化工原理课程设计精馏塔详细版
化工原理课程设计(化工机械设计部分)精馏塔
化工机械设计部分设计条件：设计压力0.1Mpa ，工作温度130℃，设计温度150℃，介质名称为苯—氯苯，介质密度为973㎏/3m ，基本风压300N/㎡[1]，地震烈度为8，场地类别Ⅱ，塔板数量22，塔高26m ，保温层材料厚度为100mm ，保温层密度为300㎏/3m一 塔体及封头厚度设计1壳体材料选取 该塔工作温度为130℃，设计压力为0.12Mpa ，塔体内径3400mm ，塔高21米。
介质苯-氯苯有轻微的腐蚀性，选用强度较好的16MnR ，16MnR 在设计温度下的许用应力[]t σ=170Mpa ，Rel=345Mpa ，腐蚀裕量2C =2mm ，采用双面对接焊缝，局部无损探伤，焊接系数为Φ=1.02塔体厚度计算计算压力：0.12c p M Pa = 2C mm = []170tM Pa σ= D=1.0φ= 圆筒的计算厚度：]0.124600 1.35217010.12c itcp D m mp δσφ⨯===⨯⨯--设计厚度：2 1.352 3.35d C mm δδ=+=+=考虑到其受到风载荷、地震载荷、偏心载荷和介质压力作用，取名义厚度：8n mm δ= 有效厚度：.8 2.8 5.2e n C mm δδ=-=-=3封头厚度计算 （封头采用标准椭圆形封头，材料与筒体相同）计算压力：0.12c p M Pa = 2C mm = []170tM Pa σ= 4600i D mm = 1φ=封头厚度：]0.14600 1.35217010.50.120.5c itcp D m mp δσφ⨯===⨯⨯-⨯-设计厚度：2 1.352 3.35d C mm δδ=+=+= 取名义厚度：8n mm δ=有效厚度：.8 2.8 5.2e n C mm δδ=-=-=二 塔设备质量载荷计算1 筒体、圆筒、封头、裙座的质量【8】()2222000.785(4.6164.6)227.851000236254im D D H kgπρ=⨯-=⨯-⨯⨯⨯=2附件的质量010.252375a m m kg ==3塔内构件的质量筛板塔塔盘单位质量265/N q kg m = 塔内构件的质量：22020.785 4.62265237534i m D Nq kg πN ==⨯⨯⨯=4 保温层的质量22220302()()0.785(4.816 4.616)(277)300237534i m D D H H kgπρ=⨯-⨯-⨯=⨯-⨯-⨯=5平台、扶梯的质量查得平台单位质量2150/P q kg m = 笼式扶梯单位质量40/F q kg m = 其中平台数3n =，笼式扶梯高度为26000mm 平台、扶梯的质量㎏()()222204002340210.785 4.6162 4.616150389754f p m q H D D q kgπ⎡⎤⎡⎤=⨯++-⨯⨯=⨯+⨯+-⨯⨯=⎣⎦⎣⎦6操作时物料的质量220510.785 4.60.04422973156454i m D h kg πρ==⨯⨯⨯⨯=7水压试验质量220.785 4.6(267)1000315604w i w m D H kg πρ==⨯⨯-⨯=8 操作质量：0010203040586345 am m m m m m m kg =+++++=9 全塔最大质量m max=m01+ m02+ m03+ m04+ m a+ m w=377326 10 全塔最小质量m min =m01+0.2 m02+ m03+ m04=43256kg计算前先对塔进行分段，以地面为0-0截面，裙座人孔为1-1截面，塔低封头焊缝为2-2截面，筒体分为两段,总共四段。
化工原理课程设计精馏塔
最常用的塔设备可分为两大类：板式塔和填料塔。此外，还 有多种内部装有机械运动构件的塔，例如脉动塔河转盘塔等，则 主要用于萃取操作。
1 概述 均相物系的分离方法有吸收、萃取、干燥、精馏等操作，其 中工业上分离均相液体混合物最常用的过程是蒸馏。利用液体混 合物中组分挥发性能的差异，以热能为媒介使其部分汽化，从而 在气相富集易挥发组分，液相富集难挥发组分，使混合物得以分
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化工原理课程设计
离的方法称为蒸馏。根据操作方式，蒸馏分为简单蒸馏、平衡蒸 馏和精馏。前两种只能实现初步分离，而精馏能实现混合物的高 纯度分离，无需与外界进行热量交换，采用多次平衡级的蒸馏过 程来实现混合液的高纯度分离，这种多级蒸馏过程的组合就是精 馏。
3.2、物料衡算
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化工原理课程设计
3.2.1、质量流量 全塔物料横算式：
mF=mD+mW mFωF=mDωD+mwωw 已知mF=9200kg·h-1,代入数据得 9200=mD+mW 9200 × 0.248=mD × 0.893+mw × 0.0095 联立，解方程得
mD=2383.531 kg·h-1
4、选择进料泵进料，进料温度为 20℃冷液。 5、塔釜采用分离式间接蒸汽加热、塔顶蒸汽采用全凝器冷凝。 三、塔型
