乙醇水精馏塔计算
乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计.doc
化工原理课程设计任务书一设计题目：乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水具体工艺参数如下：原料加料量 F＝100kmol/h＝273进料组成 xF馏出液组成 x＝0.831D＝0.012釜液组成 xw塔顶压力 p＝100kpa单板压降≤0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。
三主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图目录3.3.3.204参考文献 (30)摘要本设计是以乙醇――水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。
浮阀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乙醇－－水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。
通过逐板计算得出理论板数为16块，回流比为3.531,算出塔效率为0.518，实际板数为32块，进料位置为第11块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米，有效塔高13.6米，浮阀数（提馏段每块76）。
通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。
本次设计过程正常，操作合适。
关键词：乙醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段第1章前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。
对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。
精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。
精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。
1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。
常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
乙醇——水不同精馏分离操作过程塔效率的确定
乙醇——水不同精馏分离操作过程塔效率的确定李春鹏金丽军（沈阳化工学院，材料学院高分子材料0406，110142）摘要精馏是分离均相混合液的重要方法之一，化工生产中常用的精馏设备主要有填料塔和板式塔两大类，本文主要研究的是用板式塔中的筛板塔分离乙醇——水二元混合物，根据不同操作条件即精馏塔全回流和部分回流（R=3,R=5）条件下，确定理论塔板数，进而由公式ET =NT/NP*100％确定塔效率。
结论：加热电压为121V的全回流条件下塔效率为82.86％，加热电压为129V的全回流条件下塔效率为97.14％；R=3时，塔效率为98.14％，R=5时，塔效率为95.14％。
关键字：精馏乙醇——水塔效率回流比Ethanol——water distillation tower efficiency of the different operating processLichunpeng JinLijun(shenyang insitiute of chemical technology, polymer material 0406 of school of material science and engineering 110142 )AbstractDistillation is one of the important ways of the separation of the mixture，Chemical production equipment used in the main distillation towers is two kinds . This paper studies the plate tower is the sieve tower ethanol -- water mixtures . Under the distillation of the entire return and return (R = 3, R = 5) conditions .Identified a number of theoretical plates ,by E T=N T/N P*100％to determine the efficiency of tower , Conclusion: when heating voltage is 121 V under the conditions of total reflux, the tower efficiency is 82.86% ,when it is 129 V , the tower efficiency is 97.14%, when R=3 , the tower efficiency is 98.14%,and when R=5 , the tower efficiency is 95.14%Keywords ：Distillation Ethanol -- water tower efficiency Reflux Ratio一引言蒸馏是借助液体混合物中各组分的挥发性的不同而进行分离的化工单元操作，若将混合物加热到沸腾（只令其部分汽化），沸点低的组分（易挥发组分或轻组分）在气相中的浓度比在液相中的浓度要高，沸点高的组分（难挥发组分或重组分）在液相中浓度比在汽相中的高。
