下式计算： (20)6.2 液面落差 (21)6.3 雾沫夹带量的验算 (21)6.4漏液的验算 (21)6.5 液泛验算 (21)第七章塔板负荷性能图 (23)7.1 漏液线（气相负荷下限线） (23)7.2 液沫夹带线 (23)7.3 液相负荷下限线 (24)7.4 液相负荷上限线 (24)7.5 液泛线 (24)7.6 负荷性能图 (25)第一章概述1.1 精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：(１) 气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。
对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
(６) 塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。
不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
1.2 板式塔类型气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，本设计介绍板式塔。
板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。
目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此在此讨论浮阀塔与筛板塔的设计。
1.2.1 筛板塔筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
本设计采用其进行二元物系的分离。
1.2.2浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。
这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。
但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。
浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。
塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。
国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。
浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。
操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。
塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。
液面梯度小。
使用周期长。
粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。
其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作工程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率下降。
第二章塔板的工艺设计2.1 精馏塔全塔物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算乙醇的摩尔质量M A=46Kg／Kmol,正丙醇的摩尔质量M B=60Kg／Kmol 总物料 F = D + W易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 %100⨯=F D Fx DX η式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
已知原料乙醇组成: X F =0.5塔顶组成: X D =0.92 F=3000Kg/h η=0.95原料处理量 F=533400=56.09 %1005.015.6490.0⨯⨯⨯=D η D= 22.77Kmol/h 物料衡算式:F=D+W 64.15=33.86+WF X F =D X D +W X W 64.15×0.5=0.90×33.86+ W X W 联立代入求解: W=32.37Kmol/h X W=0.04832.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量MF=0.5×46+0.5×60=54.4Kg/kmolMD=0.9×46+0.1×60=47.12Kg/kmolMW=0. 053×46+0.947×60=59.33Kg/kmol2.2 理论塔板数的确定2.2.1 理论板层数NT 的求取本设计采用图解法求解理论塔板数。
①由手册查得乙醇—正丙醇气液平衡数据，绘出x-y图，见图2-1 X/ 液相00.1260.1880.210.3580.4610.5460.600.6630.8841.0Y/ 气相00.240.3180.3490.550.650.7110.760.7990.9141.0图2.1乙醇-正丙醇x-y关系②求最小回流比与操作回流比采用作图法求最小回流比。
在图2.1中对角线上，自点e（0.5,0.5）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y q=0.671，x q=0.50故最小回流比为q q q min y y χχ--=D R =73.150.0671.00.6710.90=-- 取操作回流比为R=1.6min R =1.6×1.34=3.12③ 求精馏塔的气、液相负荷上升蒸汽量： D R V )1(+== (2.144+1) ×33.86=93.81Kmol/h 下降液体量： RD L ==2.144×33.86=71.04 Kmol/h 上升蒸汽量： F q D R V )1()1('--+== V = 93.81Kmol/h 下降液体量=L+F=72.60+64.15=126.18Kmol/h④ 求操作线方程精馏段操作线方程：22.036.090.046.10686.3346.1066.721+=⨯+=+=+x x x V D x V L y D n n 提馏段操作线方程：016.035.1053.046.10629.3046.10675.136''1-=⨯-=-+--++=+x x x W qF L W x W qF L qF L y W m m 5.图解法求理论板层数采用图解法求理论塔板数，如图2.2所示.求解结果为 总理论板层数N 精=13.5 进料板位置N T =62.2.2 实际板层数的求取精馏段实际板层数N 精=5/0.555=11.53≈12提馏段实际板层数N 提=7/0.555=12.5≈13第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3 kpaqF RD L +='每层塔板压降△P=0.7 kpa进料板压力PF=101.3+0.7×10=109.3 kpa精馏段平均压力Pm=（101.3+108.3）/2=105.5 kpa塔釜压力Pm=101.3+0.7×23=117.4 kpa提馏段平均压力Pm=(108.3+117.4)/2=112.85 kpa3.2 操作温度计算进料板温度 C t F ︒=52.91塔顶温度 C t D ︒=1.80塔釜温度 C t W ︒=97.99精馏段平均温度 C t m ︒=+=81.852/)15.8015.88(提馏段平均温度 C t m ︒=+=06.942/)97.9915.88(、3.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，90.01==D x y ，x1=0.85mol Kg M VDm /41.4760)90.01(4690.0=⨯-+⨯=mol Kg M LDm /1.4860)85.01(4685.0=⨯-+⨯=进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，66.0=F y ，462.0=F xmol Kg M VFm /76.5060)66.01(4666.0=⨯-+⨯=mol Kg M LFm /53.5360)462.01(46462.0=⨯-+⨯=精馏段的平均摩尔质量为mol Kg M Vm /51.492/)76.5041.47(=+=mol Kg M Lm /15.512/)53.531.48(=+=3.4 平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即3/75.1)15.27354.08(314.811.4945.104m Kg RT M p m Vm mVm =+⨯⨯==ρ（2）液相平均密度计算表温度 （℃）0 20 40 60 80 100 乙醇(kg/m 3)829.1 808.9 787.9 765.7 742.3 717.4 正丙醇(kg/m 3)828.9 810.1 790.6 770.2 748.7 726.1 液相平均密度计算依下式计算，即：LBBLA A Lm a aρρρ+=1 塔顶液相平均密度的计算。