11酒精精馏塔设计说明书-李秀丽(1)
酒精生产过程中的精馏塔设计
中南大学化学化工学院化工原理课程设计（2010年6月）设计题目：酒精生产过程中的精馏塔设计指导教师：专业班级：学生姓名：学号：目录前言————————————————————————————5 课程设计任务书———————————————————————7 酒精精馏过程的生产方法及特点————————————————8 精馏塔总体结构的选择和材料的选择——————————————10 精馏塔设计—————————————————————————11 精馏塔的辅助设计——————————————————————26 结束语———————————————————————————30 参考文献——————————————————————————31前言课程设计是理论联系实际的桥梁，就有较强的综合性和实践性。
课程设计要求综合运用本课程和前修课程的基础知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成制定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。
通过课程设计，可以树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。
课程设计不同于平实的作业，在设计中需要自己做出决策，即自己确定方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备计算，并要对自己的选择作出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。
所以课程设计是增强工程观念、培养提高独立工作能力的有益实践。
通过课程设计，可以训练提高如下几个方面的能力：熟悉查阅文献资料、搜集有关数据、正确选用公式。
当缺乏必要数据时，尚需要自己通过试验测定或产生现场进行实际查定。
在兼顾技术上先进性、可行性，经济上合理性的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常、安全运行所需的检验和计量参数，同时还要考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。
准确而迅速地进行过程计算及主要设备的工艺设计计算。
用精练的语言、简洁的文字、清晰的图表来表达自己的设计思想和计算结果。
乙醇精馏塔设计(1)资料
化工原理课程设计设计题目：乙醇精馏塔前言精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。
有板式塔与填料塔两种主要类型。
根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。
蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。
由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。
塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。
化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。
为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，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圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板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。
本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。
此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。
本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。
酒精连续精馏塔的工艺设计说明
第四章工艺计算一、物料衡算已知：生产能力（产量）6160 吨／年操作周期8000 小时／年进料组成进料含乙醇37.6%，其余为水（质量分率，下同）塔顶产品（乙醇）组成≥81.6％塔底产品（乙醇）组成≤0.5%乙醇分子量：46，水的分子量：18进料摩尔组成：乙醇，水0.809塔顶摩尔组成：乙醇，水0.366塔底摩尔组成：乙醇，水0.998804全塔总物料衡算：乙醇衡算：塔顶产品流率：求解上面的方程得：，乙醇的回收率：水的回收率（塔顶）：表格1物料衡算结果一览名称原料（FEED）馏出液（D）废液（W）摩尔分数x（乙醇）0.191 0.634 0.00196摩尔流率（kmol/h）72.041 21.544 50.4971.01.2 1.4 1.6 1.82.0 2.2 2.48101214161820222426NR/Rmin图表 1理论板数随回流比变化曲线由图可以看出，回流比增大到一定的值以后，塔板数减小的很慢了，此时依靠增大回流比来减小设备投资费用已经不值得了。
另外发现即便是N 接近恒定时实际的回流比也不是很大，再根据经验确定。
用上面确定的回流比重新计算，结果如下：表格 3回流比、理论半数验证模拟结果Minimum reflux ratio:0.42388628 Actual reflux ratio: 0.84777256 Minimum number of stages: 5.82659753 Number of actual stages:10.5148951 Feed stage:7.06415444 Number of actual stages above feed:6.06415444 Reboiler heating required: 462110.955 Watt Condenser cooling required: 442507.796 Watt Distillate temperature: 78.914069 C Bottom temperature:99.4117042 C Distillate to feed fraction: 0.298878故可以确定回流比、塔板数和进料位置的初值： (1) 塔板数：11块 (2) 回流比：0.85(3) 进料位置：第7块板进料 2. 操作型模拟计算：得到回流比、理论塔板数和进料位置的初值后，用RADFRAC 模块进行校核计算，检验是否满足分离要求。
乙醇精馏塔设计说明书资料
系（所）过程装备与控制工程系(所) 主任西安交通大学批准日期课程设计(论文)任务书能动学院过程装备与控制工程系81 班学生黄崇海、程猛、曹昆、赵敏课程设计(论文)课题乙醇精馏塔的设计课程设计(论文)工作自2011 年11 月12 日起至2011 年12 月23 日止课程设计(论文)进行地点：东2-819课题的背景、意义及培养目标对给定的设计任务进行乙醇精馏塔的设计，意义是将所学知识运用于实际的工艺设计中，熟练精馏塔的设计过程及原理，为以后的毕业设计打下基础。