板式塔型自选 四、设计内容
1、二元物系精馏用筛板塔的工艺设计，主要包括精馏系统工艺流 程的确定、物料衡算、热量衡算、理论塔板数的计算、精馏塔的工艺 条件及有关物性数据设计计算、精馏塔的工艺尺寸计算，气体通过塔 板的压力降、降液管内液体停留时间和液面高度的计算，塔顶冷凝器 及管道的工艺计算和选型，泵的工艺选型等附属设备的选型计算。
化工原理课程设计——精馏塔设计
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。
化工原理课程设计任务书精馏塔
化工原理课程设计任务书精馏塔本篇文档主要介绍化工原理课程设计任务书中关于精馏塔的要求和内容。
一、设计任务设计一座丙酮-甲醇精馏塔，要求：1. 产品：A级丙酮、B级丙酮、水、甲醇2. 输入流量：1000kg/h，A级丙酮50%，B级丙酮50%3. 操作压力：常压4. 输出流量：1000kg/h，A级丙酮90%，B级丙酮10%5. 设计基准：精馏32个板层二、设计步骤1. 精馏塔的结构设计(1) 塔的类型：管式塔(2) 塔的高度：设定32个板层，按传质条件设计最小高度(3) 填料类型：采用网格填料(4) 塔的直径：根据输入流量、精馏塔高度和填料设计(5) 塔的材质：不锈钢(6) 填料厚度：1.5cm2. 精馏塔的操作参数及控制(1) 操作压力：常压(2) 丙酮的重心温度：58℃(3) 甲醇的重心温度：52℃(4) 塔顶压力：1atm(5) 塔底压力：1atm(6) 板间压力降：0.015atm(7) 蒸汽进口管直径：50mm(8) 汽液分离器直径：100mm(9) 泵的扬程：15m3. 精馏塔的热力学计算(1) 设定板层数：32(2) 输入流量：1000kg/h，A级丙酮50%，B级丙酮50%(3) 设定塔顶压力：1atm(4) 设定塔底压力：1atm(5) 设定塔板温度，参考数值文献或软件计算(6) 根据塔板温度确定物质的蒸汽压(7) 根据物质的蒸汽压计算物质的分馏、回流比等参数4. 精馏塔的动力学模拟(1) 建立模型：使用MATLAB或其他模拟软件建立动力学模型(2) 确定控制方案：根据设定的输出要求，确定控制方案(3) 模拟仿真：进行塔的动态仿真，查找可能的故障及出现的问题(4) 评价：对模拟结果进行评价，并应对出现的问题进行处理三、设计成果1. 绘制精馏塔的结构图：包含填料、板层、进口出口等2. 绘制精馏塔的液相、气相平衡图3. 计算精馏塔流程图：包括输入和输出物质流量、温度、压力等参数4. 编写精馏塔的操作说明：包括操作控制、参数设定、操作步骤等5. 输出精馏塔的动态模拟成果：包括MATLAB或其他模拟软件的代码和仿真结果以上是化工原理课程设计的精馏塔任务书的要求和内容，本文档中介绍了设计步骤和要求，设计成果等部分，可以为读者提供一定帮助，同时也展示了精馏塔设计工作的一般流程和方法。
精馏塔设计化工原理课程设计
一、设计方案的确定1.塔型：选用重型浮阀塔F1型浮阀塔的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）内。
一般情况下采用重阀，只有在处理量大并且要求压强降得很低的系统（如减压塔）中，采用轻阀。
由于本设计采用常压操作即可完成任务故采用重阀。
重阀采用厚度未2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。
浮阀塔具有以下优点：生产能力大；操作弹性好；塔板效率高；气体压强及液面落差较小；使用周期长；结构简单，便于安装；塔的造价低等。
2.操作压力：常压精馏因为常压下乙醇—水湿液态混合物，其沸点较低（小于100℃），故采用常压精馏就可以分离。
3.进料状态：泡点进料泡点进料的操作容易控制，而且不受季节的影响；另外泡点进料时精馏段和提留段塔径相同，设计和制造比较方便。
4.加热方式：采用间接蒸汽加热5.冷却剂与出口温度：采用25℃常温水为冷却剂，出口温度是40℃6.回流方式：泡点回流泡点回流易于控制，设计和控制是比较方便，而且可以节约能源。
3.1工艺条件和物性参数的计算3.3.1将质量分数转换成摩尔分数质量分数：0.425F X = 0.8346=0.92580.8346+0.1718D X ⨯=⨯⨯B 0.146=0.22120.146+0.918X ⨯=⨯⨯摩尔分数：()F 0.425/46=0.22430.425/4610.425/18x =+- 0.8300D x = 0.1000B x =3.1.2物料衡算摩尔流量：原料处理量=20.0115 1.85/t h -⨯= 故摩尔流量()()185010.42518500.42576.19/4618F kmol h ⨯-⨯=+=由F D B Fx Dx Bx =+ B F D =+ ()0.22430.176.1912.97/0.830.1F B D B x x D Fkmol h x x --==⨯=--()76.1912.9763.22/B F D kmol h =-=-= 质量流量：1850/F kg h = F D B Fx Dx Bx =+ B F D =+471.84/D kg h = 1378.16/B kg h =3.1.3平均分子量()()0.22434610.22431824.28/F