乙醇和正丙醇物系分离系统的设计
乙醇-正丙醇物系的折光率-温度-组成的关系模型建立
乙醇-正丙醇物系的折光率-温度-组成的关系模型建立张振坤【摘要】Model of refractive index-composition-temperature relationshipof the solution was discussed through the refractive index of Ethanol-propylene glycol mixtures, in order to determine the content in two-component solution quickly and accurately. The method used the least square to fit the relationships between refractive index-temperature, refractive index-composition and refractive index-composition-temperature by measure of different temperatures and refractive index of different components. The results were validated, the model was reasonable effective.%通过测定乙醇-正丙醇物系的折光率，探讨建立乙醇-正丙醇物系的乙醇折光率-组成-温度模型，用以快速、准确确定双组分溶液中组分含量。
该方法通过测定不同温度、不同组分组成的折光率，用最小二乘法拟合折光率-温度，折光率-组成以及折光率-组成-温度三者间的关系。
并且用实验实测折光率值和利用建立的模型计算的理论值对比，经验证表明，结果可靠，模型有效合理，便于在不同温度下准确计算出溶液的组成。
【期刊名称】《广州化工》【年(卷),期】2016(000)004【总页数】3页(P84-86)【关键词】乙醇;丙醇;折光率;模型【作者】张振坤【作者单位】吉林化工学院，吉林吉林 132022【正文语种】中文【中图分类】TQ014折光率是有机化合物最重要的物理常数之一，它能精确而方便地测定出来，作为液体物质纯度的标准，它比沸点更为可靠。
实验6 精馏塔(板塔)
精馏塔实验装置说明书一、实验目的1.了解板式塔的基本构造，精馏设备流程及各个部分的作用，观察精馏塔工作时塔板上的水里状况2.学会识别精馏塔内出现的几种操作状态，并分析这些操作状态对塔性能的影响3.学习精馏塔性能参数的测量方法，并掌握其影响因素。
4.研究开车过程中，精馏塔在全回流条件下，塔顶温度等参数随时间的变化情况5.测定精馏塔在全回流和某一回流比下连续精馏时，稳定操作后的全塔理论塔板数，总板效率。
二、实验原理对于二元物系，如果已知其气液平衡数据，则根据精馏塔的原料组成。
进料热状况、操作回流比及塔顶馏出液组成、塔底馏出液组成，可以求出该塔的理论板数以及总板效率。
全塔效率ηPtN N =t N —理论塔板数 p N —实际塔板数，10部分回流时，进料热状况参数的计算式为mmF B r r t t Cpm q +-⨯=)(q 线斜率=1-q q t F --进料温度; t B --泡点温度Cp m —进料液体在平均温度下的比热=()CKmol KJ x M c x M c p p ︒⋅+222111（乙醇ckg KJc p ︒⋅=07.31 、正丙醇c kg KJc p ︒⋅=85.22）r m —混合液体在泡点温度下汽化潜热=()KmolKJ x M r x M r 222111+（kgkJr kgkJr 680;81921==）三、装置和流程(一) 精馏塔(二) 物系 (乙醇─正丙醇)1. 纯度: 化学或分析纯.2. 平衡关系: 见表1.3. 料液浓度:15-25％(乙醇质量百分数).4. 浓度分析用阿贝折光仪.折光指数与溶液浓度的关系见表2. 表 1 常压下乙醇—正丙醇t-x-y 数据表( 均以乙醇摩尔分率表示，x-液相，y-气相 ，t/℃ )组成与泡点温度关系： 359.97861.271389.92+-=x x t （1） 式中： t —摄氏度，℃；x —乙醇在液相中的摩尔分率。
上列平衡数据摘自: J.Gmebling,U.onken •Vapor ─liquid•Equilibrium DataCollection ─Organic Hydro xy Compounds: Alcohols(p.336)。
化工原理吸收实验
精馏实验报告姓名：班级：学号：同组人：实验时间：一、 报告摘要本实验利用乙醇-正丙醇混合物进行精馏，达到分离和提纯的效果。
通过这次实验能进一步掌握精馏的单元操作方式，利用测得的塔板组成数据求出全塔效率和单板效率，从而进一步地加深对精馏操作机理的掌握。
实验中也用到了阿贝折光仪来测算塔板各部位的组成，同过多次使用阿贝折光仪，能进一步熟练对其的使用。
同过实验的操作和数据的处理，我们可以加深对精馏操作的理解，掌握了一项我们化工行业耐以生存的一项基本技能。
二、 实验目的及任务1. 熟悉精馏的工艺流程，掌握精馏实验的操作方法。