设计(论文)的原始数据与资料（1）进料含乙醇38.2%，其余为水（均为质量分数）；（2）生产乙醇含量不低于93.1%；（3）釜残液中乙醇含量不高于1%；（4）生产能力5000T/Y乙醇产品，年开工7200小时；（5）操作条件：1、间接蒸汽加热；2、塔顶压力：1.03atm（绝对压强）；3、饱和进料；4、回流比：R=5；5、单板压降：75mm液柱。
课题的主要任务（1）编制一份设计说明书（2）绘制一个带控制点的工艺流程图（3）绘制精馏塔的工艺条件图课题的基本要求(工程设计类题应有技术经济分析要求)1、前言；2、设计方案的确定和流程的说明；3、塔的工艺计算；4、塔和塔板主要工艺尺寸的设计；5、附属设备的选型和计算；6、设计结果一览表；7、注明参考和使用的设计资料；8、对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
完成任务后提交的书面材料要求(图纸规格、数量，论文字数，外文翻译字数等)1.设计说明书×12. 一张带控制点的工艺流程图×13. 一张精馏塔的工艺条件图×1主要参考文献[1]姚玉英、陈常贵，化工原理（上册），第二版。
[2]蒋维钧、雷良恒、刘茂林、余立新，化工原理（下册），第二版，北京，清华大学出版社，2002。
[3]郑津洋、董其伍、桑芝富，过程设备设计，北京，化学工业出版社，2001.7。
[4]蒋能照、徐宇清，制冷工质热物理性质表和图。
酒精生产过程中精馏塔的设计
一．设计题目、任务和条件(一) 设计题目酒精生产过程中精馏塔的设计（二）设计任务1.简述酒精精馏过程的生产方法与特点，2.论述精馏总体结构(塔型、主要结构)的选择和材料选择；3.精馏过程的计算（1）精馏过程的物料衡算（2）精馏过程的热量衡算（3）理论塔板层数的确定（4）最小回流比与操作回流比的确定（5）塔高的计算（6）塔径塔板设计（7）进出管径的计算（8）浮阀数目与排列（9）流体力学验算（10）设计图要求●1、用594×841图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图，一剖面图，两个局部放大图。
设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。
●2、用420×594图纸绘制设备流程图一张；3、用坐标纸绘制乙醇—水溶液的y-x图一张，并用图解法求理论塔板数（三）设计条件1、生产能力：40 t/d二级酒精2、原料：乙醇含量29.8%（wt）的粗馏冷凝液，以乙醇——水二元系为主；3、采取直接蒸汽加热：4、采取泡点进料：q=15、馏出液中乙醇含量>95％(V)，并符合二级酒精标准：6、釜残液中乙醇含量不大于0．2％(W)7、四级酒精(含乙醇为95％(V)其它无要求)的产出率为二级酒精的2％；8、塔顶温度78℃，塔底温度100-104℃；9、塔板效率0.3-0.4或更低；10、精馏段塔板数计算值～22层，工厂32层，提馏段塔板数计算值～10层，工厂16层；11、二级酒精从塔第三、四、五层提取；12、二、四级酒精的冷却温度为25℃，冷却水温度：进口20℃，出口35-40℃13、回流比大致范围3.5-4.5（通过最少回流比计算）14、其他参数(除给出外)可自选15. 单板压降不大于0.7KPa二．酒精生产的基本情况（一）工业酒精生产方法简介工业上生产酒精主要有两种方法：合成法和发酵法工业上用的最广的是发酵法：●微生物细胞在无氧条件下，进行无氧呼吸，将吸收的营养物质通过细胞内酶的作用，进行一系列的生物化学反应，把复杂的有机物分解为比较简单的生化中间产物，同时放出一定能量的过程－－发酵●简单地说，就是在无氧条件下，微生物将复杂的有机物转变为简单的产物的过程，就叫做发酵●其工艺流程如下：原料、淀粉（红薯干或玉米）↓中碎↓细碎↓润湿调浆←加热↓蒸煮、加压到4atm↓蒸汽直接加热到糊精↓糖化酶→糖化成葡萄糖、水、渣↓发酵生产酒精酵母→其中乙醇7%～8%，最大处10%其他有机物有杂醇、醛、酸等渣主要是酒糟、水等↓直接蒸汽→粗馏→酒糟、水↓冷凝↓直接蒸汽→精馏→二级酒精、四级酒精、杂醇、油水设备流程图（二）酒精精馏的生产方法与特点1. 生产过程的特点概述：（1）以乙醇——水二元物系为主，在蒸馏釜残液中的主要成分加水，在低浓度下轻组分的相对挥发度较大，则可用直接蒸汽加热，因而可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉直接加热设备。
乙醇-水精馏塔设计
设计题目板式精馏塔设计成绩课程设计主要内容化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。
本次课程设计的主要思路及内容是：（1）确定流程方案：根据给定任务，选择操作条件、主体设备，确定精馏流程。
（2）精馏塔工艺计算：确定回流比，对全塔进行物料衡算并计算混合气、液操作温度下的物性参数，计算出气、液体积流量。
（3）塔板的设计计算：确定塔板数，进行塔径初步计算，溢流装置的设计计算，筛板布置、流体力学验算及塔板负荷性能图。
（4）塔附件及附属设备设计：通过计算确定接管、筒体、封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔等附件的尺寸及型号，计算出塔总体高度，并对预热器、冷凝器、再沸器等附属设备进行设计。
（5）绘制精馏塔的主体设备装配图和带控制点的工艺流程图，编写设计说明书。
指导教师评语建议：从学生的工作态度、工作量、设计（论文）的创造性、学术性、实用性及书面表达能力等方面给出评价。
签名：年月日化工原理课程设计任务书设计题目：板式精馏塔设计设计时间：2011年12月~2012年1月指导老师：设计任务：年处理35000 吨乙醇-水溶液系统1.料液含乙醇40% ，馏出液含乙醇不少于94 %，残液含乙醇不大于0.05 %2.操作条件；（1）泡点进料，回流比R= 1.5 Rmin（2）塔釜加热蒸汽压力：间接0.2 MPa（表压），直接0.1 MPa（绝压）；（3）塔顶全凝器冷却水进口温度20℃，出口温度50 ℃；（4）常压操作。
年工作日300~320 天，每天工作24 h；（5）设备形式（筛板塔、浮阀塔、泡罩塔等）自选；（6）安装地点：合肥。
设计成果：1.设计说明书一份（word2003格式）;2.主体设备装配图一张（1#图纸），带控制点工艺流程图（3#图纸）一张（AutoCAD2004格式）。