乙醇——水不同精馏分离操作过程塔效率的确定
乙醇——水不同精馏分离操作过程塔效率的确定李春鹏金丽军（沈阳化工学院，材料学院高分子材料0406，110142）摘要精馏是分离均相混合液的重要方法之一，化工生产中常用的精馏设备主要有填料塔和板式塔两大类，本文主要研究的是用板式塔中的筛板塔分离乙醇——水二元混合物，根据不同操作条件即精馏塔全回流和部分回流（R=3,R=5）条件下，确定理论塔板数，进而由公式ET =NT/NP*100％确定塔效率。
结论：加热电压为121V的全回流条件下塔效率为82.86％，加热电压为129V的全回流条件下塔效率为97.14％；R=3时，塔效率为98.14％，R=5时，塔效率为95.14％。
关键字：精馏乙醇——水塔效率回流比Ethanol——water distillation tower efficiency of the different operating processLichunpeng JinLijun(shenyang insitiute of chemical technology, polymer material 0406 of school of material science and engineering 110142 )AbstractDistillation is one of the important ways of the separation of the mixture，Chemical production equipment used in the main distillation towers is two kinds . This paper studies the plate tower is the sieve tower ethanol -- water mixtures . Under the distillation of the entire return and return (R = 3, R = 5) conditions .Identified a number of theoretical plates ,by E T=N T/N P*100％to determine the efficiency of tower , Conclusion: when heating voltage is 121 V under the conditions of total reflux, the tower efficiency is 82.86% ,when it is 129 V , the tower efficiency is 97.14%, when R=3 , the tower efficiency is 98.14%,and when R=5 , the tower efficiency is 95.14%Keywords ：Distillation Ethanol -- water tower efficiency Reflux Ratio一引言蒸馏是借助液体混合物中各组分的挥发性的不同而进行分离的化工单元操作，若将混合物加热到沸腾（只令其部分汽化），沸点低的组分（易挥发组分或轻组分）在气相中的浓度比在液相中的浓度要高，沸点高的组分（难挥发组分或重组分）在液相中浓度比在汽相中的高。
乙醇水精馏塔实验
乙醇-水精馏塔实验一、实验目的：1.了解板式精馏塔的结构和操作。
2.学习精馏塔性能参数的测量方法，并掌握其影响因素。
二、实验内容:1.测定精馏塔在全回流条件下,稳定操作后的全塔理论塔板数和总板效率。
2.测定精馏塔在部分回流条件下,稳定操作后的全塔理论塔板数和总板效率。
三、实验原理：对于二元物系，如已知其汽液平衡数据，则根据精馏塔的原料液组成，进料热状况，操作回流比及塔顶馏出液组成，塔底釜液组成可以求出该塔的理论板数N T .按照式1可以得到总板效率E T ,其中N P 为实际塔板数。
E T %100⨯=PTN N （1） 部分回流时，进料热状况参数的计算式为mmF BP Pm r r t t C q +-=)( （2）式中： t F — 进料温度，℃ 。
t BP — 进料的泡点温度，℃ 。
Cpm — 进料液体在平均温度（t F + t P ）/2下的比热，kJ/（kmol ? ℃） r m — 进料液体在其组成和泡点温度下的汽化潜热，kJ/kmol222111x M C x M C Cpm P P += kJ/（kmol ? ℃） （3） 222111x M r x M r r m += kJ/kmol （4） 式中： C P1， C P2 —分别为纯组份1和组份2在平均温度下的比热，kJ/（kg ? ℃）。
r 1,r 2 —分别为纯组份1和组份2在泡点温度下的汽化潜热，kJ/kg 。
M 1，M 2—分别为纯组份1和组份2的摩尔质量，kJ/kmol 。
x 1,x 2—分别为纯组份1和组份2在进料中的摩尔分率。