2. 了解板式塔的结构，观察塔板上汽-液接触情况。
3. 测定全回流时的全塔效率及单板效率。
4. 测定全塔浓度分布。
5. 测定塔釜再沸器的沸腾给热系数。
三、 实验基本原理在板式精馏塔中，有塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液，在塔板上实现多次接触，进行传热与传质，使混合液达到一定程度的分离。
回流是精馏操作得以实现的基础。
塔顶回流量与采出量之比，称为回流比。
回流比是精馏操作的重要参数之一，其大小影响着精馏操作的分离效果和能耗。
回流比存在两种极限情况：最小回流比和全回流。
若塔在最小回流比下操作，要完成分离任务。
则需要有无穷多块塔板的精馏塔。
当然，这不符合工业实际，所以最小回流比只是一个操作限度。
若操作处于全回流时，既无任何产物采出，也无原料加入，塔顶的冷凝液全部返回塔中，这在生产中无实验意义。
但是，由于此时所需理论板数最少，又易于达到稳定，故常在工业装置的开停车、排除故障及科学研究时采用。
实际回流比通常取最小回流比的1.2~2.0倍。
在精馏操作中，若回流系统出现故障，操作情况会急剧恶化，分离效果也将恶化。
板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数，有以下两种定义方法。
（1）总板效率EeN E N = (4-25)式中 E —总板效率 N —理论板数； e N —实际板数 （2）单板效率E mln 1nml n 1nx x E x x -*--=- (4-26)式中 E ml —以液相浓度表示的单板效率；x n ,x n-1—第n 块和第（n-1）块板的液相浓度； n x *—第n 块板气相浓度相平衡的液相浓度。
精馏实验报告
北京化工大学化工原理实验报告实验名称：精馏实验班级：姓名：学号：序号：同组人：设备型号：板式精馏塔实验日期：一、实验摘要本次实验采用板式精馏塔，通过全回流和部分回流的操作模式，分离乙醇—正丙醇混合物。
全回流时，x F=0.1177，x D=0.9017，x w=0.0942，通过画梯级图得到的理论板数为6.1，全塔效率为63.75%，单板效率E mL,N=73.25%，E mV,N=69.66%。
部分回流时，x F=0.316,x D=0.8341，x W=0.0877，通过画梯级图得到的理论板数N T=7.5，全塔效率：E T=81.25%， D=10.91 ml/min，W=24.72 ml/min。
二、实验目的1、了解板式精馏塔的结构特点和测控系统2、测量全回流时的全塔效率和单板效率3、测量部分回流时的全塔效率4、测量精馏塔操作弹性、负荷性能等5、观察冷模板式塔的气液（鼓泡、泡沫、喷射）接触状态6、观察冷模板式塔的漏液、雾沫夹带或液泛等情况三、实验原理精馏是根据液体混合物组分的挥发度不同，经塔底供热产生蒸汽向上回流，塔顶移走热量产生液体向下回流，塔内发生气液逆流接触和物质传递，最后轻组分富集于塔顶，重组分富集于塔底，将混合物分开的单元操作。
精馏塔的操作参数有：板效率、板压降、持液量、塔板温度等。
其中，板效率是体现塔板性能及操作条件好坏的主要参数，包括：1、全塔效率E T=N T−1NN T—理论塔板数（包括塔釜1块理论板） N—实际塔板数理论塔板数N T可通过画梯级图（如图5-1）求得，还可以通过逐板计算得到。
图5-1 全回流和部分回流操作的理论板梯级对于全回流操作，以作图法为例:首先画出乙醇—正丙醇溶液在101.3kPa下的y-x相平衡曲线(平衡数据见附录)，对角线即是操作线.然后以塔顶组成x D和塔釜组成x W为始、终点，在平衡线和操作线之间画梯级，梯级数(含小数部分)等于理论板数N T。
课程设计：乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计
成绩华北科技学院化工原理课程设计说明书设计题目：分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计姓名：熊先清专业：化学工程和工艺班级：化工B091学号： 2指导教师：高丽花李辰明设计时间：2012年6月10日至2012年6月22日完成时间：2012年6月22日评语：目录目录 (2)一设计任务书 (4)二塔板的工艺设计 (4)（一）设计方案的确定 (4)（二）精馏塔的物料衡算 (4)1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 (4)2.物料衡算 (4)(三)物性参数的计算 (5)1.操作温度的确定 (5)2.密度的计算 (6)3.混合液体表面张力的计算 (9)4.混合物的粘度 (11)5.相对挥发度 (12)(四)理论板数及实际塔板数的计算 (12)1.理论板数的确定 (12)2.实际塔板数确定 (14)(五)热量衡算 (14)1.加热介质的选择 (14)2.冷却剂的选择 (15)3.比热容及汽化潜热的计算 (15)4.热量衡算 (17)(六)塔径的初步设计 (19)1.汽液相体积流量的计算 (19)2.塔径的计算和选择 (20)(七)溢流装置 (22)1.