目录中文摘要 (5)英文摘要 (6)1前言 (7)2概述 (7)2.1化工分离技术 (7)2.2板式塔塔板设计与选型 (9)3设计方案的确定 (13)3.1设计方案的选定 (13)3.2设计方案确定的要求 (15)3.3设计方案确定及流程说明 (16)3.4精馏塔的设计步骤 (16)4设计计算 (16)4.1精馏塔的工艺计算 (17)4.2塔板数及塔径计算 (24)4.3溢流装置 (26)4.4塔板布置 (27)4.5筛板的流体力学验算 (28)4.6塔板复合性能图 (31)4.7塔附件设计 (36)4.8塔总体高度设计 (38)4.9附属设备的设计 (39)5总结 (40)5.1筛板塔工艺设计计算结果汇总 (40)5.2设计小结 (42)5.3个人心得体会 (42)参考文献……………………………………………………………………………………附录1 相关物性数据………………………………………………………………………附录2 说明书中出现的各字母及其下标的含义………………………………………板式精馏塔设计摘要：鉴于筛板塔结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高等优点，本设计选用筛板式精馏塔精馏分离处理35000吨/年的乙醇-水溶液，首先利用AutoCAD做出相平衡曲线，求出最小回流比为2.2，根据TM 图解法画出全塔所需的理论塔板数为26.2块（含再沸器），通过设计计算，得出实际塔板数为52块（含再沸器），然后对塔和塔板的工艺尺寸进行计算，计算圆整得塔径为m2.1，塔高为m26，物料为泡点进料。
乙醇水精馏塔设计(化工原理课程设计)
化工原理课程设计题目：乙醇水精馏筛板塔设计设计时间：2010、12、20-2011、1、6化工原理课程设计任务书（化工1）一、设计题目板式精馏塔的设计二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计三、工艺条件生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年进料热状况：自选回流比：自选加热蒸汽：低压蒸汽单板压降：≤0.7Kpa工艺参数四、设计内容1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。
2.工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
3.主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
4.流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5.主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。
料液泵设计计算：流程计算及选型。
管径计算。
五、设计结果总汇六、主要符号说明七、参考文献八、图纸要求1、工艺流程图一张(A2 图纸)2、主要设备工艺条件图（A2图纸）目录前言 (4)1概述 (5)1.1 设计目的 (5)1.2 塔设备简介 (6)2设计说明书 (7)2.1 流程简介 (7)2.2 工艺参数选择 (8)3 工艺计算 (10)3.1物料衡算 (10)3.2理论塔板数的计算 (10)3.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据 (10)如表3-1 (10)3.2.2 q线方程 (9)3.2.3 平衡线 (11)3.2.4 回流比 (12)3.2.5 操作线方程 (12)3.2.6 理论板数的计算 (13)3.3 实际塔板数的计算 (13)3.3.1全塔效率ET (13)3.3.2 实际板数NE (14)4塔的结构计算 (15)4.1混合组分的平均物性参数的计算 (15)4.1.1平均分子量的计算 (15)4.1.2 平均密度的计算 (16)4.2塔高的计算 (17)4.3塔径的计算 (17)4.3.1 初步计算塔径 (18)4.3.2 塔径的圆整 (19)4.4塔板结构参数的确定 (19)4.4.1溢流装置的设计 (19)4.4.2塔盘布置（如图4-4） (19)4.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率 (20)4.4.4 筛口气速和筛孔数的计算 (21)5 精馏塔的流体力学性能验算 (22)5.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 (22)5.1.1液沫夹带校核 (22)5.2.2塔板阻力校核 (23)5.2.3溢流液泛条件的校核 (25)5.2.4 液体在降液管内停留时间的校核 (25)5.2.5 漏液限校核 (25)5.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图 (26)5.3 塔结构数据汇总 (28)6 塔的总体结构 (30)7 辅助设备的选择 (31)7.1塔顶冷凝器的选择 (31)7.2塔底再沸器的选择 (31)7.3管道设计与选择 (33)7.4 泵的选型 (34)7.5 辅助设备总汇................................................................................................................ .. 34前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。
乙醇-水筛板精馏塔设计
化工原理课程设计设计题目乙醇-水筛板精馏塔设计学生姓名学号班级指导教师设计时间完成时间 2化工原理课程设计任务书（一）设计题目：乙醇－水筛板精馏塔设计（二）设计任务完成精馏塔工艺优化设计、精馏塔结构优化设计以及有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔工艺条件图，并编制工艺设计说明书。
年产量： 10000t ；原料液浓度： 40% （乙醇质量分数）；产品浓度： 93% （乙醇质量分数）；乙醇回收率： 99% 。
（三）操作条件1．塔顶压强4 kPa（表压）；2．进料热状况，泡点进料；；3．塔顶全凝器，泡点回流，回流比R=(1.1~2.0)Rmin4．塔釜加热蒸汽压力245 KPa(表压)；5．单板压降不大于0.7 kPa；6．塔板类型筛板塔；7．工作日每年330天，每天24h连续运行;8．厂址：徐州地区。
（四）设计内容1．精馏塔的物料衡算；2．塔板数的确定；3．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4．精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5．塔板主要工艺尺寸的计算；6．塔板的流体力学验算；7．塔板负荷性能图；8．精馏塔接管尺寸计算,附属设备的确定；9．绘制带控制点工艺流程图（A2）、精馏塔工艺条件图（A2）；10．符号说明；11.对设计过程的评述和有关问题的讨论；12.参考文献。
摘要精馏塔是进行精馏的一种塔式气液接触装置，又称为蒸馏塔。
有板式塔与填料塔两种主要类型。
根据操作方式又可以分为连续精馏塔与间歇精馏塔。
化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。
为此，掌握气液平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
在本设计中我使用了筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单、造价低。
当有合理的设计和适当的操作，筛板塔能满足分离要求的操作弹性，而且效率高。
精馏是最常用的分离液液混合物方式之一，是组成化工生产过程的主要单元操作，也是典型的化工操作设备之一。