四、实验装置基本情况:1．实验设备流程图（如图1所示）：图1 精馏实验装置流程图1-储料罐；2-进料泵；3-放料阀；4-加热器；5-直接进料阀； 6-间接进料阀；7-进料流量计；8-高位槽；9-玻璃观察段； 10-精馏塔；11-塔釜取样阀；12-釜液放空阀；13-塔顶冷凝器； 14-回流比流量计；15-塔顶取样阀；16-塔顶液回收罐； 17-放空阀；18-冷却水流量计；19-塔釜储料罐；20-塔釜冷凝器； 21-第8块板进料阀；22-第9块板进料阀；23-第10块板进料阀； 24-液位计；25-料液循环阀；26-釜残液出料阀;27-进料入口阀；28-指针压力表2.实验设备主要技术参数：精馏塔实验装置结构参数见表1：表1 精馏塔结构参数表2 乙醇─水 t-x-y 关系 (以乙醇摩尔分率表示，x-液相，y-气相 )乙醇沸点: 78.3℃; 水沸点:100.0℃.3．实验仪器及试剂：（1）实验物系：乙醇─水（本试验也可用乙醇-正丙醇物系）；（2）实验物系纯度要求: 化学纯或分析纯；（3）实验物系平衡关系见表2；（4）实验物系浓度要求: 15-25％(乙醇质量百分数)，浓度分析使用酒精计，酒精计为体积分数，通过查《酒精体积分数、质量分数、密度对照表》可得酒精的质量分数W，通过质量分率求出摩尔分率(XＡ)，公式如下: 乙醇分子量ＭＡ＝46; 水分子量ＭB＝18BA AAAAA M W M W M W X )](1[)()(-+=3．实验设备面板图（如图2所示）：图2 精馏设备仪表面板图五、实验方法及步骤： 1.实验前检查准备工作：配制一定浓度(质量浓度 20％左右)的乙醇─水混合液(总容量25升左右),倒入储料罐中。
乙醇水精馏塔计算
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。
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。
通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
目录目录 (3)绪论 (5)1.1 项目设计的目的 (5)1.2 设计根据 (5)1.3 设计内容及任务 (7)1.3.1 设计题目 (7)1.3.2 设计任务及条件 (7)1.4 设计内容： (7)1.5 设计成果： (7)第2章塔的工艺计算 (8)2.1 工艺过程 (8)2.1.1 物料衡算 (8)2.1.2 理论及实际塔板数的确定 (9)2.2 塔的结构设计 (11)2.2.1 精馏塔塔径的计算 (11)2.2.2 塔的实际高度和实际进料高度的计算 (18)第3章换热器设备计算 (19)3.1 全凝器负荷计算 (19)3.2 塔釜饱和蒸汽直接加热流量计算 (20)3.3 冷凝器二负荷计算 (20)3.4 冷凝器三负荷计算 (21)3.5 换热器负荷计算 (22)第4章管材的计算 (24)4.1 进料管直径的计算 (24)4.2 溜出夜管道直径的计算 (24)4.3 全凝器冷凝水管材直径的计算 (25)4.4 冷凝器冷却水管材直径的计算 (26)4.4.1 冷凝器二的计算： (26)4.4.2 冷凝器三的实际流速计算 (27)4.5 换热器沸腾水进水管道直径 (27)第5章离心泵的选型与计算 (28)5.1 进料离心泵的计算选型 (28)5.2 循环泵一的计算及选型 (29)5.3 循环泵二的计算和选型 (30)5.4 沸腾水进塔离心泵 (31)表索引表2-1物料衡算数据记录 (8)表2-2平均摩尔质量 (13)表2-3液相平均密度 (14)表2-4液体平均张力 (16)表2-5汽液相体积流量计算 (17)绪论1.1项目设计的目的培养学生综合运用所学知识，特别是本课程的有关知识解决化工实际问题的工作能力，使学生得到一次学习化工设计能力的初步训练，为今后从事化工设计工作打下基础。
化工原理课程设计_乙醇-水连续浮阀精馏塔的设计 (1)
第一章：塔板的工艺设计一、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，同下） D:塔顶产品流量（kmol/s ） D x :塔顶组成 W:塔底残液流量（kmol/s ） ：W x 塔底组成原料乙醇组成：%91.8%10018/8046/2046/20x =⨯+=F塔顶组成：%98.85%10018/646/9446/94=⨯+=D x塔底组成：%12.0%10018/7.9946/3.046/3.0=⨯+=W x进料量：F=25万吨/年=4706.036002430010182.01462.0102543=⨯⨯⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛-+⨯⨯（kmol/s ） 物料衡算式为：F=D+W Fx F =Dx D +W W x 联立带入求解：D=0.0482 kmol/s W=0.4424 kmol/s二、常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1. 温度利用表中数据由差值法可求得t F 、t D 、t W①t F :21.791.80.89t 66.921.77.860.89F --=--, t F =87.41 ℃②t D :72.7498.8541.78t 72.7443.8941.7815.78--=--D ， t D =78.21 ℃③t W ：12.0100t 90.105.95100W --=--， t W =99.72 ℃ ④精馏段的平均温度：81.82221.7841.872t t t 1=+=+=F D ℃ ⑤提馏段的平均温度：57.93272.9941.872t t t 2=+=+=F W ℃ 2. 密度已知：混合液密度：B B A A Lραραρ+=1(α为质量分数，M 为平均相对分子质量) 混合气密度：004.22TP MP T V =ρ塔顶温度：t D =78.21 ℃ 气相组成43.8910015.7821.7843.8915.7815.7841.78y --=--D D y ：， %88.86=D y进料温度：t F =87.41℃ 气相组成FF y 10091.3841.870.8975.4391.387.860.89y --=--：， %26.42y =F塔底温度：t W =99.72℃气相组成WW y 100072.991000.1705.95100y --=--：， W y =1.06%⑴ 精馏段液相组成1x ：1x =2x x FD +, %445.47x 1= 气相组成2y y y y 11FD +=：, %545.64y 1= 所以 286.31)4745.01(184745.0461=-⨯+⨯=L M kg/mol 074.36)6455.01(186455.0462=-⨯+⨯=L M kg/mol三、理论塔板的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且上液相组成均匀。