堰长l W (22)2.弓形降液管的宽度和横截面积 (23)3.降液管底隙高度 (23)(八)塔板分布、浮阀数目和排列 (24)1.塔板分布 (24)2. 浮阀数目和排列 (24)二、塔板的流体力学计算 (26)（一）汽相通过浮阀塔板的压降 (26)1.精馏段 (26)2.提馏段 (27)（二）淹塔 (28)1.精馏段 (28)2.提馏段 (28)（三）雾沫夹带 (29)（四）塔板负荷性能图 (30)1.雾沫夹带线 (30)2.液泛线 (31)3.液相负荷上限线 (32)4.漏液线 (32)5.液相负荷下限线 (33)三、塔总体高度计算 (35)1.塔顶封头 (35)2.塔顶空间 (36)3.塔底空间 (36)4．人孔 (36)5.进料板处板间距 (36)6.裙座 (37)四、塔的接管 (37)1.进料管 (37)2.回流管 (38)3.塔底出料管 (38)4.塔顶蒸汽出料管 (38)5.塔底蒸汽管 (38)五、塔的附属设备设计 (39)1.冷凝器的选择 (39)2.再沸器的选择 (39)六、总结 (40)七．参考文献 (41)一 设计任务书【设计题目】分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计【设计条件】进料：乙醇含量40%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01%生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年工7200小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料； R=5【设计计算】二 塔板的工艺设计（一）设计方案的确定本设计的任务是分离乙醇-正丙醇混合液。
气相色谱法和折光率法测定乙醇-正丙醇物系组分含量比对
气相色谱法和折光率法测定乙醇-正丙醇物系组分含量比对刘秀金【摘要】建立了气相色谱氢火焰离子化检测器(FID)测定乙醇-正丙醇物系含量方法,并通过实验拟合得到折光率和乙醇质量分数线性方程y=-4 194.6x +5792.5(R2=0.9995).比对气相色谱法和折光率法测定乙醇-正丙醇物系中乙醇和正丙醇含量.结果表明,当乙醇含量≥30％,折光率法检测相对误差RE≤3.0％,可以采用折光率法进行快速检测;当乙醇含量＜30％,折光率法检测RE＞5％,随着乙醇含量降低,RE逐渐升高达到19.50％,而GC检测RE均＜2％,建议采用GC进行检测.该方法线性关系良好,乙醇回收率99％～ 101％,精密度良好,准确度高,耐用性好,溶液稳定,检测限为0.000 77％,定量限为0.002 6％,可用于乙醇-正丙醇物系定量检测.【期刊名称】《应用化工》【年(卷),期】2019(048)005【总页数】4页(P1242-1245)【关键词】乙醇;正丙醇;含量;气相色谱;折光率【作者】刘秀金【作者单位】福州大学至诚学院,福建福州350102【正文语种】中文【中图分类】TQ016.1;TQ013.1乙醇和正丙醇由于物性和结构相似、分子大小相近、沸点相差较大，形成的理想溶液常常作为教学用化工基础实验物系[1-2]。
乙醇-正丙醇溶液中组分含量测定一般采用传统折光率法[3]，该方法仪器设备简单、检测快速，但样品需要量大、重现性差、误差大。
气相色谱法氢火焰离子化检测器(FID)检测灵敏度高、重复性好、样品需要量少、检测误差小[4]。
本文基于以上考虑，对折光率法和GC检测方法进行比较，并对乙醇和正丙醇物系含量测定采用GC进行了系统的研究[5-7]，确定了GC检测条件，结果显示该检测方法精密度、耐用性、准确度和稳定性良好，0～99.9%范围内线性关系好，检测限为0.000 77%，定量限为0.002 6%，能够满足低浓度样品的检测要求。
分离乙醇-正丙醇
100
乙醇
0.601
0.495
0.361
正丙醇
0.899
0.619
0.444
根据内差法求不同温度下的粘度
B 查表，得 ,
查表，得 ,
(1)精馏段粘度：
(1)提留段粘度:
2.2.5相对挥发度
(1)精馏段的平均相对挥发度:
(2)提留段的平均相对挥发度:
2.2.6气液相体积流量计算
kmol/s
（1）精馏段
2.6.2浮阀数目与排列
(1)精馏段
取阀孔动能因子F0=12.则孔速
每层塔板上浮阀数目为
取边缘区宽度 破沫区宽度
计算塔板上的鼓泡区面积，即
其中
所以
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm
则排间距：
按t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154个
按N=154重新核算孔速及阀孔动能因子
3.1通过浮阀塔板的压降
气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降△Pp可由 和 计算
式中hc——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；