M kg kmol =⨯+-⨯= ()()0.834610.831841.24/D M kg kmol =⨯+-⨯= ()0.1460.91820.8/B M kg kmol =⨯+⨯=3.1.4理论塔板数T N 的求取（图解法）乙醇—水气液平衡数据做x-y 图 （1） 最小回流比从下图读得，精馏线的斜率为min min 83340.5904183R R -==+，故min 1.441R =（2） 精馏段方程()min =1.2~2R R ，故取min =1.8 1.8 1.441 2.5938R R =⨯= 则精馏段方程为：y=0.7220.23111D x Rx x R R +=+++ （3） 提留段方程RR D=， 2.593812.9733.64L RD ==⨯=()/kmol h ()()146.61/V L D D R kmol h =+=+=1q =，()'46.61/V V kmol h =='33.6476.19109.83L L qF =+=+=()/kmol h则提留段方程为：''' 2.360.058B L By x x x V V=-=-故得到下图：由图得到全塔共需理论塔板13块，扣除再沸器后理论塔板数12N ，其中精T馏段12块，提留段0块E3.1.5全塔效率T（1）作t-x-y图：（2）计算黏度从t-x-y 图查得78.3C D t =︒，86.5C B t =︒，83.0C F t =︒ 则78.386.582.4C 22D B m t t t ++===︒ 由《流体力学与传热》附录二和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度： ()L 82.4C =0.41mPa s μ︒⋅乙醇℃，()L 82.4C =0.3461mPa s μ︒⋅水℃()()()L L +1=0.22430.41+10.22430.34610.360Lm F F x x mPa s μμμ∴=⨯-⨯⨯-⨯=⋅乙醇水（3）相对挥发度：由t-x-y 图上查得，0.8300D x =， 0.84D y *= 0.1000B x =， 0.4385B y *=()()()()10.8410.83 1.07530.8310.841D D D D D y x x y α***-⨯-===⨯-- ()()()()10.438510.17.02850.110.43851B B B B B y x x y α***-⨯-===⨯--2.749m α∴=== 则计算全塔效率为：()0.2450.490.4913T m Lm E αμ-=⨯⋅=3.1.6实际塔板数1224.430.4913T P T N N E ===， 取整25P N = 其中，精馏段：12240.4913N ==精， 提留段：1N =精 3.1.7塔的工艺条件以及无聊数据计算（一）、操作压强因为常压下乙醇—水湿态混合物，其沸点较低（小于100C ︒），故采用常压精馏就可以分离。
化工原理课程设计---精馏塔设计
umax C
L V V
umax —最 大 空 塔 气 速 ， m/s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， k g m 3
负荷系数
C
C
20
20
0 .2
(C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 )
先求出分凝器内与 Xd 成相平衡的 X0,再由 操作线方程以 X0 计算得出 Y1，然后由相平衡方 程由 Y1 计算出 X1，如此交替地使用操作线方程 和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板 数和加料位置。
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（3）加料板位置的确定
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以xq 为分
5 2
hOW 超过齿顶时 LS
0.735
lW hn
hOW
5 2
hOW
hn
5 2
LS —塔内液体流量,m3 S hn —齿深, m;可取为 0.015m
(3).堰高 hW
堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系：
hW hL hOW
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5、降液管的设计
塔径
流体 流 量 m3/h
Mm
U 形流型 单流型 双流型 阶梯流型
600
5 以下
5～ 25
900
7 以下
7～ 50
1000 1200 1400 1500 2000 3000 4000 5000 6000 应用 场合
7 以下
45 以下
9 以下
化工原理设计精馏塔
《化工原理课程设计》报告40000 吨/年苯和甲苯精馏装置设计班级：专业：化工工艺及工程设计者姓名：指导老师：学号：完成日期： 2012年 6月 20 日化工原理课程设计任务书一、设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计本课程设计是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。