乙醇-水设计
题目：日产100吨乙醇---水精馏塔工艺设计设计任务1.进料液含30%乙醇（质量），其余为水。
2.产品的乙醇含量不得低于90%（质量）。
3.残液中乙醇含量不得高于0.5%（质量）。
4.进料方式：饱和液体进料。
5.采取直接蒸汽加热6.全凝器：列管式换热器，冷却介质循环水，冷却水入口t=20℃，出口t=40℃。
操作条件（1）、精馏塔顶压强2 KPa(表压)。
（2）、单板压降≤0.5 KPa。
（3）、全塔效率：Et≥50%设计内容1 .选定连续精馏流程；2 .塔的工艺计算；3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计：（1）、塔高、塔径及塔板结构的主要参数；（2）、塔板的流体力学验算（仅验算压降）；4 辅助设备选型与计算；5包括全凝器的型号的选用及性能参数6设计结果一览表；7工艺流程图及全凝器主体设备图。
目录一．概述 (1)二．精馏塔设计方案简介 (1)2.1操作压力的选择分析 (2)2.2进料热状况的选择分析 (2)2.3 加热方式的选择分析 (2)2.4 回流比的选择分析 (2)2.5 产品纯度或回收率 (2)2.6 方案的确定 (2)2.7 总述 (2)三．塔的工艺尺寸的计算 (3)3.1 精馏塔的物料衡算 (3)3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (3)3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3)3.1.3 物料衡算 (3)3.2 塔板数的确定 (4)N的求取 (4)3.2.1 理论板层数T3.2.2 实际板数的求取 (6)3.3 精馏塔的物性计算 (6)3.3.1精馏段物性计算 (6)3.3.1.1.操作压力计算 (6)3.3.1.2.操作温度计算 (6)3.3.1.3.平均摩尔质量计算 (7)3.3.1.4.平均密度计算 (7)3.3.1.5.液体平均表面张力计算 (7)3.3.2提馏段物性计算 (8)3.3.2.1 操作压力计算 (8)3.3.2.2 操作温度计算 (8)3.3.2.3 平均摩尔量计算 (8)3.3.2.4平均密度计算 (9)四精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)4.1 塔径的计算 (9)4.2 塔高的计算 (10)五塔板主要工艺尺寸的计算 (10)5.1 溢流装置计算 (11)5.2 塔板布置 (12)六.流体力学验算 (13)6.1 塔板压降 (13)七.全凝器的设计 (14)7.1确定物性数据 (14)7.2换热器的初步选型 (14)7.3估算传热面积 (15)7.3.1热流量 (15)7.3.2.平均传热温差 (15)7.3.3.冷却水用量 (15)7.3.4.传热面积 (15)7.4工艺结构尺寸 (16)7.4.1．管径和管内流速 (16)7.4.2．管程数和传热管数 (16)7.4.3.平均传热温差 (16)7.4.4.传热管排列和分程方法 (16)7.4.5．壳体内径 (16)7.4.6．折流板 (17)7.4.7．接管 (17)7.5换热器核算 (17)7.5.1热流量核算 (17)7.5.1.1壳程表面传热系数 (17)7.5.1.2管内表面传热系数 (18)7.5.1.3污垢热阻和管壁热阻 (18)7.5.1.4 传热系数K (19)e7.5.1.4传热面积裕度 (19)7.5.2换热器内流体的流动阻力 (19)7.5.2.1管程流体阻力 (19)7.5.2.2壳程阻力 (20)八.换热器的结果汇总 (21)九.总结 (22)十.参考文献 (23)十一.符号说明 (24)一．概述乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。
乙醇—水溶液精馏塔设计
乙醇-水溶液连续精馏塔设计目录1.设计任务书 (3)2.英文摘要前言 (4)3.前言 (4)4.精馏塔优化设计 (5)5.精馏塔优化设计计算 (5)6.设计计算结果总表 (22)7.参考文献 (23)8.课程设计心得 (23)精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1．处理量： 15000 （吨/年）2．料液浓度： 35 （wt%）3．产品浓度： 93 （wt%）4．易挥发组分回收率： 99%5．每年实际生产时间：7200小时/年6. 操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；三、设计任务a) 流程的确定与说明；b) 塔板和塔径计算；c) 塔盘结构设计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。
d) 其它i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计前言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。
在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。