hl——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；
hσ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。
由Excel计算结果见表2.3：
表2.3逐板法计算理论塔板数结果
x编号
x的值
y编号
y的值
x1
0.983913
y1
0.9923
x2
0.969513
y2
0.985295
x3
0.945348
乙醇_正丙醇精馏塔设计说明书
化学与环境工程学院《化工原理》课程设计设计题目：年产量1.5万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计专业班级：指导教师：学生姓名：学号：起止日期 2011.06.13-2011.06.24目录1．设计任务 (2)2．设计方案 (3)3.1 物料衡算 (6)3.2 摩尔衡算 (7)4．塔体主要工艺尺寸 (7)4.1 塔板数的确定 (7)4.1.1 塔板压力设计 (7)4.1.2 塔板温度计算 (8)4.1.3 物料相对挥发度计算 (9)4.1.4 回流比计算 (9)4.1.5 塔板物料衡算 (10)4.1.6 实际塔板数的计算 (11)4.1.7 实际塔板数计算 (12)4.2 塔径计算 (12)4.2.1 平均摩尔质量计算 (12)4.2.2 平均密度计算 (13)4.2.3 液相表面张力计算 (14)4.2.4 塔径计算 (14)4.3 塔截面积 (15)4.4 精馏塔有效高度计算 (15)4.5 精馏塔热量衡算 (16)4.5.1 塔顶冷凝器的热量衡算 (16)4.5.2 全塔的热量衡算 (18)5．板主要工艺尺寸计算 (21)5.1 溢流装置计算 (21)5.1.1 堰长l (21)w5.1.2 溢流堰高度h (21)W5.1.3 弓形降液管宽度W d和截面积A f (22)5.1.4 降液管底隙高度h0 (22)5.2 塔板布置 (22)5.2.1 塔板的选用 (22)5.2.2 边缘宽度和破沫区宽度的确定 (23)5.2.3 鼓泡区面积的计算 (23)5.2.4 浮阀的数目与排列 (23)5.3 阀孔的流体力学验算 (25)5.3.1 塔板压降 (25)5.3.2 液泛 (26)5.3.3 液沫夹带 (27)5.3.4 漏液 (29)6．设计筛板的主要结果汇总表 (30)1．设计任务物料组成：为乙醇45%、正丙醇55%（质量分数）；产品组成:塔顶乙醇含量98%，塔顶易挥发组分回收率99%；操作压力：101.325kPa(塔顶绝对压力)；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25℃，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；年产量（乙醇）：1.5万吨；每年实际生产时间：7200h；进料方式：饱和液体进料，q值为1；塔板类型: 浮阀塔板。
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北京理工大学珠海学院课程设计任务书2011 ～2012学年第一学期学生姓名：谢威宁专业班级：09化工1班指导教师：李青云工作部门：化工与材料学院一、课程设计题目乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：25000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量40%（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量99%（wt%）；塔釜苯含量2%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9R m2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排10.26—10.28 设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算10.28—11.11 工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）11.11—11.18 塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）11.18—11.25 热量衡算；附属设备的选型和计算11.25-12.02 绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.02—12.09 绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.09—12.16 编写设计说明书，答辩要求2012.01.03 将说明书及图纸装订并提交2012.1.4—1.5 答辩四、基本要求序号设计内容要求1 设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2 