南京工程学院课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计课程名称化工原理院(系、部、中心)康尼学院专业环境工程班级K环境091学生姓名朱盟翔学号240094410设计地点文理楼A404指导教师李乾军张东平设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日符号说明英文字母A a——塔板开孔区面积，m2；A f——降液管截面积，m2；A0——筛孔面积；A T——塔截面积；c0——流量系数，无因此；C——计算u max时的负荷系数，m/s；C S——气相负荷因子，m/s；d0——筛孔直径，m；D——塔径，m；D L——液体扩散系数，m2/s；D V——气体扩散系数，m2/s；e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次；E T——总板效率，无因次；F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2；h1——进口堰与降液管间的距离，m；h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱；h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m；h f——塔板上鼓泡层液高度，m；h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱；h L——板上清夜层高度，m；h0——降液管底隙高度，m；h OW——堰上液层高度，m；h W——出口堰高度，m；h'W——进口堰高度，m；Hσ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱；H——板式塔高度，m；溶解系数，kmol/(m3·kPa)；H B——塔底空间高度，m；H d——降液管内清夜层高度，m；H D——塔顶空间高度，m；H F——进料板处塔板间距，m；H P——人孔处塔板间距，m；H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次；l W——堰长，m；L h——液体体积流量，m3/h；L S——液体体积流量，m3/h；n——筛孔数目；P——操作压力，Pa；△P——压力降，Pa；△P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m，t——筛板的中心距，m；u——空塔气速，m/s；u0——气体通过筛孔的速度，m/s；u0，min——漏气点速度，m/s；u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h；V s——气体体积流量，m3/h；W c——边缘无效区宽度，m；W d——弓形降液管宽度，m；W s——破沫区宽度，m；x——液相摩尔分数；X——液相摩尔比；y——气相摩尔分数；Y——气相摩尔比；Z——板式塔的有效高度，m。

希腊字母β——充气系数，无因次；δ——筛板厚度，m；ε——空隙率，无因次；θ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，mPa；ρ——密度，kg/m3；σ——表面张力，N/m；ψ——液体密度校正系数，无因次。

下标max——最大的；min——最小的；L——液相的；V——气相的。

目录精馏塔优化设计任务书 (1)乙醇—水连续精馏塔设计前言 (2)精馏塔优化设计计算 (3)一、精馏流程确定 (3)二、塔的物料衡算 (3)1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (3)2. 平均摩尔质量 (3)3. 物料衡算 (3)三、塔板数的确定 (4)1. 理论塔板数的求取 ................................................................................... 错误!未定义书签。

2. 实际塔板数的求取 (5)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (6)1. 操作压力计算 (6)2. 操作温度计算 (6)3. 平均摩尔质量计算 (6)4. 平均密度计算 (7)5. 液体平均表面张力计算 (7)6. 液相平均粘度 (8)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)1. 塔径的计算 (9)2. 精馏塔有效高度的计算 (10)六、塔板主要工艺的计算 (10)1. 溢流装置计算 (10)2. 塔板布置 (11)七、塔板流体力学验算 (12)1. 塔板压降 (12)2. 液面落差 (13)3. 液沫夹带 (13)4. 漏液 (14)5. 液泛 (14)八、塔板负荷性能图 (14)1. 漏液线 (14)2. 液沫夹带线 (15)3. 液相负荷下限线 (16)4. 液相负荷上限线 (16)5. 液泛线 (16)设计计算总结表 (19)课程设计心得 (20)精馏塔优化设计任务书一、设计题目乙醇－水连续精馏塔的设计二、设计参数1. 进精馏塔的料液含乙醇X=30%（质量），其余为水2. 产品的乙醇含量不得低于94%（质量）3. 残液中乙醇含量不得高于0.1%（质量）4. 生产能力为日产（24小时）Y=90吨94%（质量）的乙醇产品三、设计条件1. 精馏塔塔顶压强：Z=4KPa（表压）2. 进料热状态：3. 回流比：R4. 加热蒸汽：低压蒸汽5. 单板压降≤ 0.7kPa6. 全塔效率：E52%T7.建厂地址：南京地区四、设计内容1. 设计方案的确定及流程说明2. 塔的工艺计算3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计（a、塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定b、塔板的流体力学验算；c、塔板的负荷性能图）4. 设计结果概要或设计一览表5. 精馏塔工艺条件图6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论乙醇——水连续精馏塔设计前言乙醇在工业、医药、民用等方面都有很广泛的应用。