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。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。
分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔的设计方法以及计算规范
化工原理课程设计任务书化药1104 赵金金 110150108指导教师周莉莉一、设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔二、原始数据及条件生产能力：年处理乙醇-水混合液2.5万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为35%（质量百分比）的常温液体分离要求：塔顶乙醇含量不低于90%（质量分数）塔底釜液乙醇含量不高于0.5%（质量分数）塔操作条件：精馏塔塔顶压强：常压进料热状况：泡点进料回流比：自选单板压降：<=0.7kpa塔板类型：浮阀塔工作日：每年300天，每天24小时连续运行厂址：廊坊地区目录前言 (1)第1章塔板的工艺设计方法 (2)第1.1节精馏塔全塔物料衡算 (2)第1.2节常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (2)第1.3节理论塔板的计算 (8)第1.4节塔经的初步计算 (10)第1.5节溢流装置 (11)第1.6节塔板布置及浮阀数目与排列 (13)第2章塔板的流体力学计算 (15)第2.1节气相通过浮阀塔板的压降 (15)第2.2节淹塔 (16)第2.3节液沫夹带 (17)第2.4节塔板负荷性能图 (18)（三）附件设计 (22)（四）塔总体高度的设计 (25)（五）塔附属设备设计 (26)设计体会 (28)主要符号………………………………………………………………………参考文献 (29)结束语 (30)前言塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。
板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。
工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大。
（2）分离效率高。
（3）操作弹性大。
（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。
板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
《化工原理》乙醇-水混合液精馏塔设计
《化工原理》乙醇-水混合液精馏塔设计一、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，绘制精馏塔的工艺条件图及塔板性能负荷图，并编制工艺设计说明书。
二、操作条件：年产量：7500t。
料液初温：30℃料液浓度：43%（含乙醇摩尔分数）塔顶产品浓度：97%（含乙醇摩尔分数）乙醇回收率：99.8%（以摩尔分数计）年工作日：330天（24小时运行）精馏塔塔顶压力：4kPa（表压）冷却水温度：30℃饱和蒸汽压力：2.5kgf/cm2（表压）单板压降：不大于0.7kPa全塔效率：52%回流比是最小回流比的1.8倍进料状况：泡点进料三、设计内容：（1）设计方案简介：对确定的工艺流程及精馏塔型式进行简要论述。
（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）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。
（5）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（贴在说明书中对应的地方）。
（6）绘制精馏塔设计条件图。
附：汽液平衡数据表1一、总体设计计算1.1 汽液平衡数据（760mm Hg）1.2塔的物料衡算=43/46.07/(43/46.07+57/18.01)=0.2277XF=97/46.07/(97/46.07+31/18.01)=0.9267XDM=0.2277⨯46.07+（1-0.2277）⨯18.02=24.399kg/kmol F同理可得M=44.013 D，=7.5*106/7920=946.97DD=946.97/44.013=21.516η=0.998=DXD /FXF=21.516*0.9267/0.2277FF=87.742 由 F=D+WFXF =DXD+WXW得：Xw=0.03998W=66.226 Kmol/h1.3塔板计算tF=（0.2277-0.1661/0.2337-0.1661）*(82.7-84.1)+84.1=82.82°CtF=82.82℃乙醇不同温度的饱和蒸气压乙醇的饱和蒸气压o={[(82.82-80)/(90-80)]*(158.27-108.32)}+108.32=122.41 PA水不同温度的饱和蒸气压由图数据通过内插法得P B O =53.0525 α =122.41/53.0525=2.31 泡点进料q=1R min =1/α-1[X D /X F -α(1-X D )/1-X F ]=2.94 R=1.8R min =5.292精馏段操作线方程1111n n D R y x x R R +=+++=0.841x+0.1473提馏段操作线方程W m m x WqF L W x W qF L qF L y -+--++=+''1=1.503x-0.000849实际塔板数N pE T =0.52精馏段Np1=11/0.52=21块提馏段Np2=3/0.52=6块总板数21+6=27块二、塔的工艺条件及物性数据计算2.1精馏段的数据1.