精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3 塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等4 水力学验算绘制塔板负荷性能图5 塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6 塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7 进料泵的选取选取进料泵的型号8 绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9 编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10 答辩每班数不少于20人答辩教研室主任签名：2011年10 月14 日摘要浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。
本设计对年处理量为二万五千吨乙醇-正丙醇的浮阀连续精馏塔进行了设计。
通过对浮阀精馏塔、换热器的设计，使我更好地掌握化工原理的原理与方法。
塔顶冷凝装置采用全凝器，用以准确控制回流比；塔底采用直接式蒸汽加热，以提供足够热量。
通过插值法计算出塔内各部位的温度、密度、表面张力、粘度、相对挥发度等各项物性数据；通过逐板法计算出理论板数、板效率、实际板数、进料位置，在板式塔工艺中计算出塔径、有效塔高、筛孔数并通过流体力学的验算，符合各项指标，最后，确定了塔顶全凝器冷却水的用量以及塔底再沸器中加热蒸汽的用量，同时对输送各股物流的管径进行了设计；结果表明，本设计合理。
关键词：连续精馏；浮阀精馏塔；精馏塔设计；乙醇；正丙醇目录北京理工大学珠海学院课程设计任务书 (I)摘要 (III)1 绪论 (1)2 设计方案说明 (2)2.1设计方案的确定 (2)2.2工艺流程图 (3)3 塔板的工艺设计 (5)3.1精馏塔全塔物料衡算 (5)3.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (5)3.3理论塔板的计算 (12)3.4塔径的初步设计 (14)3.5溢流装置 (16)3.6板塔分布、浮阀数目与排列 (17)4 塔板的流体力学计算 (20)4.1气相通过浮阀塔板的压降 (20)4.2淹塔 (21)4.3雾沫夹带 (22)4.4塔板负荷性能图 (22)5 热量衡算 (29)5.1热量示意图 (29)5.2热量衡算 (29)6 塔附件设计 (34)6.1接管 (34)6.2筒体与封头 (35)6.3裙座 (35)6.4人孔 (35)7 塔总体高度的设计 (36)7.1塔的顶部空间高度 (36)7.2塔的底部空间高度 (36)7.3塔总体高度 (36)8 附属设备设计 (37)8.1冷凝器的选择 (37)8.2再沸器的选择 (37)主要符号说明 (38)附录1 精馏段和提馏段的浮阀孔局部排布图 (40)附录2 工艺流程图 (41)总结 (42)参考文献 (43)致谢 (44)1 绪论塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质介质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料他两大类。
板式塔内置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。
在正常操作下，液相为连续相；气相为分散相，其组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。
在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。
本设计塔板采用板式塔中的浮阀塔板。
浮阀塔板是在泡罩塔板和筛板塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的特点。
其结构特点是在塔板上开若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。
气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。
浮阀塔板的优点是结构简单、造价方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。
其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使踏板效率和操作弹性下降。
2 设计方案说明2.1设计方案的确定2.1.1装置流程的确定精馏过程按操作方式不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。
连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等特点，适合原料处理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离，工业生产中以连续蒸馏为主。