酒精连续精馏板式塔的设计
第一部分设计任务书1、题目：酒精连续精馏板式塔的设计2、原始数据：乙醇－水混合物,含乙醇 37 %质量,温度 25 ℃;产品：馏出液含乙醇 94 %质量,温度 35 ℃;塔底：塔底液含乙醇 %质量生产能力：日产酒精指馏出液 11500 kg;热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽,其绝对压强为 300 kPa;3、任务：确定精馏的流程,绘出流程图,标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置;精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型,确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算包括塔板压降、淹塔的校核及雾沫夹带量的校核等;作出塔的操作性能图、计算其操作弹性;确定与塔身相连的各种管路的直径;计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量,确定每个换热器的传热面积并进行选型,若采用直接蒸汽加热,需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸;其它;4、作业份量：设计说明书一份,说明书内容见化工过程及设备设计的绪论,其中设计说明结果概要一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等;塔装配图1号图纸；塔板结构草图35×35计算纸；工艺流程图35×50计算纸〕第二部分确定设计方案1、设计方案的确定(1)塔板类型：选用F1型重浮阀塔.浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点,而且操作弹性大,操作灵活,板间压降小,液面落差小, 浮阀的运动具有去污作用,不容易积垢堵塞,操作周期长,结构简单,容易安装,操作费用较小,其制造费用仅为泡罩塔的60%～80%；又由于F1型浮阀塔结构简单,制造方便,节省材料,性能良好；另外轻阀压降虽小,但操作稳定性差,低气速时易漏液;综上所述,选择F1型重阀浮阀塔;(2)操作压力：常压精馏对于乙醇－水体系,在常压下已经是液态,且乙醇－水不是热敏性材料,在常压下也可成功分离,所以选用常压精馏;因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加,尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用,而且由于真空下气体体积增大,需要的塔径增加,因此塔设备费用增加;综上所述,选择常压操作;(3)进料状态：泡点进料进料状态有五种,如果选择泡点进料,即q=1时,操作比较容易控制,且不受季节气温的影响,此外,泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同,设计和制造时比较方便;(4)加热方式：间接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热,设置再沸器;直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数稍有增加,成本增加,故采用间接加热;(5)热能利用方式：选择适宜回流比,塔釜残液作为原料预热热源适宜的回流比应该通过经济核算来确定,即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比;确定回流比的方法为：先求出最小回流比R m in,根据经验取操作回流比为最小回流比的－倍,考虑到原始数据和设计任务,本方案取,即：R＝m in；采用釜液产品去预热原料,可以充分利用釜液产品的余热,节约能源;(6)回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源;2、工艺流程图第三部分 设计计算过程1、工艺条件和物性参数计算将质量分数换算成摩尔分数0.1869F x = 0.8597D x = 0.000235W x =理论塔板数的求取最小回流比因为是泡点进料,所以q=1;作平衡线和q 线的关系图,并作平衡线的切线与q 线交于点,,则最小回流比：min 0.85970.39622.2140.39620.1869D x y R y x '--===''-- 01020304050607080901000102030405060708090100y (m o l /%)x(mol/%)1.2.2 实际回流比取最小回流比的倍,则min 1.5 3.32R R =⨯=1.2.3 物料衡算W D F Wx Dx Fx += W D F +=D=h W=h F=h D=s W=s F=s (1) 精馏段液相流量：L 3.3211.38937.8/kmol h =⨯= 气相流量：V 3.32111.38949.2/kmol h =+⨯=（） 2 提馏段液相流量：137.811152.4590.3/L L F kmol h '=+⨯=+⨯= 气相流量：49.2/V V kmol h '==1.2.4 操作线方程(1) 精馏段方程：0.76860.1989y x =+ (2) 提馏段方程： 1.8350.0001961y x =-1.2.5 图解法计算理论塔板数1020304050607080901000102030405060708090100y (m o l /%)x(mol/%)22图解法得理论塔板数为26.9125.9T N =-=1.3 全塔效率T E1.3.1 由下图可确定塔顶、进料、塔釜温度分别为： 78.29D t =℃83.55F t =℃W t =99.93℃0510152025303540455055606570758085909510080859095100T (℃)x(mol/%)1.3.2 由平衡曲线可得塔顶、进料、塔底汽液相摩尔分数：1.3.3 全塔平均相对挥发度1 塔顶的相对挥发度：y / 1.199(1)/(1)D DD D D x y x α==--2 进料的相对挥发度：/ 4.634(1)/(1)F FF F F y x y x α==--3 塔釜的相对挥发度：/13.101(1)/(1)W WW W W y x y x α==--全塔平均相对挥发度：31.199 4.175D F W ααα===1.3.4 全塔平均粘度1 塔顶粘度：0.4275D mPa s μ=2 塔底粘度：0.2797W mPa s μ=3 进料粘度：0.3510F mPa s μ= 全塔平均粘度：0.3475D F W mPa s μμμ==1.3.5 全塔效率为：0.2450.2450.49()0.49(4.1750.3475)0.4473T E αμ--==⨯⨯=1.4 实际塔板数实际全塔效率取理论全塔效率的倍,即⨯ 25.9420.63T P T N N E =≈块精馏段为35块,进料板为第36块,提馏段为7块1.5 塔的工艺条件与物料数据计算1.5.1 平均分子量的计算1 塔顶：D x = D y =气相：,0.85974610.859718 