前言精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。

前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。

将单级分离加以组合变成多级分离。

若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。

同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。

因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。

不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。

总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。

实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计容为板式塔中的浮阀塔。

1流程的选择乙醇——水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

2工艺计算2.1物料衡算：查文献1可知：M 乙醇=46 g/mol ；M 水=18 g/molF F F F /0.27/460.13/(1)/0.27/46(10.27)/18W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水D D D D /0.93/460.84/1)/0.93/46(10.93)/18W M x W MW M ===+-+-乙醇水乙醇（W W W /0.005/460.002/1)/0.005/46(10.005)/18W W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水（混合液分子量：F F 46(1)180.13460.871821.64g/mol M x x =⨯+-⨯=⨯+⨯=混36600010==10166.36kmol/21.64300F ⨯⨯天FD W 10166.361552.86kmol/0.1310166.360.840.0028613.5kmol/F W D D W D Fx Dx Wx D W W =+=+=⎧⎧⎧⇒⇒⎨⎨⎨=+⨯=+=⎩⎩⎩天天 由于R=2.7，查文献5得精馏段操作线方程：1 2.710.8411 2.71 2.710.730.227D R y x x y x R R y x =+⇒=+⨯++++⇒=+ 进料热状况：查文献1得乙醇与水的有关物性为： 汽化热：m r r M =⨯混加料液的平均汽化热：m 1930.951836.751930.95(2724.99)]21.641892.0721.6440944.39kJ/kmol29.8624.99r -=[+-⨯⨯=⨯=-由文献5查出组成F 0.13x =的乙醇-水溶液泡点为85°C ，平均温度854062.52t -+==℃ 查文献1得：()p 4.45 4.294.452724.61 4.41kJ/(kg K)33.3024.61C -=-⨯-=-P m m 4.41(8540)21.6440944.391.1040944.39C t r q r ∆+⨯-⨯+=== ∴1.10111 1.101q q ==-- ∴q 线方程为：F11111 1.3q y x x q q y x =---⇒=-提留段操作线方程为： 2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天W4192.72 1.1010116.368613.50.0024192.72 1.1010116.368613.54192.72 1.1010116.368613.52.280.003L qF Wy x x L qF W L qF Wy x y x +=-+-+-+⨯⇒=-⨯+⨯-+⨯-⇒=-2.2塔板数确定由图解法求得T 18N =（包括再沸器），第16块为进料板位置图2.1 常压下乙醇-水溶液的x-y 图塔顶温度由D 0.84x =查文献7得 D 78.2t =℃ 塔底温度由W 0.002x =查文献7得W 99.3t =℃'78.299.388.72t +==℃ 查文献5得0.32mPa sμ=水 查文献3得0.38mPa sμ=乙醇查文献7得A 0.0641x = B 0.9359x =根据公式Lm i i x μμ=∑ 得Lm 0.320.93590.410.06410.3258mPa s μ=⨯+⨯= 因为塔顶采用全凝器，所以1D 0.84y x == 查文献7可知120.8280.730.8280.2270.8314x y =⇒=⨯+=所以A B1A B1.094y x x y α== 同理得：表 2.1每层塔板上的相对挥发度123.229NNNαααα+++==∑由奥康奈尔关联式：T L 0.2450.2450.49()0.49(3.2290.3258)48%E αμ--==⨯⨯=求解实际塔板数T T 1181360.48N N E --==≈ 精馏段塔板数D 16330.48N ==提馏段塔板数W 36333N =-=2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天(1)(2.71)1552.865745.58kmol/V R D =+=+⨯=天'4192.72 1.1010166.3615320.72kmol/L L qF =+=+⨯=天 '(1)5745.58(1.101)10166.366762.22kmol/V V q F =+-=+-⨯=天（1）操作压力：塔顶操作压力：D 101.33kPa P = 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=进料板压力：F 101.330.734125.13kPa P =+⨯= 塔底操作压力：W 101.330.736126.53kPa P =+⨯=精馏段平均压力：D