（一）设计方案的确定
本设计任务为分离乙醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送入储罐。该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接加热蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）工艺计算
1、物料衡算：
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数如下。
MA=46kg/kmol（乙醇） MB=18kg/kmol（水）
xF==0.21
xD==0.82
又
MF=MA×xF+（1-xF）×MB
=46×0.21+(1-0.21)×18=23.88
MD=0.82×46+(1-0.82)×18=40.96
∴ qn.D==55.48kmol/h
η===0.99
∴ qn.F=218.82kmol/h
qn.D/qn.F=（xF-xW）/(xD-xW)
即 55.48/218.82=
∴ xw=0.00295
qn.F×xF=qn.D+qn.w×xw
218.82×0.21=55.48×0.82+qn.w×0.00295
∴ qn.w=155.46kmol
2、Rmin的确定
图1
乙醇—水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落在平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图1。此时Rmin可由点（xD，yD）向平衡曲线向切线的斜率求得。
由附图可见，该切线的斜率为
==0.13
求得：Rmin=1.625 R=1.6Rmin=2.60
由于物料采用泡点进料：q=1 则有
qn.v〃=qn.v0=（R+1）qn.D=3.7qn.D
qn.l=qn.l+qn.F=Rqn.D+qn.F
3、塔板数的确定
（1）精馏塔的气、液相负荷
qn.L =R×qn.D=2.6×55.48=144.248kmol
qn.L′=qn.l+qn.F=144.248+218.82=363.068kmol
qn.v =(R+1)qn.D=qn.v′=(2.60+1)×55.48=199.728kmol
qn.L′+qn.v0=qn.v′+qn.w
∴ qn.v0=8.34kmol/h
（2）回收率
乙醇的回收率为：
HA=×100﹪=×100﹪=99.002﹪
水的回收率为：
HB==
HB=84.84﹪
（3）操作线方程：
精馏段操作线方程为
y=2.60x/3.60+xD/3.60
即 y=0.722x+0.2278
提馏段操作线方程为
即 y=1.749x-0.00221
（4）图解法求理论版层数 采用直角阶梯法求理论板层数，如图1所示。在塔底或恒沸点附近作图时需要将图局部放大。求解结果为
总理论塔板数 N=13-1=12（不包括再沸器）
进料板位置N=11
精馏段理论板层数N=10
提留段理论板层数N=3（包括进料板）
（5）实际板层数的初步求取
求得塔平均温度 87.5℃
=0.085×0.4+（1-0.085）×34.65×10=0.35
E=0.17-0.616=45%
实际塔板数
N=N精+N提=23+7=23+7=30
（6）踏板总效率估算
①操作压力计算
塔顶操作压力： pD=p表+p当地=4+101.3=105.3kpa
取每层塔板压强降 △p=0.7kpa
塔底操作压力 pw=105.3+23×0.7=121.4kpa
平均操作压力 pM=（105.3+121.4）/2=113.35kpa
②操作温度：依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：
塔顶温度 tD=82.06℃
塔底温度 tw=105.4131℃
平均温度 tm=（tD+tw）/2=93.74℃
③黏度的计算
在tm=93.74℃时，查得MH2O=0.292mpa.s μB=0.36mpa.s
则 μＬ＝∑xi×μLi=0.144×0.36+（1-0.144）×0.292=0.3018mpa.s
④相对挥发度计算
塔顶相对挥发度 αD=pB.D/pH2O.D=117.286/51.476=2.2784
塔底相对挥发度 αw=pB.W/pH2O.W=271.9499/122.5495=2.2191
平均相对挥发度 α===2.249
⑤塔板总效率的估算 根据ET′=0.49（αμL）-0.245
求得 ET′=0.5388
且 ET′-ET =0.88﹪(<1﹪)所以假设成立。
（三）精馏段的工艺条件及有关物性的数据计算
1、操作压力
塔顶操作压力 pD =p当地+p表=101.313+4=105.308kpa
每层塔板压降 △p=0.7kpa
进料板压降 pF =105.308+0.7×23=121.408kpa
精馏段平均压降 pm =（105.308+121.408）/2=113.358kpa
2、操作温度
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇—水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：
塔顶温度 tD=82.06℃
进料板温度 tF=101.138℃
精馏段平均温度 tm=（82.06+101.138）/2=91.6℃
3、平均摩尔质量
（1）塔顶混合物平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.82 查平衡线得x1=0.8375
(2)进料板混合物平均摩尔质量计算 由图解理论版 得
yF=0.530
查平衡曲线得
xF=0.21
MLFm=0.21×46+0.79×18=23.88kg/kmol