平均压力Pm单板降压不大于0.7Kpa所以等于0.7Kpa塔顶：PD=4+101.3=105.3Kpa加料板：PF=105.3+0.7*21=120Kpa平均压力：Pm=(105.3+120)/2=112.65Kpa2.平均温度tD={[(0.9267-0.08943)/(1-0.8943)]*(80.02-78.15)}+78.15=78.72℃tF=82.82℃精馏段tm=(82.82+78.72)/2=80.77℃3.平均分子量塔顶：M VDM = XD×M轻组分+（1－XD）×M重组分=46.07*0.9267+（1-0.9267）*18.01=44.01kg/kmolM LDM = x1×M轻组分+（1－x1）×M重组分=46.07*0.743+(1-0.743)*18.01=38.86kg/kmol进料板的平均分子量:进料板对应的组成Xn 和ynM VFM = yn×M轻组分+（1－yn）×M重组分=46.01*0.512+(1-0.512)*18.01=32.38kg/kmolM LFM = Xn×M轻组分+（1－Xn）×M重组分=46.07*0.2277+(1-0.2277)*18.01=24.4kg/kmol 精馏段：MVm=(44.01+32.38)/2=38.2kg/kmolMLm=(38.36+24.4)/2=31.63kg/kmol4.平均密度塔顶：aA =0.97 aB=0.03查物性数据：易挥发组分密度ρ1＝ 763.42 Kg/m3难挥发组分密度ρ2＝ 972.58 Kg/ m3塔顶液相密度：ρLD ＝1/[a1/ρ1+(1-a1) /ρ2]= 741.84Kg/ m3进料板：aA =0.43 aB=0.53查物性数据：易挥发组分密度ρ1＝ 733.59 Kg/m3难挥发组分密度ρ2＝ 969.97 Kg/ m3进料液相密度：ρLF ＝1/[a2/ρ1+(1-a2) /ρ2]= 851.93Kg/ m3精馏段的平均液相密度：ρLM ＝(ρLD+ρLF)/2=796.88Kg/ m3精馏段平均汽相密度：TM =（TF+TD）/2=80.77℃ρVM ＝PM V /RT M =1.463Kg/ m 35. 液体的平均表面张力 （1）塔顶t D =78.72℃ бO =17.26 бW =62.8V O =46.07/737=0.06251m 3/kmol V w =18.01/973=0.01851m 3/kmol X o =X D =0.9267 X W =1-0.9267=0.0733 φo =X o V O /(X W V w +X o V O )=0.977 φW =1-0.977=0.023 B=lg(φW q /φo )=-3.266Q=0.041(q/T)(бO V O 2/3/q-бW V w 2/3)=-0.0007 A=B+Q=-3.266-0.0007=-3.2667lg(φs W q /φso )=-3.2667和φs W +φso =1解得 φs W =0.021 φso =0.979бm 1/4=φs W бW 1/4+φso бO 1/4=2.05 бDm =17.81N/m2. 进料板t F =82.82℃ бO =16.88 бW =62.04V O =46.07/733=0.06285m 3/kmol V w =18.01/969.3=0.01858m 3/kmol X o =X F =0.2277 X W =1-0.2277=0.7723 φo =X o V O /(X W V w +X o V O )=0.499φW =1-0.499=0.501 B=lg(φW q /φo )=-0.298Q=0.041(q/T)(бO V O 2/3/q-бW V w 2/3)=-0.00748A=B+Q=-0.298-0.00748=-0.3055lg(φs W q /φso )=-0.3055和φs W +φso =1解得 φs W =0.498 φso =0.502бm 1/4=φs W бW 1/4+φso бO 1/4=2.415 бFm =34.01N/m(3) 精馏段бm =（17.81+34.01）/2=25.91N/m 6. 液体的平均黏度,L D μ=0.44⨯0.9267+(1-0.9267)⨯0.357=0.434.a mP s,L F μ=0.12⨯0.33+(1-0.12)⨯0.30=0.3904.a mP s,L M μ精=0.435*0.3904+0.357*（1-0.3904）=0.387.a mP s 7. 精馏段的汽液负荷计算V=（R+1）D=(5.292+1)⨯21.516=135.38/kmol hS V =,,3600V V m V M ρ精精=135.38*38.2/(3600*1.463)=0.91m 3/sV h =3600*0.91=3262.96m 3/hL=RD=50292⨯21.516=113.86/kmol h,3600L s L m LM L ρ=精精=113.86*31.63/(3600*796.88)=0.001255L h =3600*0.001255=4.52m 3/h2.2 提馏段的数据1.平均温度t W ={[(0.03998-0.019)/(1-0.019)]*(89-95.5)}+95.5=92.93℃ t F =82.82℃提馏段t m =(82.82+92.93)/2=87.88℃2.平均分子量 塔底：M VWM = X W ×M 轻组分+（1－X W ）×M 重组分=46.07*0.414+（1-0.414）*18.01=29.63kg/kmol M LWM = x 1×M 轻组分+（1－x 1）×M 重组分=46.07*0.03998+(1-0.03998)*18.01=19.13kg/kmol 提馏段：M Vm =(29.63+32.38)/2=31kg/kmol M Lm =(19.13+24.4)/2=21.77kg/kmol 3.