二、设计任务及操作条件1、进精馏塔的料液含苯55%(质量)，其余为甲苯2、产品的苯含量≥97%(质量)，取97%3、釜液中苯含量≥2%(质量)，取2%4、年处理原料量：40000吨5、每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）6、操作条件⑴精馏塔塔顶压强 0.04MPa(表压)⑵进料热状况泡点液体（q=1）⑶回流比 R=1.6Rmin⑷加热水蒸气压强 3.0kg/cm² (表压)⑸单板压降 <8mmHg⑹设备型式筛板⑺厂址徐州地区三、设计项目(设计说明书内容)⒈流程的确定及说明⒉塔板数的计算⒊塔径计算⒋塔板结构设计⑴塔板结构尺寸的确定⑵流体力学验算⑶计算、绘制塔板负荷性能图⒌其它⑴塔釜加热蒸汽消耗量的计算⑵塔顶冷凝器或分凝器(设计者确定)的换热面积和选型，冷却水消耗量的计算⑶灵敏板位置的确定(并图示)⒍应绘制的各幅图⑴实际设计的工艺流程图⑵塔板布置图⑶塔局部侧剖图苯-甲苯饱和蒸汽压的安托尼公式：logp︒=A-B/(C+t) p︒的单位:kPa t的单位:℃组分 A B C苯 6.023 1206.35 220.24甲苯 6.078 1343.94 219.58四、苯的生产工艺流程在炼焦过程产生的焦炉煤气，其中含有30～45%(g/标m 3)的粗苯。
粗苯的主要成分是：苯(约70%)、甲苯(约14%)、二甲苯(约3%)和三甲苯。
生产中一般采用煤焦油中230～300℃的洗油馏分将粗苯从煤气中吸收下来。
洗油在低温(20～80℃)下具有选择吸收煤气中粗苯的性质，而在升高温度(140～180℃)时又能从富油中将粗苯释放出来。
化工原理 课程设计 精馏塔
化工原理课程设计精馏塔
化工原理课程设计：精馏塔
一、设计题目
设计一个年产10万吨的乙醇-水溶液精馏塔。
该精馏塔将采用连续多级蒸馏的方式，将乙醇与水进行分离。
乙醇的浓度要求为95%（质量分数），水含量要求低于5%。
二、设计要求
1. 设计参数：
操作压力：常压
进料流量：10万吨/年
进料组成：乙醇40%，水60%（质量分数）
产品要求：乙醇95%，水5%
2. 设计内容：
完成精馏塔的整体设计，包括塔高、塔径、填料类型、进料位置、塔板数、回流比等参数的计算和选择。
同时，还需完成塔内件（如进料口、液体分布器、再沸器等）的设计。
3. 绘图要求：
需要绘制精馏塔的工艺流程图和结构示意图，并标注主要设备参数。
4. 报告要求：
完成设计报告，包括设计计算过程、结果分析、经济性分析等内容。
三、设计步骤
1. 确定设计方案：根据题目要求，选择合适的精馏塔类型（如筛板塔、浮阀塔等），并确定进料位置、塔板数和回流比等参数。
2. 计算塔高和塔径：根据精馏原理和物料性质，计算所需塔高和塔径，以满足分离要求。
3. 选择填料类型：根据物料的特性和分离要求，选择合适的填料类型，以提高传质效率。
4. 设计塔内件：根据塔板数和填料类型，设计合适的进料口、液体分布器、再沸器等塔内件。
5. 进行工艺计算：根据进料组成、产品要求和操作条件，计算每块塔板的温度和组成，以及回流比等参数。
6. 进行经济性分析：根据设计方案和工艺计算结果，分析项目的投资成本和运行成本，评估项目的经济可行性。
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广西大学化学化工学院化工原理课程设计任务书专业：班级：姓名：学号：设计时间：设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。
2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分率）。
5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。
6．操作回流比R=（1.1——2.0）R。
min设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。
指导教师：时间1设计任务1.1 任务1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。
2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。
因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。
3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。
4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％(质量分率)。
5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。
6．操作回流比R=(1.1—2.0)R。