是很重要的一种原料。

在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因力乙醇极具挥发性，也具有溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续蒸馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大，精馏是多数分离过程。

即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。

化工厂中精馏操作是在直立圈形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔饭或充填一定高度的填料，为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液，可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备、才能实现整个操作。

浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。

浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。

F1型浮阀的结果简单、制造方便。

节省材料。

广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准(JB1b8-68)内，F1型浮阀又分轻阀和重阀，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。

浮润塔其有下列优点：1、生产能力大；2、操作弹性大；3、塔板效率高；4、气体压强降及液面落差较小；5、塔的造价低。

浮阀塔不宜处理易结焦或粘度大的系统，但对于粘度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常年操作。

精馏塔优化设计计算一. 设计方案的确定本设计任务为分离乙醇—水混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储存罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比2倍。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储存罐。

二. 精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 kmol kg M A 18= 水的摩尔质量 kmol kg M B 46==F x 187.0463.0463.0+144.0==D x 1806.04694.04694.0+860.0==W x 18999.046001.046001.0+0004.0=2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量()kmol kg M F 03.2218144.01144.0=⨯-⨯= ()kmol kg M D 08.4218860.0146860.0=⨯-+⨯= ()kmol kg M W 01.18180004.01460004.0=⨯-+⨯=3. 物料衡算原料处理量 =F 03.222410903⨯=kmol kg 22.170总物料衡算 W D +=22.170乙醇物料衡算 W D 0004.0860.0144.022.170+=⨯ 联立解得kmol kg D 44.28= kmol kg W 78.141=三、塔板数的确定1. 理论板层数N T 的求取1.1 乙醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数0.20.40.60.810.20.40.60.81.0x Wx F x D0.273fybdgex图解法求理论版层数a1.2 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。

在图中对角线上，自点e （0.144，0.144）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为509.0=q y 144.0=q x故最小回流比=min R qq q D x y y x --=962.0144.0509.0509.0860.0=--此时乙醇—水系统的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a 点（x D ，x D ）作平衡线的切线ag 并延长与y 轴相交于c 点，截距为0.273， 即 =min R 273.0273.0-D x =273.0273.0860.0-150.2=当最小回流比为2.150比0.962还大时，已出现恒浓区，需要无穷多块塔板才能达到g 点。

所以对有下凹部分平衡曲线的物系，求R min 时，不能以平衡数据（y q ，x q ）代入。

所以，取操作回流比为300.42min ==R R1.3 求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=h kmol 30.12244.28300.4=⨯V=（R+1）D=()h kmol 73.15044.281300.4=⨯+ L'=L+F=h kmol 03.27373.15030.122=+ V'=V=h kmol 73.150 1.4 求操作线方程 精馏段操作线方程为y=162.0811.0860.073.15044.2873.15030.122+=+=+x x x V D x V L D提留段操作线方程为y=W x VWx V L ''''-=0004.0811.10004.073.15078.14173.15003.273'-'=⨯-x x1.5 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图所示。

