目录一、设计任务书 (2)二、物料衡算 (3)1. 计算依据 (3)2. 物料衡算 (3)2.1 精馏塔物料算 (3)2.2 预热器物量衡算 (4)2.3 全凝器物量衡算 (4)2.4 再沸器物量衡算 (5)2.5全凝器冷凝介质的消耗量 (5)四、设备设计与选型 (6)1. 精馏塔工艺设计 (6)2. 精馏塔的结构尺寸设计 (18)五、总结 (20)六、参考文献 (20)07级生物工程专业《化工原理》课程设计任务书设计课题：乙醇—水连续精馏浮阀塔设计一、设计条件1、原料液乙醇含量： 32.5 %（质量分数）。

2、产品要求：塔顶xD = 0.83 塔底残液xW= 0.01 （摩尔分率）。

3、原料处理量： 9.5 t/h4、操作条件：常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，回流比R=(1.2~2)Rmin5、设备形式：浮阀塔（F1型）6、厂址：邵阳地区，邵阳地区夏天水温25~28℃，邵阳地区大气压力99kPa二、设计任务和要求1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置；2、精馏塔的工艺计算与结构设计：1）物料衡算确定理论板数和实际板数；2）按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整；3）确定塔板和降液管结构；4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并对特定板的结构进行个别调整；5）进行全塔优化，要求操作弹性大于2。