min1.1.3 设计任务1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。
2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。
3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。
1.2 设计方案论证及确定1.2.1 生产时日设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。
1.2.2 选择塔型精馏塔属气—液传质设备。
气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。
筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修[2]。
因此，本设计采用筛板塔比较合适。
1.2.3精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。
1.2.4 操作压力常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。
1.2.5加热方式在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。
1.2.6 工艺流程原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。
2 筛板式精馏塔的工艺设计2.1 精馏塔的工艺计算2.1.1乙醇和水的汽液平衡组成相对挥发度 的计算：塔顶产品浓度为92.4%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为0.02%可近似看成纯水溶液。
所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.3o C，塔底温度为水的沸点96.0o C表2-1查[2]书得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示：②通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成17.05.95903891.017.00.895.95--=--进料板Y0190.05.95900721.00190.00.895.95--=--进料板X解得 X 进料板=0.0639 Y 进料板=0.355③计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度计算公式为：XaYa 1Xa 1Ya ）（）（α--=顶Y --=--8943.03.7815.788943.07815.015.7841.78Y顶=0.82928943.015.783.788943.07472.015.7841.78--=--顶XX 顶=0.809417.05.959617.005.95100--=--顶Y0190.05.9596019.005.95100--=--底X塔顶：α顶=1.123 塔底：α底=8.957 加料板：α加料板=8.063④计算乙醇－水的平均相对挥发度：乙醇－水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。
α底顶αα==2.322.1.2全塔物料衡算原料液中：设 A 组分－乙醇; B 组分－水查[6]书和[7]书得:乙醇的摩尔质量：M 乙=46.07 kg/kmol 水的摩尔质量： M 水=18.02 kg/kmol826.002.18/0759.007.46/9241.007.46/9241.0=+=D x0000782.002.18/98.007.46/02.007.46/02.0=+=W x因为入口的原料液是上游为95——96℃的饱和蒸汽冷却至90o C 所得，因此，x F 的液相组成就是95.5 o C 的气相组成。
经查表得，95.5 o C 的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为： x F = 0.17根据产量和所定工作时间，即日产40吨92.41%乙醇，每天24小时连续正常工作，则原料处理量：D =3401040.51(/)24(0.826546.070.1718.02)kmol h ⨯=⨯⨯+⨯ 206.000000782.0826.00000782.017.0=--=--=W D W F X X X X F D h kmol /196.650F =h kmol D F W /156.14040.51196.650=-=-= 求q 值由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时{90℃时}的气液相组成为：x A =0.0639 y A=0.3554由 F F x = L x A + V y A和 F = L + V 得 L = 125.26（kmol/h ），∴q = L /F = 0.6360则：q 线方程为 y =11F x qx q q ---= -1.747x+0.467 