F 101.33125.13113.23kPa 22P P P ++=== 提馏段平均压力：F W '125.13126.53125.83kPa 22P P P ++===（2）操作温度： 塔顶采用全凝器塔 顶 温度：由 D 0.84x = ，查得：D 78.3t =℃ 进料板温度：由 F-10.35x = ，查得：F-181.2t =℃ 由F 0.13x = ，查得：F 85.1t =℃塔 底 温度：由 W 0.002x = ，查得：W 99.3t =℃精馏段平均温度：D F-178.381.279.722t t t ++===℃ 提馏段平均温度：F D'85.399.392.322t t t ++===℃（3）平均摩尔质量的计算：塔 顶：1D 0.84y x ==查文献7得10.83x =VDm 0.8446(10.84)1841.52kg/kmol M =⨯+-⨯=LDm 0.8346(10.83)1841.24kg/kmol M =⨯+-⨯= 进料板上一块：F-10.35x =查得F-10.6y =VF-1m 0.646(10.6)1834.8kg/kmol M =⨯+-⨯=LF-1m 0.3546(10.35)1827.8kg/kmol M =⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量：VDm VF-1mvm 41.5234.838.16kg/kmol 22M M M ++=== LDm LF-1mLm 41.2427.834.52kg/kmol 22M M M ++=== 提馏段：F 0.13x =查得F 0.6y =VFm'0.4146(10.41)1829.48kg/kmol M =⨯+-⨯='LFm 0.1346(10.13)1821.64kg/kmol M =⨯+-⨯=塔底：W 0.002x =查得W 0.0248y =Vwm '0.024846(10.0248)1818.69kg/kmol M =⨯+-⨯=Lwm 0.00246(10.002)1818.06kg/kmol M =⨯+-⨯=提馏段平均摩尔质量：VWmVFm '''Vm29.4818.6924.09kg/kmol 22M M M ++===LFm Lwm'''Lm21.6418.0619.85kg/kmol 22M M M++===（4）平均密度的计算： ①汽相平均密度计算： 由理想气体方程得：Vm PMRT ρ=精馏段气相平均密度：VmVm 3113.2338.161.473kg/m 8.314(273.1579.73)P M RTρ⨯⨯===⨯+提馏段汽相平均密度：'Vm''3Vm125.8324.090.998kg/m 8.314(273.1592.26)P M Rtρ⨯⨯'===⨯+② 液相平均密度计算：i Lmi1αρρ=∑塔顶：由D 78.25t =℃查文献5得3972.85kg/m ρ=水查文献3得3763.2kg/m ρ=乙醇∴LDm 311774.89kg/m 0.930.07763.2972.85ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板上一块：F-181.2t =℃查得3758.1kg/m ρ=乙醇，3971.02kg/m ρ=水, ∴LF-1m 311884.11kg/m 0.351-0.35758.1971.02ρααρρ===++水乙醇乙醇水精馏段液相平均密度：3774.89884.11829.5kg/m 2Lm ρ+==塔底由W 99.3t =℃查得3745.6kg/m ρ=乙醇，3958.9kg/m ρ=水，∴Lwm '311957.53kg/m 0.0051-0.005745.6958.9ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板由F 85.1t =℃查3755.4kg/m ρ=乙醇，3968.5kg/m ρ=水∴LFm '311899.95kg/m 0.271-0.27755.4968.5ρααρρ===++水乙醇乙醇水提馏段液相平均密度：'3Lm 957.53899.95928.74kg/m 2ρ+==② 液相平均表面力12Lm 121221121x x x x σσσσσσσ==++由D 78.3t =℃查文献3得17.3mN/mσ=乙醇查文献562.9mN/mσ=水DmL 119.57mN/m0.841-0.8417.362.9σ==+进料板上一块板F-181.2t =℃查得62.37mN/mσ=水，17.2mN/mσ=乙醇F-1mL132.5mN/m 0.351-0.3517.262.37σ==+∴精馏段液相平均表面力：m L 19.5732.526.04mN/m 2σ+==由W 99.3t =℃查得58.94mN/m σ=水，15.5mN/m σ=乙醇WmL 158.61mN/m 0.0021-0.00215.558.94σ==+由F 85.1t =℃查得61.64mN/m σ=水，16.7mN/m σ=乙醇FmL 145.66mN/m 0.131-0.1316.761.64σ==+∴提馏段液相平均表面力：Lm '58.6145.6652.14mN/m 2σ+==2.4塔径的计算 （1）精馏段气相体积流量3Vms Vm 5745.5838.1624 1.72m /s 36003600 1.473VM V ρ⨯===⨯ 液相体积流量33Lms Lm4192.7234.5224 2.0210m /s 36003600829.5LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T 0.45m H =，板上液层高度 L 0.05m h =11322s Lm s Vm 2.0210829.50.02791.72 1.473L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L 0.450.050.4m H h -=-=查文献5史密斯关联图得200.081C =0.20.2Lm 