平均密度塔底：a A =0.64 a B =0.36查物性数据： 易挥发组分密度ρ1＝ 725.87 Kg/m 3 难挥发组分密度ρ2＝ 963.23 Kg/ m 3塔底液相密度：ρLD ＝1/[a 1/ρ1+(1-a 1) /ρ2]= 963.15Kg/ m 3 提馏段的平均液相密度：ρLM ＝(ρLW +ρLF )/2=907.54Kg/ m 3 提馏段平均汽相密度：T M =（T F +T D ）/2=87.88℃ ρVM ＝PM V /RT M =1.16Kg/ m34.液体的平均表面张力 （1）塔底t W =92.93℃ бO =13.27 бW =60.16V O =46.07/737=0.06251m 3/kmol V w =18.01/973=0.01851m 3/kmol X o =X W =0.03998 X W =1-0.03998=0.96 φo =X o V O /(X W V w +X o V O )=0.123φW =1-0.123=0.877B=lg(φW q /φo )=0.796Q=0.041(q/T)(бO V O 2/3/q-бW V w 2/3)=-0.000163 A=B+Q=0.796-0.000163=0.794lg(φs W q /φso )=0.794和φs W +φso =1解得 φs W =0.634 φso =0.366бm 1/4=φs W бW 1/4+φso бO 1/4=2.46 бWm =36.62N/m提馏段бm =（36.62+34.01）/2=35.32N/m 5.液体的平均黏度μlw =0.03998⨯0.324+(1-0.03998)⨯0.324=0.393.a mP s ,L F μ=0.12⨯0.33+(1-0.12)⨯0.30=0.3904.a mP s μL,M 提=0.393*0.084+0.393*（1-0.084）=0.33.a mP s 6.精馏段的汽液负荷计算V=（R+1）D=(5.292+1)⨯21.516=135.38/kmol hS V ==135.38*31/(3600*1.16)=1m 3/sV h =3600*1=3600m 3/hL=RD=50292⨯21.516=113.86/kmol hL s =113.86*21.77/(3600*907.54)=0.00154L h =3600*0.00154=5.508m 3/h三、塔和塔板主要工艺尺寸计算 3.1 塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距T H =0.5m 取板上液层高度L h =0.06m 故 T H -L h=0.5-0.06=0.44ms s L V ⎛ ⎝查图可得 20C =0.097校核至物系表面张力为9.0mN/m 时的C ，即C=20C 0.220σ⎛⎫⎪⎝⎭=0.0102max u =CL VVρρρ-可取安全系数0.7，则 u=0.7max u =0.7⨯2.378=1.665m/s故4sV uπ按标准，塔径圆整为1.2m ，则空塔气速为0.805m/s3.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为1Z N =-T 精精（）H =(21-1)⨯0.5=10m提馏段有效高度为1Z N =-T 提提（）H =(6-1)⨯0.5=2.5mZ 总=10+2.5=12.5m3.3 溢流装置采用单溢流、弓形降液管⑴ 堰长 w l 取堰长 w l =0.6Dw l =0.6⨯1.2=0.72m⑵ 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=1.03,则ow h =0.00995故 w h =0.06-0.00995=0.05m ⑶ 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由L D /D T =0.6《化工设计手册》 得dW D =0.1,f TA A =0.053 故 d W =0.12 f A =0.0722()24D π=0.062m留时间 f T sA H L τ==23.9s (>5s 符合要求)提馏段t=A d H T /Ls=33.11=>5s⑷ 降液管底隙高度 h ο u o ,=0.08h ο=L s /w l u o ,=0.022m3.4 塔板布置(1)取边缘区宽度c W =0.06,安定区宽度s W =0.075(2)计算开孔面积212sin 180a x A R R π-⎡⎤=⎢⎥⎣⎦=0.7992m 其中 x=2D-(d s W W +)=0.405m R=2D-c W =0.54m 3.5 筛板数n取筛孔的孔径0d 为39mm,正三角形排列,一般碳钢的板厚δ为3mm,孔中心距t=75.0mm 浮阀数目 取阀动能因数11F =，则由式o υ=o υ=计算塔板上的筛孔数n,即 n=4V s /πd o 2u o =83.75=84提馏段的筛口气速和筛孔数用上述公式计算， 提馏段 u 0=10.21m/s, n=82个取边缘区宽度c W =0.06,安定区宽度s W =0.075,板厚δ为3mm, 做等腰三角形叉排h=Aa/0.075n=0.127m=120mm 阀孔气速μo =4V s /πnd o 2=9.12m/s F 0=10.97四、筛板的流体力学性能 1. 塔板压降校核 h f =h c +h e(1)气体通过干板的降压h c临界孔速 u 0c =（73/ρv ）1/1.825=8.52m/s<u 0 所以h c =5.34（ρv /ρL )(u 02/2g)=0.0411m (2)气体通过班上液层的压降h e h e =β(h w +h ow )=0.05*0.06=0.03 （3）h б克服表面张力的压降 h б=0.00034m（4）气体通过筛板压降h f 和∆p f h f =h c +h e +h б=0.07144m∆p f =ρl *g*h f =558.5kpa<0.7kpa 2. 