42.0716g/mol V D M =⨯+-⨯=（） 液相：,0.83634610.83631841.4164g/mol L D M =⨯+-⨯=（） 2 进料：F x = F y =气相：,0.51584610.51581832.4424g/mol V F M =⨯+-⨯=（） 液相：,0.18694610.18691823.2332g/mol L F M =⨯+-⨯=（） 3 塔釜：W x = W y =气相：,0.003074610.003071818.0860/V W M g mol =⨯+-⨯=()液相：(),0.00023546 1 0.0002351818.0066g/mol L W M =⨯+-⨯= 精馏段平均分子量：气相：M =(42.0716+32.4424)2=37.257g/mol V ÷ 液相：L M 41.416423.2332)/232.3248g/mol +==( 提馏段平均分子量气相：V M 32.442418.0860)/225.2642g/mol '+==( 液相：L M 23.233218.0066/220.6199g/mol '+==()平均密度的计算(1) 液相：塔顶：水ρ液＝3/cm g 乙醇ρ液＝3/cm g,L D ρ=×＋1－×＝3/cm g＝3/m kg进料： 水ρ液＝3/cm g 乙醇ρ液＝3/cm g,L F ρ=×＋1－×＝3/cm g＝9323/m kg塔釜：水ρ液＝3/cm g 乙醇ρ液＝3/cm g,L W ρ=×＋1－×＝3/cm g＝3/m kg精馏段平均液相密度：L ρ=+932/2=3/m kg 提馏段平均液相密度：L ρ'=932+/2=3/m kg(2) 气相：查表224传热传质过程设备设计塔顶：,V D ρ=3/m kg 进料：,V F ρ=3/m kg 塔釜：,V W ρ=3/m kg精馏段气相平均密度: V ρ=+/2=3/m kg提馏段气相平均密度：V ρ'=+/2=3/m kg(3) 表面张力塔顶：62.4σ水＝mN/m ＝乙醇σmD σ=×＋1－×＝m进料：＝水σm ＝乙醇σmF σ＝×＋1－×＝m塔釜：＝水σ mN/m ＝乙醇σmW σ=×＋1－×＝ mN/m精馏段平均表面张力：σ=+/2= mN/m 提馏段平均表面张力：σ'=+/2= mN/m(4) 气液相负荷量 精馏段: 37.832.32483600850.63600L L L L M q ρ⨯⨯==⨯⨯=3/m sV 49.237.2573600 1.13953600V V V M q ρ⨯⨯==⨯⨯= 3/m s提馏段：90.320.6199952.736003600L L L L M q ρ''⨯⨯'==⨯'⨯=3/m sV 49.225.26420.696536003600V V V M q ρ''⨯⨯'==⨯'⨯=3/m s 2、 板式塔的主要工艺尺寸计算2.1塔径D2.1.1 求空塔气速u2.1.1.1精馏段：(1) 0.50.50.000399850.60.02440.4468 1.1395L L V V q q ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫== ⎪⎪⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭(2) 取板间距T H =,板上清液层高度为l h =则分离空间T H -l h = (3) 查图得负荷系数：20C =,则C=20C 0.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭=⨯0.238.420⎛⎫⎪⎝⎭=(4) max u可取安全系数,则u=max u =⨯ m/s 提馏段0.50.50.000543952.7(1)0.49570.6965l L V v Q Q ρρ⎛⎫⎛⎫''⎛⎫ ⎪⎪= ⎪ ⎪⎪''⎝⎭⎝⎭⎝⎭=2取板间距T H =,板上清液层高度为l h =则分离空间T H -l h = 3 查图得负荷系数： 20C =,则C=20C 0.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭=⨯0.255.720⎛⎫⎪⎝⎭=4max u=可取安全系数,则u=max u =⨯ m/s精馏段空塔气速小于提馏段,所以选择精馏段的空塔气速计算塔径2.1.2 塔径0.655=m 圆整取D=,则实际空塔气速为u= m/s塔的截面积：2220.250.250.70.3847T A D m ππ=⨯⨯=⨯⨯=2.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管,不设进口堰; 2.2.1 堰长取 w l =2.2.2 w l =⨯0.525m 出口堰高w h =L ow h h -选用平直堰,堰上液层高度ow h 由下式计算ow h =2/32.841000h w L E L ⎛⎫⎪⎝⎭近似取E=,则 ow h =2.2.3 故 w h = 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由0.750wl D=查化工设计手册 得dW D =,f TA A = 故 d W == f A =()24D π=2m停留时间 f T sA H L τ== >5s 符合要求2.2.4 降液管底隙高度 h ο2.3h ο=w h =塔板布置及浮阀数目及排列阀孔数取阀孔动能因子 F ο=10 孔速 精馏段： u ο=提馏段：u ο'浮阀数 精馏段：n=24s V d u οπ=20.44680.0399.3684π⨯=40个提馏段n=24s V d u οπ'=20.49570.03911.9824π⨯=35个塔板布置取无效区宽度 c W = 安定区宽度 s W =开孔区面积212sin 180a x A R R π-⎡⎤=⎢⎥⎣⎦R=2c DW -=0.29m x=()2d D W Ws -+=0.16m故 a A=210.1620.29sin 1800.29π-⎡⎤⎢⎥⎣⎦= 精馏段：阀孔总面积：000.44689.368V Q A u ===t d === 提馏段：阀孔总面积：000.495711.982V Q A u ''=='=t d '=== 浮阀排列方式采用等边三角形叉排 实际布置如下：精馏段 37个 提馏段 33个2.3.3 验证气速及阀孔动能因素及开孔率由实际浮阀个数可知,实际阀孔中气体速度为： 精馏段：01204VQ u d Nπ== 01F u =提馏段：02204V Q u d N π'==02F u =阀孔动能因素在9~12的范围内精馏段塔板开孔率为：2024100%4d N D πφπ=⨯=%提馏段塔板开孔率为：2024100%4d N D πφπ=⨯=%均在 10%-14%之间,符合要求;3、 塔板流体力学校核阻力计算气相通过浮塔板的压力降,由下式计算p c f h h h h σ=++3.1.1 干板阻力临界孔速：11.825073.1c v u ρ⎛⎫=⎪⎝⎭精馏段：111.8251.825073.173.11.1395c v u ρ⎛⎫⎛⎫== ⎪⎪⎝⎭⎝⎭=<0u =∴阀全开25.342V c L u h