2026.040.0810.08542020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0854 2.02m/s u === 取安全系数为0.8，则max 0.80.8 2.02 1.62m/s u u ==⨯=∴精馏段塔径 1.16m D === 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0221.721.52m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max 1.520.752.02u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 （2）提馏段 气相体积流量Vm s Vm '''3'6762.2224.0924 1.889m /s 360036000.998V M V ρ⨯===⨯ 液相体积流量Lms Lm'''33'15320.7219.8524 3.7910m /s 36003600928.74LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T '0.45m H =，板上液层高度L '0.05m h =s Lms Vm11''232'' 3.7910928.740.0611.889 1.889L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L ''0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得20'0.075C = Lm200.2'0.2''52.140.0750.0912020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎪⎝⎭⎝⎭∴max'0.091 2.77m/s u C ===取安全系数为0.7，则max ''0.70.7 2.77 1.94m/s u u ==⨯=∴提馏段塔径' 1.11m D ===取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0'''221.8891.67m ππ 1.244V u D ===⨯则0max '' 1.670.602.77u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 查文献5塔高的计算：T T T 18110.4516.43m 0.48N Z H E ⎛⎫⎛⎫=-=-⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭2.5热量衡算及冷凝器选择塔顶：由1D 0.84y x ==所以其质量分数为0.93查文献1可知：()0.844610.841841.52g/mol M =⨯+-⨯=VD 1213.441.5250380.37kJ/kmol H =⨯=由D 0.84x =，得D 0.85y =()'0.854610.851841.8g/mol M =⨯+-⨯=LD 265.4241.811094.56kJ/kmol H =⨯=∴塔顶冷凝器：()()()6c VD LD 1552.861 3.750380.3711094.569.410kJ/h 24Q R D H H =+-=⨯⨯-=⨯ 设=20t 进℃，=30t 出℃，则水的平均温度m =25t ℃查得20℃时3998.2kg/m ρ=水()P 4.183kJ/kg K C =()()65c c P 9.410 2.2510kg/h 4.1833020Q W C t t ⨯===⨯-⨯-出进 又D 78.25t =℃()()m 78.252078.253053.0978.2520ln 78.2530t ---∆==--℃K 预设为500W/（m 2•℃）则62c m 9.41098.37m 50053.09Q A K t ⨯===∆⨯查文献5可知：选取列管换热器公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245管长：6m碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：113.5m 2 639.41010433.33600113.553.09⨯⨯==⨯⨯管子正三角形排列 符合350~1160之间 2.6塔底再沸器W 0.002x =查得W 0.0249y =，W 99.3t =℃()'W 0.02494610.02491818.697g/mol M =⨯+-⨯=()W 0.0024610.0021818.056g/mol M =⨯+-⨯=VD '2666.618.05648132.13kJ/kmol Z =⨯=LD '446.5418.6978348.96kJ/kmol Z =⨯=∴()()'''b VM LM 6762.221.05 1.0548148.138348.963270.69kJ/s 243600Q V Z Z =-=⨯⨯-=⨯ 选用绝压200kPa P =的蒸汽，其沸点为120.2℃，气化潜热为2205 kJ/kg ∴加热蒸汽消耗量b h 3270.69 1.48kg/s 2205Q W r === m W 120.299.2720.93t T t ∆=-=-=℃K 预设为3000 W/（m 2•℃） 则32b 0m 3270.691052.09m 300020.93Q A K t ⨯===∆⨯ 公称压强：2.5×103kPa公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245中心排管数：17碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：55.8m 2()323270.69102800.5W/m 55.820.93K ⨯==⨯实℃符合要求3流体力学验算与负荷性能图3.1溢流装置由文献5可知：由于塔径为1.2m ，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.2m 以下的塔中。