一、概述1.1精馏操作对塔设备的要求和类型1.1.1对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、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：⑴气(汽)、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。

⑵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。

⑶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。

⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

⑹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。

1.1.2 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，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(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，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。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：⑴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。

⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

⑵操作弹性较小(约2～3)。

⑶小孔筛板容易堵塞。

1.2.精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：⑴设计方案确定和说明。

根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。

接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。

⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

⑸抄写说明书。

⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。

塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。

二、精馏塔的物料衡算2.1.原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率乙酸的摩尔质量为：60.05kg/kmol乙酸酐的摩尔质量为： 102.09kg/kmolX F = (0.60/60.05) / ( 0.60/60.05+0.40/102.09)=0.718X D = (0.95/60.05) / (0.95/60.05+0.05/102.09)=0.970X W = (0.05/60.05) / (0.05/60.05+0.95/102.09)=0.08212.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量M F=60.05×0.718+102.09×(1-0.718)=71.91kg/kmolM D=60.05×0.970+102.09×(1-0.970)=61.31kg/kmolM W=60.05×0.0821+102.09×(1-0.0821)=98.64kg/kmol则可知：原料的处理量：F=730/(365×24×71.91)=1.159kmol/h由总物料衡算：1.159=D+W以及: X F×F= X D ×D+W×X W即：0.718×1.159= 0.970×D+W×0.0821容易得出： W=0.329kmol/hD =0.830kmol/h三、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算3.1. 操作温度的计算t x y t x y 139.493 0.000 0.000 121.006 0.550 0.682135.286 0.050 0.160 120.454 0.600 0.712132.157 0.100 0.272 119.959 0.650 0.742129.756 0.150 0.355 119.518 0.700 0.773127.864 0.200 0.419 119.128 0.750 0.830126.337 0.250 0.472 118.788 0.800 0.880125.077 0.300 0.516 118.502 0.850 0.920124.016 0.350 0.555 118.273 0.900 0.956123.108 0.400 0.590 118.106 0.950 0.988122.319 0.450 0.622 118.009 1.000 1.000121.624 0.500 0.653表一、常压下乙酸-乙酸酐的气液平衡组成与温度关系由于泡点进料q=1,由气液平衡数据，用内插法求温度（0.750-0.700）/（119.128-119.518）=（0.718-0.700）/（t F-119.518）所以，进料板温度 t F =119.378℃同理可得塔釜温度 t W=133.277℃塔顶温度 t D=118.067℃精馏段平均温度 t m=(119.378+118.067)/2=118.723(℃)提馏段平均温度 t’m=(119.378+133.277)=126.328(℃)3.2平均粘度的计算液体黏度μL液相平均粘度依下式计算即lgμLm=∑x i lgμi纯组分的粘度温度（℃）100 110 120 130 1400.4583 0.4174 0.382 0.351 0.324乙酸，mPa.s乙酸酐，0.3763 0.3465 0.3204 0.2976 0.2775 mPa.s3.2.1进料板液相平均粘度的计算由t F=119.378℃,同理用内插法求μA、μB(0.382-0.4174)/(120-110)=(0.382-μA) / (120-119.378)解得μA=0.388 mPa.s(0.3204-0.3465)/(120-110)=( 0.3204-μB) / (120-119.378)解得μB =0.325 mPa.slgμLDm=0.718lg0.388+(1-0.718)lg 0.325=-0.433μLDm=0.369mPa.s3.2.2塔顶平均粘度的计算由t D=118.067℃,同理可得μA=0.3888mPa.s μB=0.3254mPa.slgμLFm=0.970lg0.3888+(1-0.970)lg0.3254=-0.4126μLFm=0.3867mPa.s精馏段平均粘度μLm=(0.369+0.3867)/2=0.379mPa.s3.2.3塔底液相平均粘度的计算由t W=133.277℃,同理可得μA=0.3422mPa.s μB=0.2910mPa.slgμLWm=0.0821g0.3422+(1-0.0821)lg0.2910=-0.5303μLWm=0.2949mPa.s提馏段平均粘度μL’m=(0. 369+0. 2949)/2=0.332mPa.s四、塔板数的确定以及操作压力和平均密度的计算4.1.理论板层数N T的求取附：汽液平衡数据t x y t x y 139.493 0.000 0.000 121.006 0.550 0.682 135.286 0.050 0.160 120.454 0.600 0.712 132.157 0.100 0.272 119.959 0.650 0.742 129.756 0.150 0.355 119.518 0.700 0.773 127.864 0.200 0.419 119.128 0.750 0.830 126.337 0.250 0.472 118.788 0.800 0.880 125.077 0.300 0.516 118.502 0.850 0.920 124.016 0.350 0.555 118.273 0.900 0.956 123.108 0.400 0.590 118.106 0.950 0.988 122.319 0.450 0.622 118.0091.000 1.000 121.6240.5000.6534.1.1气相组成的计算由t D =118.067℃,用内插法求y D(118.106-118.009)/(0.988-1.00)=(118.106-118.067) / (0.988-y D ) 解得： y D =0.933同理，由t F =119.378℃，得y F =0.792 t W =133.277℃, 得y W =0.2324.1.2相对挥发度的计算由 X F =0.718，y F =0.792，得()()[]F F FFF x y x y -÷-÷=11α,带入数据得： =F α 1.50 同理，由X D =0.970，y D =0.933，得=D α 4.39 X W =0.0821，y W =0.232，得=W α 3.38 精馏段的平均相对挥发度：=1α(1.50+4.39)/2=2.95 提馏段的平均相对挥发度:=2α(1.50+3.38)/2=2.444.1.3．精馏塔的气、液相负荷Rmin=(x D -y q )/(y q -x q )由前面计算，我们可以知道y q =0.792,同时又是泡点进料，有x q =x F ,故Rmin =(0.970-0.792)/(0.792-0.0.718) =2.405取操作回流比为：R=1.5Rmin=1.5×2.405=3.61L=R ×D =3.61×0.830=3.00kmol/h V=(R+1)×D =4.61×0.830=3.83kmol/h L ’=L+F =3.00+1.159=4.159kmol/h V ’=V =3.83kmol/h4.1.4．精馏段、提馏段操作线及平衡方程精馏段操作线：y =R ×x /(R+1)+ X D /( R+1)=3.61x/(3.61+1)+0.970/(3.61+1)=0.783x+0.210 (1) 提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W × X W /V’=4.159x’/3.83-0.329×0.0821/3.83=1.09x ’-0.0071 (2) 精馏段平衡线：x=y/[y+(1-y)α⨯]=y/[y+(1-y)×2.95] (3) 同理有：提馏段平衡线：x=y/[y+(1-y)×2.44] (4)4.1.5．逐板计算法求理论塔板层数 x=y/[y+(1-y)×2.44]y 1=x D =0.970,带入（3），得x 1=0.916 将x 1=0.916 带入（1），得y 2=0.927将y 2=0.927 带入（3）, 得x 1=0.811,如此重复，直到x n <=x q ,算的x 3=0.649<x q列表，精馏段有将x 3=0.649 带入（2），得y 4=0.700将y 4=0.700 带入（4）, 得x 4=0.489,如此重复，直到x m <=x w ,算的x 7=0.0815<x w 列表，精馏段有y 1=0.970 y 2=0.927 y 3=0.845 x 1=0.916 x 2=0.811x 3=0.649y 4=0.700 y 5=0.526 y 6=0.334 y 7=0.178x4=0.489 x5=0.313 x6=0.170 x7=0.0815从表中可知，总理论塔板数N T为6块(不包括再沸器)，其中精馏段2块，提馏段4块。