gορρ==21.139510.115.342850.69.81⨯⨯⨯=m 液柱 提馏段：111.8251.825073.173.10.6965c v u ρ⎛⎫⎛⎫==⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭=>0u '=∴阀全开25.342V c L u h gορρ==20.696512.585.342952.79.81⨯⨯⨯= 3.1.2 液层阻力x ο取充气系数数 οε=,有3.1.3 f h =οεL h =⨯m 液柱液体表面张力所造成阻力x ο此项可以忽略不计;3.1.4 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：精馏段：p h =+= 常板压降p p L P h g ρ∆==⨯⨯a P a P 符合设计要求; 提馏段：p h =+=常板压降p p L P h g ρ∆==⨯⨯a P 符合设计要求;3.2 淹塔为了防止淹塔现象了生,要求控制降液管中清液层高度符合()d T w H H h φ≤+,其中 d p L d H h h h =++精馏段：由前计算知 p h =,按下式计算d h =2s w L l h ο⎛⎫ ⎪⎝⎭=20.0003990.5250.038⎛⎫⎪⨯⎝⎭= 板上液层高度 L h =,得：d H =++=提馏段：由前计算知 p h =,d h =2s w L l h ο⎛⎫ ⎪⎝⎭=20.0005430.5250.038⎛⎫ ⎪⨯⎝⎭=d H =++=取φ=,板间距为,w h =, 有φ()T w H h +=⨯+=由此可见：d H <φ()T w H h +,符合要求;3.3 雾沫夹带浮阀塔可以考虑泛点率,参考化学工程手册;泛点率F b⨯100%L l =D-2d W =⨯b A T A f A ⨯式中L l ——板上液体流经长度,m;b A ——板上液流面积,2m ； F C ——泛点负荷系数, K ——特性系数,取. 精馏段：泛点率=% <70%,符合要求提馏段：泛点率=% <70%,符合要求4、 塔板负荷性能图雾沫夹带线按泛点率=70%计F b⨯100%=70%100%70%=将上式整理得V q +L q =泛液线通过式d p l d H h h h =++以及式p c f h h h h σ=++得 p L d h h Φ++T w （H +h ）=h =c f L d h h h h H σ++++ 由此确定液泛线方程;ΦT w （H +h ）=2200036005.370.153()(1)2L v L L w w wu q q h g l h l 2/3ρ2.84+++ε[+⋅E()]ρ⋅100022236005.37 1.13950.153() 1.50.044850.629.810.5250.0580.5250.039374V L L q q q π2/3⎛⎫ ⎪⨯⨯2.84⨯1.03++[+()] ⎪⨯⨯⨯1000 ⎪⨯⨯⎝⎭=ΦT w （H +h ）=简化上式得关系方程如下：222/30.188165.010.15830.131V L L q q q ++=液相负荷上限线求出上限液体流量L q 值常数 以降液管内停留时间τ=4s 则 3,max 0.0310.350.0027/4f TL A H q m s ⨯===τ漏液线对于1F 型重阀,由06F u ==,计算得0u =2200044V q d n u d n ππ=⋅⋅=⋅ 则23,min 0.7850.039370.207/V q m s =⨯⨯=液相负荷下限线取堰上液层高度ow h = 根据ow h 计算式求L q 的下限值,min 2.840.00571000L wq E l 2/3[]= =,min 36002.841.030.005710000.525L q 2/3[]= 取E=3,min 0.000316/L q m s =经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出;如0.00000.00050.00100.00150.00200.00250.00300.00350.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9q VqLP由塔板负荷性能图可以看出： ① 在任务规定的气液负荷下的操作点 P,设计点,处在适宜的操作区内;② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制; ③ 按固定的液气比,求出操作弹性K,即 K=,max ,mins s V V =0.5790.351= 5、 主要接管尺寸计算进料管已知：F=s, F t =℃, 进料液的密度：F ρ=932,进料由泵输入塔中,适宜流速为～s;取进料流速为s,则进料管内径：d ==选取钢管253mm φ⨯ 校核设计流速220.38851.5/(0.0250.0032)93244Fu m sd ππρ===⨯-⨯⨯因此设备适用; 回流管已知：37.841.421565.68/0.4349/L kg h kg s =⨯==,3769.2/L kg m ρ=采用泵输送回流液,适宜流速为～s取回流液流速u=s,则回流管内径为：0.0219d m ===选取钢管Φ32×; 校核设计流速：20.43491.15/(0.0320.00352)769.24u m sπ==⨯-⨯⨯因此设备适用;釜液出口管已知：0.2054/W kg s =,3973.4/W kg m ρ=,釜液出口管一般的适宜流速为～s;取釜液流速u=s,则釜液出口管内径为：0.0183d m ==选取钢管Φ25×3mm; 校核设计流速,20.20540.745/(0.0250.0032)973.44u m s π==⨯-⨯⨯因此设备适用;塔顶蒸汽管已知：30.389/V m s =,蒸汽管一般适宜流速为15～25m/s. 取蒸汽管流速为u=24m/s,则塔顶蒸汽管管口内径为：0.144d m ===选取钢管Φ159×; 校核设计流速：20.38922.03/(0.1590.00452)4u m s π==⨯-⨯经校核,设备适用;塔釜蒸汽管已知： 30.418/V m s '=,蒸汽管一般适宜流速为15～25m/s. 