1 设计任务物料组成：为乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分率）；产品组成:塔顶乙醇含量》99%，塔底釜液丙醇含量》98%；操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)；回流液温度：为塔顶蒸汽的露点；加热体系：间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；冷凝体系：冷却水进口温度20℃，出口温度45℃；热量损失：设备热损失为加热蒸汽供热量的5％；料液定性：料液可视为理想物系；年处理量：15000吨；工作日：每年工作日为65天，每天24小时连续运行；进料方式：饱和液体进料，q值为1；塔板类型:浮阀塔板。

厂址选地：马鞍山市当涂县乌溪镇2 设计方案蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。

连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，虽然本课程设计中年处理量较小（15000吨/年），但仍采用连续蒸馏的方式。

蒸馏过程根据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸馏。

本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作，塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小。

由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采用间接水蒸气加热，设置再沸器。

塔底设冷凝回流装置。

工艺流程设计：图：原料液的走向考虑到蒸气压力对设备要求等各方面的影响，选用的蒸气压力为5kg f/cm2图冷凝水的走向 换热器内物料走壳程，冷却水走管程3 精馏塔物料衡算3.1 物料衡算已知数据：乙醇的摩尔质量M A =46.07kg/kmol, 正丙醇摩尔质量M B =60.1kg/kmol X f =0.30 X D =0.99 X W =0.02原料处理量F=（15000×1000）／（65×24×M A ）=208.71kmol/h 总物料流量衡算W D F += 塔底物料流量衡算：wD FD x x x x F W --⨯==208.71×﹙0.99-0.30﹚／﹙0.99-0.02﹚ =148.46 kmol/h=-=W F D 60.24 kmol/h3.2 摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的流量和平均摩尔质量()B F A F F M x M M ⨯-+⨯=1x =55.89 kg/kmol()B D A D VDM M x M x M ⨯-+⨯=1=46.21 kg/kmol()B W A W W M x M x M ⨯-+⨯=1=59.82 kg/kmol4 塔体主要工艺尺寸4.1 塔板数的确定 4.1.1 塔板压力设计常压操作，即塔顶气相绝对压力p=110.925 kPa 预设塔板压力降：6.0 kPa 估计理论塔板数：16 估计进料板位置：10塔底压力：110.925166.0325.101=⨯+=W P kPa 进料板压力：=进P 106.725 kPa 精馏段平均压力：=m P 104.025kPa4.1.2 塔板温度计算温度（露点）-气相组成关系式：00BA A p p p p p p y --⨯= (1) 温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇：48.23105.165233827.7lg +-=t p A (2) 正丙醇：tp B +-=0.19314.137574414.6lg (3) 各层塔板压力计算公式：()A B A A x p x p p -⨯+⨯=1 (4)塔顶：已知乙醇的气相组成y 为产品组成0.99，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成0.02，操作压力经初步计算为。