求解结果为 总理论板层数 N T =19.5（包括再沸器） 进料板位置 N F =17 2. 实际板层数的求取精馏段实际板层数 318.3052.016≈==精N 提留段实际板层数 77.652.05.3≈==提N四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算 1. 操作压力计算塔顶操作压力 kPa P D 3.10543.101=+= 每层塔板压降 kPa P 7.0=∆进料板压力 kPa P F 4.128337.03.105=⨯+= a 精馏段平均压力 ()kPa P m 85.11624.1283.105=+= 2. 操作温度计算依据压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇—水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程省略，计算结果如下 塔顶温度 ℃48.81=D t 进料版温度 ℃2.102=F t精馏段平均温度 ()℃84.9122.10248.81=+=m t 3. 平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量计算由 860.01==y x D ,查平衡曲线得854.01=x()kmol kg M VDm 08.4218860.0146860.0=⨯-+⨯= ()kmol kg M LDm 91.4118854.0146854.0=⨯-+⨯=进料板平均摩尔质量计算 由图解理论塔板得 524.0=F y 查平衡曲线得 191.0=F x()kmol kg M VFm 67.3218524.0146524.0=⨯-+⨯= ()kmol kg M LFm 35.2318191.0146191.0=⨯-+⨯=精馏段平均摩尔质量()kmol kg M Vm 38.37267.3208.42=+= ()kmol kg M Lm 63.32235.2391.41=+=4. 平均密度计算 4.1 气相平均密度由理想气体状态方程计算，即()344.115.27384.91314.838.3785.116m kg RT M P m Vm m Vm =+⨯⨯==ρ 4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即iiLm a ρρ∑=1塔顶液相平均密度的计算 由 ℃48.81=D t ，查手册得34.732m kg A =ρ 39.970m kg B =ρ()34.7439.97006.04.73294.01m kg LDm =+=ρ进料板液相平均密度计算 由 ℃2.102=F t ，查手册得34.702m kg A =ρ 3957m kg B =ρ进料板液相的质量分率376.018809.046191.046191.0=⨯+⨯⨯=A a()32.842376.014.702376.01m kg LFm =-+=ρ精馏段液相平均密度为()38.79222.8424.743m kg Lm =+=ρ5. 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即i i Lm x σσ∑=塔顶液相平均表面张力计算由 ℃48.81=D t ，查手册的m mN A 60.16=σ m mN B 32.62=σ()m mN LDm 00.2332.6286.0160.1686.0=⨯-+⨯=σ进料液相平均表面张力的计算由 ℃2.102=F t ，查手册得m mN A 70.14=σ m mN B 2.58=σ()m mN LFm 89.492.58191.0170.14191.0=⨯-+⨯=σ精馏段液相平均表面张力为()m mN Lm 45.36289.4900.23=+=σ6. 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即i i LDm x μμlg lg ∑=塔顶液相平均年度计算由 ℃48.81=D t ，查手册得s mPa A ⋅=44.0μ s mPa B ⋅=35.0μ()()()35.0lg 86.0144.0lg 86.0lg -+=LDm μ解得 s mPa LDm ⋅=426.0μ进料板平均粘度计算由 ℃2.102=F t ，查手册得s mPa A ⋅=32.0μ s mPa B ⋅=25.0μ()()()25.0lg 191.0132.0lg 191.0lg -+=LFm μ解得 s mPa LFm ⋅=262.0μ精馏段液相平均表面张力为()s mPa Lm ⋅=+=344.02262.0426.0μ五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为s m VM V Vm Vm s 30869.144.1360038.3773.1503600=⨯⨯==ρ m LM L Lm Lm s 30014.08.792360063.323.1223600=⨯⨯==ρ 由 V V L Cu ρρρ-=max 式中C 由式2.020)20(L C C σ=计算，其中20C 由图查取，图的横坐标为 0302.044.18.79236000869.136000014.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V L h h V L ρρ 取板间距m H T 40.0=，板上液层高度05.0=L hm h H L T 35.005.040.0=-=-查图（史密斯关联图）得：075.020=C0846.02045.36075.0202.02.020=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫ ⎝⎛=L C C σ s m u 983.144.144.18.7920846.0max =-= 取安全系数0.7，则空塔气速为s m u u 388.1983.17.07.0max =⨯==m u V D S 998.0388.10869.144=⨯⨯==ππ 按标准塔径圆整后为m D 0.1=塔截面积为222785.00.144m D A T =⨯==ππ实际空塔气速为s m u 385.1785.00869.1== 2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为()()m H N Z T 124.01311=⨯-=-=精精提留段有效高度为()()m H N Z T 4.24.0171=⨯-=-=提提在进料板上方开一人孔，其高度为m 8.0故精馏塔的有效高度为m Z Z Z 2.158.04.2128.0=++=++=提精六、塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算因塔径m D 0.1=，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。