取蒸汽管流速为u=20m/s,则塔釜蒸汽管管口内径为：0.163d m ===选取钢管Φ194×6mm; 校核设计流速：20.41816.08/(0.1940.0062)4u m s π==⨯-⨯经校核,设备适用;6、塔的辅助设备设计塔顶全凝器 全凝器设计：已知：塔顶蒸气流量V = Kg/s ；蒸气汽化潜热：0.94840.2210.942321929kJ /kgm r =⨯+-⨯=（）则：0.575929534.18/C m Q V kJ s γ===⨯=取水进口温度为25℃,水的出口温度为45℃,查得：3989.7/kg m ρ=水1.174/(p c kJ kg =⋅水C)取安全系数为,则1.1 4.174(4525)C Q W =⨯⨯-水7.039/W kg s =水()()78.34578.34578.325/ln 42.578.325m t C -⎛⎫⎡⎤∆=---= ⎪⎣⎦-⎝⎭取K=700 ,则实际传热面积为C A =()()321.1/ 1.1534.1810/70042.519.75m Q k t m ⨯∆=⨯⨯⨯=取流速为2/u m s = 选择Φ25× mm,并设单程管数为N则2447.0392/0.02989.7s i I i L V V u m s A d n n πρπ⨯====⨯⨯⨯水 N=12单根管长：19.75120.025L π=⨯⨯=21m选用管长L=6m ,则需 4个管程,总管数为4⨯12=48根;查传热传质过程设备设计,可选用固定管板式换热器型号：Φ25×,L=6m,壳径为325mm,管程为4,总管数为40根,每程10根,中心管排数n=9; 即型号：6BEM 325 1.018.5425----- 全凝器校核：1 管内传热系数：()23447.039 2.265/0.0210989.7Re /2.265989.70.02/0.61151073317Pr / 4.1740.6115/0.6318 4.04s i I i L i i i L p V V u m s A d n u d c πρπρμμλ-⨯====⨯⨯⨯==⨯⨯⨯===⨯=水0.80.40.80.40.63180.023Re Pr 0.02373317 4.040.02i i ih d λ=⨯⨯=⨯⨯⨯= 2 管间传热系数：323378.29,0.427510,0.225/(),958.810/,769.2/D W L t C Pa s W m s KJ kg kg mμλγρ-=︒=⨯⋅=⋅=⨯=14322/3132342/330.7250.225769.29.81958.8100.7251727.890.0250.42751042.5o o g h n d t λργμ-⎛⎫= ⎪∆⎝⎭⎛⎫⨯⨯⨯⨯== ⎪⨯⨯⨯⨯⎝⎭3 壁面污垢系数：Rso= 2m ℃/w Rsi= 2m ℃/w 4 总传热系数：111252510.0001720.000172915.89908.220201727.8o o so si i ii o d d K R R h d d h --⎛⎫=+++ ⎪⋅⎝⎭⎛⎫=++⨯+= ⎪⨯⎝⎭5 理论面积：31.1534.181015.1915.842.5P m Q A K t ⨯⨯===∆⨯6 裕度：100%C PCA A A -⨯=%>15%,故可用 冷却器取水进口温度为25℃,水的出口温度为40℃；塔顶全凝器出来的有机液质量分率94%的乙醇溶液D=s ；温度为℃,降至35℃;按产品冷却前后的平均温度查算比热：()10.94 2.74810.94 4.1822.834/()2.8340.133178.33516.33/pD D D P P pD D C X C X C KJ Kg K Q C D dt KJ s=⨯+-⨯=⨯+-⨯=⋅=⨯⨯=⨯⨯-=酒水（）（）所用水量：()()/16.33/ 4.174150.261Pm M Q C dt =⨯=⨯=水水水kg/s取总传热系数K=450=2m ℃()()78.34078.3403525/ln 21.073525m t -⎛⎫⎡⎤∆=---= ⎪⎣⎦-⎝⎭℃ A=()()2/16.33/0.45021.07 1.722m Q k t m ⨯∆=⨯=取安全系数,则A=2m可选型号为：3159 1.6 2.5125BEM ----- 6.3 再沸器已知：塔顶蒸汽流量：V '=49.218.0860.247/3600kg s ⨯=;用300kPa 饱和蒸汽加热, 查得该蒸汽的汽化热为m r =kg,温度为℃;Q =×=W 蒸汽×,得饱和蒸汽用量W 蒸汽= kg/s;133.699.933.7m t C ∆=-=︒取K=1000 W/m 2K;321.1538.22 1.11017.57100033.7m Q A m K t ⨯⨯===∆⨯可选型号 1.5600 6.120138BEM ----- 进料预热器和塔釜残液冷凝器：进料组成为37%质,温度为25℃,流量为 / s,要求预热到℃;先用塔釜残液预热,然后再用蒸汽预热到℃;1 用塔釜残液预热,塔釜残液组成为%质,温度℃,可视为纯水,冷却到35℃排放,流量为 / s;进料液： 4.20(10.37) 3.0760.37 3.784pm c =⨯-+⨯= /(kJ kg ⋅C)4.178c =p 水 /(kJ kg ⋅C)3.7840.3385(25)0.20544.178(99.9335)Pm Q C F t t =∆=⨯⨯-=⨯⨯-吸收 t =C()()99.9368.599.9368.53525/ln 18.713525m t C -⎛⎫⎡⎤∆=---=︒ ⎪⎣⎦-⎝⎭取总传热系数K=1200 W/m 2K;33.7840.3385(68.525)10/() 2.518.711200m A Q K t ⨯⨯-⨯=⨯∆==⨯2m可选用型号为2219 2.5 3.7125BEM -----2 再用300kPa 的饱和蒸汽将进料由℃加热至℃,用300kPa 饱和蒸汽加热, 查得该蒸汽的汽化热为m r =kg,温度为℃;4.196(10.37) 2.9770.37 3.745pm c =⨯-+⨯= /(kJ kg ⋅C)0.3385 3.745(83.5568.5)2172.8Q W =⨯⨯-=⨯ W 蒸汽=kg/s()()133.668.5133.668.5133.683.55/ln 57.25133.683.55m t C -⎛⎫⎡⎤∆=---=︒ ⎪⎣⎦-⎝⎭取总传热系数K=400 W/m 2K;30.008782172.810/()0.8457.25400m A Q K t ⨯⨯=⨯∆==⨯2m可选型号为2159 1.6 1.6125BEM ----- 第四部分 设计结果一览表以精馏段为例第五部分参考文献1.邹华生,钟理,伍钦,赖万东. 传热传质过程设备设计. 华南理工大学出版社2. 邹华生,钟理,伍钦. 流体力学与传热 . 华南理工大学出版社. 20043. 赵军,张有忱,段成红. 化工设备机械基础 . 化学工业出版社5. 化工原理课程设计 . 清华大学出版社.19946. 陈锦昌. 计算机工程制图 .华南理工大学出版社.20057. 化工设备结构图册编写组. 化工设备结构图册 .上海科学技术出版社.1978第六部分感想在这个课程设计过程当中,我们综合地运用了我们所学习过的流体力学,传热,传质,分离等方面的化工基础知识,运用电脑计算机技术加以配合,设计了一款可应用于设计生产当中的酒精连续精馏浮阀塔;这次的课程设计内容包括工艺流程的设计,塔板结构的设计,数据的校验;目的主要是使我们对化学工艺原理有一定的感性和理性认识；对酒精精馏等方面的相关知识做进一步的理解；培养和锻炼我们的思维实践能力,使我们的理论知识与实践充分地结合,做到不仅具有专业知识,而且还具有较强的实践能力,能自主分析问题和解决问题;课程设计更多的是要我们去学会运用理论知识思考;好多东西看起来十分简单,一看结构图都懂,但它在实际设计中就是有许多要注意的地方,有些东西也与你的想象不一样,我们这次的课程设计就是要我们跨过这道实际和理论之间的鸿沟;在设计的过程当中,有很多数据设计出来不一定能如人意,有些要反复试算很多遍,很能考验耐性;有些人可能会为了美观或省事而在图上面改数据或者采用跟计算不一致的画法,但是本人认为,应当实事求是,该是怎样的就怎么样;毕竟这是一个训练的过程,如果我们都不抱着实事求是的态度的话,那么这个训练的意义就没有那么大了;整个计算和画图的过程绝大部分数据都是有书可查,有标准可参照的,在零件书或者是金属材料书上面都有完整的各部分参数怎么选取的图例;譬如设计塔附件管的时候材料与零部件上面都外管和内管的尺寸都是有严格的要求的,不是随便随手画的,因此作为设计者我们也应当按照规定的标准,严格的按图绘画;此次课程设计收获很大;。