MVFm=0.530×46+0.470×18=32.84kg/mol
精馏段混合物平均摩尔质量
MLm=（40.96+23.88）/2=32.42kg/kmol
MVm=（41.45+32.84）/2=37.145kg/mol
4、精馏段的平均密度
（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即
ρVm===1.3(kg/m3)
（2）液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即
1/ρm=∑wi/ρi
①顶液相平均密度 。由tD=82.06℃，查手册ρ水=969.955kg/m3
ρ乙醇=7kg/ m3
ρLDm==743.78（kg/ m3）
②进料板液相平均密度： 由tF=101.138℃ 查手册得
ρ水=958.4 kg/m3 ρ乙醇=719.9kg/ m3
进料板液相的质量分数：
ωA==0.4045
ρLFm==845.14 kg/m3
③精馏段液相平均密度
ρLm=（743.78+845.14）/2=794.46 kg/m3
5、液体平均表面张力计算
（1）塔顶液相平均表面张力的计算 当乙醇的质量分数为92﹪，查图P11得σ25℃=22.5×103N/m，且乙醇的临界温度为243℃，水的临界温度为374.2℃，则混合液体的临界温度为：
TmcF=∑xiTic=0.82×243+0.18×374.2=266.616℃
将混合液体的临界温度代入
=（）1.2=（）1.2=0.724
∴ σtD=16.25×10-3N/m
（2）进料板液相平均表面张力的计算 乙醇的质量分数为40﹪时，查附录4得σ25℃=21.2×10-3N/m，且乙醇的临界温度为243℃，水的临界温度为374.2℃
则混合液体的临界温度为：
TmCF=∑xiTic=0.144×243+0.856×374.2=355.307℃
将混合液体的临界温度代入
=（）1.2=（）1.2=0.7302
∴ σtF=15.48×10-3N/m
（3）精馏段液相平均表面张力计算
σLm=（16.25+15.48）/2=15.865×10-3N/m
（四）精馏塔的塔体工艺计算
1、塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
qv.v===1.027（m3/s）
qv.L===0.001010（m3/s）
由umax=C式中C=C20()0.2计算，其中C20由图查取，图的横坐标为：
*()1/2=×()1/2=0.0239
取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则
HT-hL=0.45-0.05=0.40（m）
查图3—3得 C20=0.082，则
C=C20()0.2=0.082×()0.2=0.0783
umax=C=0.0783×=1.9(m/s)
取安全系数为0.6，则空塔气速为
u=0.6umax=0.6×1.9=1.14(m/s)
D===1.07（m）
按标准塔径圆整后 D=1m
塔截面积为 AT=D2=×12=0.785(m2)
实际空塔气速为 u===1.307(m/s)
2、精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精-4）HT=（23-4）×0.45=8.55（m）
提馏段有效高度为
Z提=（N提-2）HT=（7-2）×0.45=2.25（m）
在进料板上方开一个人孔，在精馏段设3个人孔，其高度均为0.8m故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8×4=14.00（m）
（五）塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置计算
因塔径D=1m，可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1）堰长lw lw=0.66D=0.66（m）
（2）溢流堰高度hw hw=hL-h0w。选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即
h0w=E（）2/3
近似取E=1，则
h0w=×1×（）2/3=0.00（m）
取板上液层高度hL=0.05m，故hw=hL-h0w=0.05-0.00=0.0411（m）
（3）弓形液管宽度Wd和截面积Af由=0.66查图3—5得
=0.068， =0.124
故 Af=0.068AT=0.068×0.785=0.05338（m2）
Wd=0.124D=0.124×1=0.124（m）
依式（3—41）验算液体在降压管中停留时间，即
θ===23.78（s）>5（s）
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0
h0=
取u0′=0.08m/s，则
h0==0.019（m）
hw-h0=0.0412-0.019=0.0222（m）>0.0006（m）
故降液管底隙高度设计合理。
2、塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因数F0=11，用式（3—47）求孔速u0，即
u0===9.33（m/s）
依式（3—48）求每层塔板上的浮阀数，即
N===92
取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws=0.07m
依式（3—45）计算塔板上的鼓泡区面积，即
Aа=2×〔x+〕
R=-Wc=0.5-0.06=0.44（m）
x=-（Wd+Ws）=-（0.12+0.07）=0.31（m）
Aa=2×〔0.31×+〕=0.611（m2）