因此本设计中采用连续精馏。
由于乙醇-正丙醇物系可以用循环水作冷却介质，减少冷却费用。
有必要时可以考虑余热的利用。
譬如，用原料液作为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。
塔顶冷凝器采用全凝器，以便准确地控制回流比。
2.1.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。
一般除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。
所以本设计中的操作压力采用常压。
2.1.3进料热状况的选择本设计采用泡点进料。
采用接近泡点的液体进料和饱和液体下进料，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。
且乙醇-正丙醇为一般物系，实用常用方式进料。
2.1.4加热方式的选择由于在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜采用直接式加热。
其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。
故本设计采用再沸器加热塔釜料液。
2.1.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。
设计时应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验选定2.1.6换热器的选择本设计选用U型管换热器，U型管换热器的每根管子可以自有伸缩，而与其他管子跟壳体无关，结构简便，质量轻，使用与高温高压场合。
2.2工艺流程图2.2.1原料液的走向注：1：F为进料液物流，组成为x F；2：D为塔顶馏出液物流，组成为x D；3：W为塔底釜液物流，组成为x W；图2-1精馏工艺流程图2.2.2全凝器内物流的走向图2-2 全凝器物流流程图2.2.3再沸器内物流的走向图2-3再沸器物流流程图3 塔板的工艺设计3.1精馏塔全塔物料衡算F:进料量（kmol/s ） F x :原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） D x :塔顶组成 W:塔顶残液流量（kmol/s ） Wx :塔底组成原料乙醇组成：%51.4660/6046/4046/40=+=F x塔顶组成：%23.9960/146/9946/99=+=D x塔底组成：%59.260/9846/246/2=+=Wx 进料量：()[]s kmol F /01803.036002430060/4.0146/4.010250003=⨯⨯-+⨯⨯=物料衡算式为：W D F +=WD F Wx Dx x +=F联立代入求解：D=0.008194kmol/s ， W=0.009836kmol/s3.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系表3-1 气液平衡数据表温度C t 0/%/%/y x 气相液相乙醇摩尔分数温度C t o/%/%/y x 气相液相乙醇摩尔分数97.60 0 0 84.98 0.546 0.711 93.85 0.126 0.240 84.13 0.600 0.760 92.66 0.188 0.318 83.06 0.663 0.799 91.60 0.2100.34980.50 0.8840.91488.32 0.358 0.550 78.38 1.0 1.0 86.25 0.4610.6503.2.1温度利用表1中数据差值法求wD F t t t 、、546.04651.098.84546.0461.098.8425.86:--=--F F t t C t o F 19.86= 0.19923.038.780.1884.038.7850.80:--=--DD t t C t o D 52.78= 126.00259.085.93126.0085.9360.97:--=--W W t t C t o W83.96= 精馏段平均温度：C t t t o D F 36.82252.7819.8621=+=+=提馏段平均温度：C t t t o W F 51.91283.9619.8622=+=+=表3-2 塔顶产品、塔底产品、进料液的摩尔组成及温度汇总塔顶产品塔底产品进料液D x = 0.9923 W x = 0.0259F x = 0.4651 D t =78.52C 0Wt =96.83C 0Ft =86.19C 03.2.2密度已知：混合液密度：平均相对分子质量）为质量分数，M (1BBA A Lαραραρ+=混合气密度：004.22TP Mp T V =ρ塔顶温度：C t o D 52.78= 气相组成0.138.7852.780.1914.038.785.80:--=--D D y y %43.99=D y进料温度：C t o F 19.86=气相组成711.098.8419.86711.0650.098.8425.86--=--=F