分离乙醇和水混合液的板式精馏塔 设计书
分离乙醇和水混合液的板式精馏塔设计书第一章 设计任务书一 设计题目分离乙醇-水混合液的板式精馏塔 二 设计数据生产能力：年处理乙醇-水混合液7.4万吨原 料：乙醇含量为26%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于93% 塔底含量不高于0.5% 三 操作流程的确定和说明操作压力：由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。
其中塔顶压力为51.0132510Pa ⨯，塔底压力5[1.0132510(265~530)]Pa N ⨯+塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为 ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。
进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。
加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。
第二章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算F ：原料液流量（kmol/s ） x F ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） x D ：塔顶组成 W ：塔底产品流量（kmol/s ） x W ：塔底组成 原料乙醇组成：F 26/4612.08%26/4674/18x ==+塔顶组成：D 93/4683.87%93/467/18x ==+塔底组成：W 0.5/460.196%0.5/4699.5/18x ==+进料量：437.41010(0.26/460.74/18)7.40.1129 kmol/s 300243600F ⨯⨯⨯+==⨯⨯万吨/年=物料衡算式为：F D W F D WFx Dx Wx =+⎧⎨=+⎩联立方程组解得：0.0160 kmol/s0.0968 kmol/sD W =⎧⎨=⎩第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对挥发度气液相及体积流量表一.常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系F D W1.温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得t 、t 、t()()()()F F F D D D 185.485.485185.4 C12.0813.190.120812.0878.278.278.3278.3 C 85.9781.8382.8585.9799.399.398.75399.3 C 0.190.390.1960.1985.3978.25481.822WW F D t t t t t t t t t --===︒----===︒----===︒--++===W t ， t ， t ， 精馏段平均温度：()2 C 85.3999.28594.4C 22F W t t t ︒++===︒提馏段平均温度： 2.密度A BA Bl1 ()a a a M ρρρ=+已知：混合液密度：为质量百分率，为平均相对分子质量0V 022.4T MT ρρρ=混合气密度：(1) 精馏段：181.82 C,t =︒液相组成1x ：181.981.781.8281.728.1229.8029.80x --=--， 1x =28.79% 气相组成1y ：181.981.781.8281.756.7157.4157.41y --=--，1y =56.99%所以 L1460.287918(10.2879)26.06 kg/kmol M =⨯+⨯-= V1460.569918(10.5699)33.96 kg/kmol M =⨯+⨯-= (2) 提馏段：2t =92.34 C ︒ 液相组成2x ：292.691.392.3491.33.294.16 4.16x --=--， 2x =3.464% 气相组成2y ：292.691.392.3491.326.21 4.1629.92y --=--， 2y =26.952%所以 L2460.0346418(10.03464)18.97kg/kmol M =⨯+⨯-= V2460.2692518(10.26925)25.55 kg/kmol M =⨯+⨯-=表二.不同温度下乙醇和水的密度12181.82 ,t C =︒858082.7980968.6971.8735ρ--=-乙-， ρ乙=732.21 kg/m 3858082.7980968.6791.8ρ--=-水-971.8, ρ水=968.94 kg/m 3同理：94.43C =︒2t ，959094.4390961.85965.3724ρ--='--乙，ρ'乙=720.95 kg/m 3959094.4390961.85965.3ρ--='-水-965.3，ρ'水=970.01 kg/m 3在精馏段：液相密度L1ρ：L110.287946/[0.28794618(1-0.2879)]10.5082732.21970.01ρ⨯⨯+⨯-=+L13832.60 kg/m ρ= 气相密度：()V1333.96273.151.17 kg/m 22.4273.1581.82ρ⨯==⨯+在提馏段：液相密度L2ρ：L210.0346446/[0.034644618(10.03464)]10.0840721.11962.81ρ⨯⨯+--=+L23=936.45 kg/m ρ气相密度：V2324.54273.150.819 kg/m 22.4(273.15+92.34)ρ⨯==⨯3.混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 公式：W W W W W 00x V x V x V σ+=000W W 00x V x V x V ϕ=+1/41/41/4m SW W 00S σϕσϕσ=+ SW SW W S /x V V ϕ= S00S0S x V V ϕ= qWlg()B ϕϕ=2/32/300W W 0.441()[]V q Q V T qσϕ=⨯- A B Q =+2SWS0lg()A ϕϕ= SW S01ϕϕ+=式中下角标，W 、O 、S 分别代表水、有机物及表面部分，X W 、X O 指主体部分的分子体积，W σ、为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。