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的空心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t′，即
t′===88.58（mm）
考虑到塔径的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排列间距不宜采用mm而应小于此值，故取t′=65mm=0.065mm。
按t=75mm，t′=65mm以等腰三角形叉排方式作图（略），阀数130个。
按N=130重新核算孔速及阀孔动能因数：
u0= N===6.62（m/s）
F0=u0=6.62×=7.80
塔板开孔率==×100﹪=17.22﹪
（六）塔板流体力学验算
1、气相通过浮阀塔板的压降
可根据式（3—49）计算塔板压降，即hp=hc+h1+hσ
（1）干板阻力 由式（3—51）计算，即
u0c=（）1/1.825=()1/1.825=8.77(m/s)
由于u0 h1=ε0hL=0.5×0.05=0.025（m） （3）克服表面张力所造成的阻力h0 因本设计采用浮阀塔，其h0很小，可忽略不计。因此，气相流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为 hp=hc+h1=0.0338+0.025=0.0588（m） 单板压降 △pp=hpρLg=0.0588×820.25×9.81=473pa 2、淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度Hd≤φ（HT+hw）。Hd可用下式计算，即 Hd=hp+hL+hd （1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp=0.0588m （2）液体通过降液管的压头损失hd 因不设进口堰，故按式（3—62）计算，即 hd=0.153×（）2=0.153×（）2=9.925×10-4（m） 板上液层高度h1 取hL=0.05m，则 Hd= hp+hL+hd=0.0588+0.05+0.0009925=0.1098（m） 取φ=0.5，HT=0.45m，hw=0.0412m，则 φ（HT+hw）=0.5×（0.45+0.0412）=0.2456（m） 可见Hd<φ（HT+hw）,符合防止淹塔的要求。 3.雾沫夹带 按式（3—58）及式（3—59）计算泛点率F1，即 F1=×100﹪ 或 F1=×100﹪ 板上液体流径长度 ZL=D-2Wd=1-2×0.12=0.76（m） 板上液流面积 Ab=AT-2Af=0.785-2×0.05338=0.6782（m2） 水和乙醇可按正常系统按表3—3取物性系数K=1.0，又由图3—10查得泛点负荷系数CF=0.117，将以上数值代入式（3—58），得 F1=×100﹪ =×100﹪=53.30﹪ 又按式（3—59）计算泛点率，得 F1=×100﹪ =×100﹪ =66.72﹪ 计算出的泛点率都在80﹪以下，故可知物沫夹带量能够满足eV<0.1kg汽的要求。 （七）塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线 F1= 对于一定物系及一定的塔板结构，式中ρv、ρL、Ab、K、Cp及ZL 均为已知值，相应于eV=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出qv.v—qV.L,可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。 泛点率=80﹪计算如下 =0.8 整理得： qv.v=1.541-25.09qV.L 雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个qV.L值，求出相应的qv.v值。 2、液泛线 由φ（HT+hw）=hp+hL+hd=hc+hL+hσ+h1+hd确定液泛线。忽略式中h0项，将式（3—62）、式（3—42）、式（3—50）、式（3—51）及hL=hw+h0w代入上式，得到 φ（HT+hw）=5.34×+0.153×（）2+（1+ε0）〔hw+E（）2/3〕 因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hw、lw、Ρv、ρL、ε0及φ等均为定值，而u0与qV.V有如下关系，即 u 0= 3、液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留 液体在降液管中停留时间 θ==3~5s 求出上限液体流量qV.L值（常数），在qV.V—qV.L图上，液相负荷上限线为气体流量qV.V无关的竖直线。 以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （qV.L）max===0.0048（m3/s） 4、漏液线 对于F1型重阀，依F0=u0=5，则u0=，又知qV.V=d02Nu0，即 qV.V=d02N 式中d0、N、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。 以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则 （qV.V）min=d02Nu0=d02N =×0.0392×130×=0.659（m3/s） 5、液相负荷下限 取堰上液层高度h0w=0.006m作为液相负荷下限条件，依下式h0w的计算式 h0w=×E×〔〕2/3 计算出qV.L的下限值，依此作出液相负荷下限，该线为与气相流量无关的竖直直线。 ×E×〔〕2/3=0.006 取E=1，则 （qV.L）min=（）3/2=（）3/2=5.59×10-4（m3/s）下载本文