塔顶和塔釜温度的确定由t-x-y 图可知: 塔顶温度t D =78.30℃，塔底温度t w = 96.00℃，△t=1/2(t D +t w )=87.15℃回流比和理论塔板的确定用内差法求得进料板的气液相组成（90℃进料）进料板位于平衡线上,则：{355.00639.0====进料板进料板Y y X x q q618.10639.0355.0355.0826.0min =--=--=qq q D x y y x RR=1.5*R min =1.5*1.618=2.427操作方程的确定精馏段：h kmol D R L /318.9851.40427.2=⨯=⨯=h kmol D R V /828.13851.40)1427.2()1(=⨯+=+=提馏段：h kmol qF L L /387.223650.196*636.0318.98=+=+='h kmol F q V V /247.67650.196*)636.01(828.138)1(=--=--='、精镏段操作方程：b292.0708.0826.0*828.13851.40828.138318.981+=+=+=+n D n n x Xn x V D x V L y 提镏段操作线方程：000182.0322.30000782.0*247.67140.156247.67387.2231-=-='-''=+n w n n x Xn x V W x V L y 相平衡方程为：nnn n n n n y y y y Xn x x y 32.132.2)1()1(1-=--=⇒-+=αααα板效率及实际塔板数的确定（1）求αμL平均温度 t ∆=87.15 (0C)下μA = 0.449mpas μB =0.3281 mpas 则μL =x F μA ＋（1－x F ）μB=0.17×0.449＋（1－0.17）×0.3281 =0.3487mpasαμL =2.35×0.3487=0.8194 （2）求板效率E T由αμL =0.8194，由《化工原理(下)》164页图10-20查得 E T =51%，偏低；实际工作E T 有所提高,因此取E T =70%. （3）求实际板数由 TT E N N 1-=得 精馏段实际板数： N 精 =21/0.70=30（块） 提馏段实际板数： N 提 =7/0.70=10（块） 全塔板数： N=40块2.2 精馏段物性衡算2.2.1物料衡算操作压强 P = 101.325温度 t m t D =78.300C t F =900C t w =96.000C∴t m =015.8429030.782=+=+F D t t C 定性组成(1)塔顶 y 1= X D = 0.826 查平衡曲线得到 x 1=0.810 (2)进料 y f =0.355 x f =0.0639 平均分子量 m M 查附表知: (1)塔顶：MVDm=0.826⨯46.07+(1-0.826)⨯18.02=41.189（mol g /） MLDm=0.810⨯46.07+(1-0.810)⨯18.02=40.730（mol g /）(2)进料: MVFm=0.355⨯46.07+(1-0.355)⨯18.02=27.978（mol g /）MLFm=0.0639⨯46.07+(1-0.0639)⨯18.02=19.810（mol g /）平均分子量M Vm =2VFm VDm M M +=2978.27189.41+=34.584（mol g /）MLm =2LFM LDM M M +=2810.19730.40+=30.270(mol g /)平均密度m ρ 由[6]书和[7]书：1/LM ρ=a A /LA ρ+a B /LB ρ A 为乙醇 B 为水塔顶：在78.30℃下：LA ρ=744.289(3/m kg ) LB ρ=972.870(3/m kg )LMDρ1=0.9241/744.289+（1-0.9241）/972.870 则LMD ρ=758.716(3/m kg )进料:在进料温度90℃下：LA ρ=729.9(3/m kg ) LB ρ=965.3(3/m kg )a A =149.002.18)0639.01(07.460639.007.460639.0=⨯-+⨯⨯LMFρ1=3.965)149.01(9.729149.0-+则LMF ρ=921.0(3/m kg ) 即精馏段的平均液相密度LM ρ=(758.716+921.0)/2=839.858(3/m kg ) 平均气相密度VM ρ=RTPM VM ==+⨯⨯)15.27315.84(314.86.34325.101 1.180(3/m kg ) 液体平均粘度LM μ液相平均粘度依下式计算：μμii lm x lg lg ∑=(1) 塔顶: 查[6]书和[7]书中图表求得在78.3℃下：A 是乙醇，B 是水DA μ=0.504s mpa ⋅; DB μ=0.367s mpa ⋅; lg LD μ=0.826⨯lg(0.504)+0.174⨯lg(0.367) 则LD μ=0.477 (s mpa ⋅)(2) 进料: 在90℃下：FA μ=0.428 s mpa ⋅; FB μ=0.3165s mpa ⋅。