通过联立（2）、（3）、(4)并进行迭代可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。

（计算过程使用excel 软件进行迭代计算） 结果如下：塔顶：78.625=D t ℃ 102.538=A p kPa 48.029=B p kPa塔底：100.065=W t ℃ 219.145=A p kPa 108.706=B p kPa 进料板(数据取自后文塔板物料衡算结果)：99.093=f t ℃ 175.976=A p kPa 85.983=B p kPa4.1.3 物料相对挥发度计算BA p p =α，根据上文求出的数据可得：塔顶：=D α 2.135 塔底：W α= 2.016 进料板：F α=2.047平均相对挥发度：=α ()F W Dααα=2.0654.1.4 回流比计算最小回流比pp p D x y y x R --=min(5)q 线方程：采用饱和液体进料时q=1,故q 线方程为： x P =x F =0.30 (6) 相平衡方程：()pp p p p x x x x y 065.11065.211+=-+=αα (7)（6），（7）联立得：p x =0.30 p y =0.469代入式（5）可以求得：R min =(x D -y P ) ／(y P -x P )=(0.99-0.469) ／(0.469-0.30)=3.08最小理论板数αlg 11lg min⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=WW D D xx x x N =4.20最适回流比=⨯+⨯=--min 0203.0min 0917.0min 3536.13748.0R N N R opt 4.3784.1.5 塔板物料衡算精馏段操作线方程： D x R x R R y 111+++=，代入数据得： y=0.814x+0.0558 提馏段操作线方程： W x R x R R y '1'1'-+='，（W V R ''=），代入数据得： 0.011- 1.532x y =相平衡方程:xx y 065.11065.2+=物料衡算过程模式: Y n-1 x n-1 y n x n y n+1 x n+1在同一塔板上的计算运用相平衡方程，上下塔板间的计算，运用操作线方程表：塔板物料数据4.1.6 实际塔板数的计算4.1.6.1 黏度（通过液体黏度共线图差得）乙醇、正丙醇黏度共线图坐标值查表可得：全塔平均温度为：90.209 ℃物料在平均温度下的粘度，通过查表可得： 乙醇：mPa/s 0.350=Aμ正丙醇：s mPa B /550.0=μ 全塔平均黏度计算公式:()B F A F x x μμμlg 1lg lg -+=代入数据可得平均粘度s mPa /491.0=μ4.1.6.2总塔板效率普特拉—博伊德公式：()245.049.0-=αμE代入相关数据得：488.0=E4.1.7 实际塔板数计算精馏段板数199≈÷=E N 精 提馏段板数145.6≈÷=E N 提总板数33=N(不包括塔釜再沸器)4.2 塔径计算uV D Sπ4=4.2.1 平均摩尔质量计算塔顶()kmol kg M x M x M B D A D VDM /21.461=-+= ()kmol g M x M x M B A LDM /k 36.46111=-+=进料板111.0=A x 205.0=By()kmol g M y M y M B A A F VFM /k 218.571=-+=()kmol kg M x M x M B F A F LFM /539.581=-+=精馏段()kmol kg M M M VFM VDM VM /714.515.0=+=()kmol kg M M M LFM LDM LM /448.525.0=+=4.2.2 平均密度计算气相平均密度有理想状态方程计算，即 3/803.1m kg RT M P mVmm Vm==ρ液相平均密度 塔顶 625.78=Dt ℃查手册有：33/740/740m kg m kg LDM A ==ρρ进料板 908.92=Ft ℃ 查表有:()333/934.740/1/x 1/5.742/725m kg x m kg m kg BB A A LFM B A =-+===ρρρρρ精馏段液相平均密度467.7402/)(=+=LFM LDM LM ρρρ3/m kg4.2.3 液相表面张力计算塔顶 625.78=Dt ℃查手册有：m mN A LDM /832.17=≈σσ进料板 908.92=Ft ℃ 查表有:m mN A /2.16=σ m mN B /1.18=σ()m mN M x M x B F A A L FM /737.171=-+=σ精馏段平均表面张力m mN LM /739.172/)778.177.17(=+=σ4.2.4 塔径计算精馏段气液体积流率为0412.0)/(/00405.03600/965.136002/133=====V L hhLM LMS VMVMS V L sm LM L sm VM V ρρρρ取板间距m h m H L T06.045.0==板上液层高度m h H T T 39.006.045.0=-=-查史密斯关联图有： 087.020=Cm m uV D s m U u s m CU C C SVVL L6.1D 442.14/203.1719.17.07.07.0/719.10849.0)20739.17(087.0)20(m ax m ax 2.02.020====⨯=====⨯==-按标准塔径圆整后则空塔气速为：取安全系数为πρρρσ4.3 塔截面积s m A V u m A T S T /977.0011.2965.12.0116.1422====⨯=实际空塔速度为：π4.4 精馏塔有效高度计算每隔6~8块塔板设一人孔，为0.5 m ，设有人孔处板间距调整为0.6 m 。

同时，塔底、进料板和塔顶各设一人孔()mH H H H H m H m H D 55.910.454)-(330.62-628211476m5.14.12.1B D B =+⨯+⨯++====裙座裙座精馏塔高度层塔板。

、、、、塔顶、第个人孔，分别位于塔底全塔设裙座高度塔底空间塔顶空间 以下为塔底空间的计算过程：取釜液在塔底停留时间为6 min ，釜液距离底层塔板1 m 。

釜液流量为：13min 137.073860017.60059.13160-⋅=⨯⨯==m M W q W W S w ρ储存釜液高度：m A q H T W 408.0011.2137.0===塔底空间高度：m m H H B4.1408.11≈=+=4.5 精馏塔热量衡算4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量 如图4-2所示，对精馏塔塔顶冷凝器进行热量衡算4.5.1.1 热量衡算式''WD L V Q Q Q Q ++=式中 Q V ’——塔顶蒸气带入系统的热量；Q L ——回流液带出系统的热量； Q D ——馏出液带出系统的热量；Q W ’——冷凝水带出系统的热量。