F y y %29.65=F y塔底温度：C t o W 83.96= 气相组成240.085.9383.96240.0085.9360.97--=--=W W y y %93.4=W y （1）精馏段液相组成2/)(:11F D x x x x += %87.721=x 气相组成2/)(:11F D y y y y += %36.821=y所以 k m o l kg M L /80.4960)7287.01(7287.0461=⨯-+⨯= k m o l kg M V /47.4860)8236.01(8236.0461=⨯-+⨯= （2）提馏段液相组成2/)(:22F W x x x x += %55.242=x 气相组成2/)(:22F W y y y y += %11.352=y所以 k m o l kg M L /56.5660)2455.01(2455.0462=⨯-+⨯= k m o l kg M V /08.5560)3511.01(3511.0462=⨯-+⨯=表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度t,℃70 80 90 100 110 乙醇a ρ,3/kg m 754.2 742.3 730.1 717.4 704.3 正丙醇b ρ,3/kg m759.6748.7737.5726.1714.2求得在度下的乙醇和正丙醇的密、、W F D t t t （kg/3m ）C t F 019.86=95.73877.7414.0175.7344.0177.7415.73719.86907.7485.737809075.7341.73019.86903.7421.7308090=-+==--=--=--=--F FbF b aF aρρρρρρ 15.74431.75099.0109.74499.0131.7507.74852.78806.7597.748708009.7443.74252.78802.7543.742708052.780=-+==--=--=--=--=D DbD bD aD aD D Ct ρρρρρρ 58.72975.72902.0142.72102.0175.7291.72683.961006.7371.7269010042.7214.71783.961001.7304.7179010083.96=-+==--=--=--=--=W WbW bW aW aW o W Ct ρρρρρρ 所以27.734295.73858.729255.741215.74495.738221=+=+==+=+=F W L DF L ρρρρρρ k m o l kg M M M kmol kg x x M kmolkg x x M kmol kg x x M LF LD L WW LW F F LF D D LD /80.49249.5311.462/64.5960)1(46/49.5360)1(46/11.4660)1(461=+=+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=ol56.57kg/km 253.4959.642M M LF LW L2=+=+=Mk m o lkg M M M kmol kg M M M kmolkg y y M kmol kg y y M kmol kg y y M VF VW V VF VD V W W VW F F VF D D VD /09.55286.5031.592/47.48286.5008.462/31.5960)1(46/86.5060)1(46/08.4660)1(4621=+=+==+=+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯= 84.1295.173.167.1260.173.195.1)83.9615.273(4.2231.5915.27360.1)52.7815.273(4.2208.4615.27373.1)19.8615.273(4.2286.5015.27321=+==+==+⨯⨯==+⨯⨯==+⨯⨯=V V VW VD VF ρρρρρ3.2.3混合液体表面张力r i ni i mx σσ∑=r 已知：表3-4不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力名称60C 080C 0100C 0乙醇m mN a /,σ 20.25 18.28 16.29 正丙醇m mN b /,σ21.2719.4017.50求得在W F D t t t 、、下乙醇和正丙醇的表面张力（mN/m ）44.1854.19)9923.01(43.189923.0)1(54.1940.1952.788027.2140.19608043.1828.1852.788025.2028.18608052.780=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bD D aD D D bD