3、计算塔高；4、估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积。

5、绘制精馏装置工艺流程图、塔板结构图（用计算机绘制3A图纸打印）；物料衡算1、计算依据1.1《乙醇—水连续精馏浮阀塔设计》1.2. 乙醇—水系统t—x—y数据2.物料衡算2.1 精馏塔总物料衡算159.018/675.046/325.046/325.0=+=Xf已知： X D =0.83, X W =0.01kmol kg Mf /452.2218841.046159.0=⨯+⨯=mol kg Md /24.411817.04683.0=⨯+⨯= mol kg Mw /28.181899.04601.0=⨯+⨯=h kmol F /12.423452.22105.93=⨯=F=D+W, FXf=DXd+WXw解得 D=76.884kmol/h W=346.236kmol/h2.2.预热器物料衡算预热器的进料、出料与精馏塔相同2.3 冷凝器（全凝器）的物料衡算泡点进料 q=1 由下图可知Ym=0.33726 则有图1X D/(Rm+1)=0.33726 Rm=1.46R=1.5Rm=1.5×1.46=2.2L=RD=2.2×76.884=169.14V=(R+1)D=3.2×76.884=246.03kmol/hVy=DX D+LX D246.03y=(76.884+169.14)×0.83 y=0.832.4 再沸器的物料衡算y’=0.025375q=1 V’=V=246.03kmol/hL’=V’+W=246.03+346.236=592.3kmol/h L’x=V ’y ’+WX W X=0.01642.5 全凝器冷凝介质的消耗量Wc 以及换热面积AcQc=(R+1)D(Ivd-Ild)查得 I vd =1266kJ/kg I Ld =253.9kJ/kg 则Qc=(2.2+1)×76.884(1266-253.9)=2.49×105kJ/h=69167J/s 冷却水进出温度 25℃ 、35℃,热流体进出温度为78.494℃ 、40℃ 平均温度下查得Cpc=4.174kJ/kg.℃s kg h kg t t Cpc Qc Wc /66.1/5.5965)2535(174.41049.2)12()(5==-⨯⨯=-=水C t m︒=-----∆1.21253540494.78ln)2535()40494.78( K 取700W ·m -2/℃，则27.41.2170069167m t K Q A m c =⨯=∆=2.6 再沸器蒸汽消耗量W 以及换热面积A查得99.626℃下 Ivd=2260kJ/kg Ild=840kJ/kg 则 Wc （水）=s kg V s /48.081.174.972=⨯=ρs kJ Ivd Wc Qc /8.1084226049.0)(=⨯==水s kg Ild Qc Wc /29.18408.1084)(===乙醇设备设计与选型精馏塔工艺设计1.精馏塔理论板数作出平衡线（x —y 图），图1由泡点进料得得q=1,则q 线方程为X=X F =0.159从而求得: R min=1.46 实际回流比为：R=1.5Rmin=1.5×1.46=2.21.1精馏段操作线方程：y=Rx ／(R+1) +X D ／(R+1)代入数据得：y=2.2x ／(2.2+1) +0.83／(2.2+1) =0.6875x+0.261.2提留段操作线方程：y=L ′x ／(L ′-W) –WX W ／（L ′-W ）代入数据得：y=346.236x ／246.03 -346.236×0.01／246.03=1.407x-0.014071.3理论塔板数的求取由操作线方程及q 线方程，气液平衡线作图(图1)得： 理论板数为：N T =18(不包括再沸器) 进料位置：从塔顶往下数N=162.精馏塔实际塔板数由T-X-Y 图求得：T D =78.494 O C T F =99.496O C T W =99.626O C塔顶与塔釡的平均温度：T=(T D +T W )／2=(80.54+110.19)／2=95.37O C ，故54.923626.99494.78096.99=++=Tm OC在此温度下，查得s mPa •=30773.0水μ s mPa •=38.0乙醇μ=-+=水）（乙醇μμμXf Xf m 10.159×0.38+0.841×0.3.775=0.319mPa.s 故全塔效率 E T =0.17-0.616㏒μm=0.17-0.616㏒0.319=0.476 E T =N T ／N P ×100% (N T :理论板数 N P :实际塔板数) 故 实际塔板数：N P =N T ／E T =18／0.476=38(不包括再沸器) 其中 精馏段 N 精=15/0.476=32 提馏段 N 提=3/0.476=6 实际进料位置：从塔顶往下数16／0.476=333.计算塔径、塔高3.1计算塔径uV D Sπ4=D —塔径,m; S V —塔内气体流量，s m /3； u —空塔气速，m/s 3.1.1精馏段 VVL Cu ρρρ-=max m ax u —极限空塔气速, m/s; C —负荷系数, V L ρρ,—分别为塔内液，气两相的密度，kg/m 3. 精馏段依据恒摩尔假设乙醇（气）3/735.1644.351314.8001.046110300m kg RT PM =⨯⨯⨯==ρ 水（气） 3/679.0644.351314.8001.018110300m kg RT PM =⨯⨯⨯==ρv p =0.83×1.735+0.17×0.679=1.56kg/m3V S =VM D /v p =246.03×41.24/1.56=1.81m 3/h塔顶液相密度：L=169.14koml/h乙醇(液) m1=169.14×0.83×46=6457.76kg/h 水(液) m2=169.14×0.17×18=517.57kg/h 查得：T D =80.54O C 时乙醇(液) ρ= 740.15kg/m 3 水(液) ρ= 972.74kg/m 3l p =0.83×740.15+0.17×972.74=779.69kg/m 3选取塔板间距,假设选H T =400mm,板上层清液高度h L =60mm;则 H T －h L =340mm031.056.169.77981.10025.0==v Vs Ls L ρρ根据史密斯关联图,查得 C 20=0.075根据 2.020)20(σC C =液相所含乙醇的平均摩尔分率为337.03843.001.0159.0=++查得临界温度 乙醇Tc1=243.1℃ 水Tc2=374.2℃ 故临界液体温度Tmc=∑x i T ic =0.337×（273+243.1）+0.663×（273+374.2）=603K 查得25℃下乙醇水溶液的表面张力，σ1=26dyn/cm2.12.1)25273(603)494.78273(6031212⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-+-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--=T Tmc T Tmc σσ则 cm dyn /63.202=σ 故 C=C 20（20.63/20）0.2=0.075×(20.63/20)0.2 =0.075VV L Cu ρρρ-=max =075.0s m /675.156.156.169.779=-⨯乘以安全系数,得到适宜的空塔气速u u=0.7u max =0.7×1.675=1.1725m/sm uVsD 402.11725.114.381.144=⨯⨯==π按标准塔径圆整D=1.5m 3.1.2提馏段提馏段气相密度根据 RTpM=ρ 求取 乙醇（气） 3/64.175.372314.8001.046110300m kg RT PM =⨯⨯⨯==ρ水（气） 3/64.05.372314.8001.018110300m kg RT PM =⨯⨯⨯==ρρV =0.01×1.64+0.99×0.64=0.65kg/m 3L ’=W+V ’ V ’=L ’-W=592.3-346.236=246.03kmol/h V S =V ’Mw/ρv=246.03×18.28/0.65=1.92m 3/s 查得：T W =99.6O C 时乙醇(液) ρ= 723.51kg/m 3 水(液) ρ= 958.66kg/m 3 ρL =0.01×723.51+0.99×958.66=956.3 kg/m 3 L S =L ’Mw /ρL =592.3×18.28/956.3=0.003m 3/s06.065.03.95692.1003.0==v Vs Ls L ρρ根据《化工原理》下册P129史密斯关联图,查得 C 20=0.083 同精馏段相同算法，得σ2=18.55dyn/cm082.0)2055.18(083.0)20(202.02.0=⨯==σC C VV L Cu ρρρ-=max =0.082s m /81.265.065.05.763=-⨯乘以安全系数,得到适宜的空塔气速u u=0.7u max =0.7×2.81=1.967m/sm uVsD 115.1967.114.392.144=⨯⨯==π按标准塔径圆整D=1.2m在精馏段与提馏段中取较大的D 值，并圆整到标准塔径D=1500mm3.2计算塔高Z对于精馏塔塔顶空间: H d =1.2m 塔底空间: H b =2.5m 人孔数S: 每6块板设置一人孔 61638≈-=S (个) 进料口处板间距: H f =0.5m 开设人孔处板间距 H t ’=0.6m塔高（不包括封头和裙座高），考虑到进料口与人孔在同一位置.Z=H d +(N-2-S)H t +SH t ’+H F +Hw=1.2+(38-2-6)×0.4+4×0.6+0.5+2.5 =18.6m4、溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。