bDaD aD D x x Ct σσσσσσσ28.1881.18)4651.01(66.174651.0)1(81.1840.198019.8640.1950.178010066.1728.188019.8628.1829.168010019.86F 0=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bF aF F F bF bF aF aF F x x Ct σσσσσσσ76.1780.17)0259.01(61.160259.0)1(80.1750.1783.9610040.1950.178010061.1629.1683.9610028.1829.168010083.96=⨯-+⨯=-+==--=--=--=--=bW W aW W W bW bWaW aW o W x x Ct σσσσσσσ（1）精馏段的平均表面张力：36.182/)(1=+=D F σσσ （2）提馏段的平均表面张力：02.182/)(2=+=W F σσσ3.2.4混合物的粘度表3-5不同温度下乙醇和正丙醇的粘度名称60C 080C 0100C 0乙醇s mPa a ∙,μ0.601 0.495 0.361正丙醇s mPa b ∙,μ0.899 0.619 0.444smPa smPa Ct b b a a .5984.0619.08036.82619.0444.080100.4792.0495.08036.82495.0361.08010036.82111101=--=--=--=--=μμμμsmPa smPa Ct b b a a o .5183.0444.051.91100619.0444.080100.4179.0361.051.91100495.0361.08010051.9122222=--=--=--=--=μμμμ（1)：精馏段粘度：sm P a x x b a .5093.0)7287.01(5984.07287.04792.0)1(11111=-⨯+⨯=-+=μμμ（2)提馏段粘度：sm P a x x b a .4937.0)2455.01(5183.02455.04179.0)1(22222=-⨯+⨯=-+=μμμ3.2.5相对挥发度已知：温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇：48.23105.165233827.7lg +-=t p A丙醇：tp B +-=0.19314.137574414.6lg相对挥发度：BAp p =α表3-6不同温度下的相对挥发度计算结果温度/C 0)(kPa p A )(kPa P Bi α78.52 102.11 47.81 2.14 80.00 108.24 50.93 2.13 82.00 117.01 55.42 2.11 84.00 126.37 60.22 2.10 86.19 137.32 65.87 2.08 88.00 146.96 70.86 2.07 90.00 158.26 76.73 2.06 92.00 170.28 83.00 2.05 94.00 183.04 89.68 2.04 96.83202.4499.882.03（1)精馏段的平均相对挥发度：11.208.210.211.213.214.25=⨯⨯⨯⨯ （2)提馏段的平均相对挥发度：05.203.204.205.206.207.208.26=⨯⨯⨯⨯⨯ （3）全塔平均相对挥发度：08.203.204.205.206.207.208.210.211.213.214.210=⨯⨯⨯±⨯⨯⨯⨯⨯=α3.3理论塔板的计算由于泡点进料，q=1，即q 为一直线，且4651.0==F q x x()()9478.14651.019923.0108.24651.09923.0108.211111min=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯--=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡----=q D q D x x x x R αα 70.39478.19.19.1m in =⨯==R Rs kmol RD L /03032.0008194.070.3=⨯==已知：精馏段操作线方程：2111.07872.0111+=+++=+n D n n x R xx R R y 提段操作线方程：006615.02554.11-=-+--++=+m W m m x x WqF L Wx W qF L qF L y气液平衡方程：yyx xxx x y 08.108.208.1108.2)1(1-=+=-+=αα以下用逐板计算法确定精馏塔的理论板层数：（1）精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）： 相平衡 操作线 相平衡 操作线132211...-→--→--→--→--→--→--=n D x y x y x y x计算到F n x x <-1则第n-1块板即为进料板。