雾沫夹带量校核泛点率1100%F bF =板上液体流经长度 Z L =D T -2W D =0.96m F=40.72%<80%不会发生过量的雾沫夹带 3. 漏液校核=4.134m/s k=u 0/u'0=2.19=>2提馏段用同样的方法得，k=u 0/u'0==>2 4. 降低管液泛校核为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()d T w H H h ≤Φ+d P L d H h h h =++ 即h d =0.153(L s /L w h o )2=0.00096m取 取校正系数Φ=0.5,H d =0.1324,Φ(H T +h w )=0.275m可见(),d T W H H h φ≤+符合防止淹塔的要求。
乙醇—水混合溶液连续精馏塔设计
乙醇—水混合溶液连续精馏塔设计乙醇-水混合溶液连续精馏塔的设计引言：乙醇-水混合溶液的连续精馏塔在工业生产中有广泛的应用，尤其是在酒精生产、燃料乙醇的提纯等领域。
本文将以设计乙醇-水混合溶液连续精馏塔为主题，对连续操作的工艺参数、设备设计等方面进行详细的探讨。
一、乙醇-水混合溶液的特性乙醇-水混合溶液的特性是设计连续精馏塔的基础，其中最重要的是乙醇和水的气液平衡数据。
通过实验测得的气液平衡数据可以用于计算实际操作中的塔回流比、落液比等重要参数，以保证精馏塔的正常运行。
二、连续操作的工艺参数1.塔回流比：乙醇-水混合溶液的精馏塔中，塔回流比是一个关键的控制参数。
通过控制塔回流比，可以实现对塔内温度和浓度的调节，以保证乙醇和水的分离效果。
一般来说，较高的塔回流比可以提高塔底液的浓度，但会相应地降低塔顶的乙醇含量。
2.塔顶温度：塔顶温度是乙醇-水混合溶液精馏塔操作中另一个重要的工艺参数。
通过调节塔顶温度，可以控制乙醇的纯度，实现乙醇的提纯。
一般来说，较低的塔顶温度可以提高乙醇的纯度，但会增加底液的回流量。
3.塔底液的回流量：塔底液的回流量也是连续精馏塔操作中需要控制的参数之一、通过调节底液的回流量，可以实现对塔底温度和浓度的控制，从而保证乙醇和水的分离效果。
一般来说，增加底液的回流量可以提高底液的浓度，但会相应地降低塔顶温度。
三、设备设计1.乙醇-水混合溶液连续精馏塔的设备包括：塔体、填料、除沫器、塔底液泵、塔顶动力和塔口动力等。
塔体的设计需要考虑到溶液的物理特性，如压力、温度和粘度等。
2.填料是乙醇-水混合溶液连续精馏塔中的关键设备。
填料的选择应考虑到温度、浓度和性质等因素，以满足乙醇和水的分离要求。
3.除沫器在乙醇-水混合溶液连续精馏塔中起到除去塔顶产生的泡沫的作用。
合理的除沫器设计可以提高精馏效果，避免泡沫堵塞导致操作不稳定。
4.塔底液泵是用于控制底液回流量的设备，通过调节泵的转速来实现对回流量的调节。
酒精(乙醇-水)浮阀精馏塔课程设计计算过程
作图得Rm=倍数R=R/(R+1)=xd/（R+1）=精馏段曲线L=RD=L'=W=L+F=V'=V=S=L'/V'=(W/V)*xw=提馏段曲线理论板实际板N尺寸计算部分精馏段上升蒸汽量Vv=精馏段下降液体量Ll=取塔板间距HT=板上液层高度HL=分离空间HT-HL=功能参数（Ll/Vv)*(ρl/ρv)^0.5=查史密斯关联图可得C20=表面张力σ2=C=C20(σ2/20)^0.2=Umas=C√(ρl-ρv)/ρv=安全系数0.6~0.8，取空塔气速u=塔径D=√4V/πu=所以取塔径D=塔横截面积A T=πD2/4=空塔气速u=塔高 H塔=HD+(N-2-S)HT+SHT+HF+HW=手孔数目S=N/8-1=约为设塔底停留时间为10min取塔底空间Hw=储蓄液高度ΔZ=L*60*5/A截=进料板空间高度Hf=手孔两板间距Ht=塔顶空间Hd=取溢流堰堰长（0.6~0.8DT)取则lw收缩系数E=1How=（2.84/1000）*E*（L/lw）^2/3=出口堰高Hw=降液管宽度与降液管面积取溢流堰堰长（0.6~0.8DT)取则Wd/D=Af/At=Wd=Af=0.05*π*D^2/4=取停留时间τ=Af*Ht/L=开孔区面积r=D/2-Wc=x=D/2-(Wd+Ws)=x/r=sin-1=则开孔区面积Ap=2{x√(x2-r2)+r2sin(x/r)}=浮阀数目N孔径d0=气体通过阀孔速度（取F=11）u0=F/√ρv=N=4V/π(d0)^2*u0=约为N阀孔排列A0=π*d0^2*N/4=孔间距t=d0√0.907*Ap/A0=等边三角形排列，取孔间距为（75、125、150）浮法数目n取阀孔速u0‘动能因素F（8~12）开孔率Φ=N（d0）^2/D2=流体力学验算部分全开转为全部全开的临界速度uoc=则hc=5.34*u0^2*ρv/2gρl=板上层充气液层阻力hl则hl=εhL=0.5*0.05=表面张力引起的压力hσ忽略单板压降hp=hc+hl+hσ=压降漏液验算取动能因数F0=则uom=F0/√ρv=稳定性系数K=u0/uom=液泛验算hd=0.153(L/lw*h0)^2=则溢流管内清液层高度Hd=hp+hd+hL+hσ=Φ(Ht+Hw)=要求Hd<Φ(Ht+Hw)雾沫夹带验算查得物性系数K=泛点负荷系数Gf=Zl=D-2Wd=Ab=A截-2Af=Gv=V√ρv/(ρl-ρv)=则F1=(100Gv+136*L*Z)/(Ab*K*Gf)=F1'=100Gv/0.78*A截*k*Gf=均小于80%操作性能负荷图1、气相负荷下限线（漏液线），线1Vs=πd0^2N5/4√ρv=2、过量雾沫夹带线（气相负荷上限线）线2√ρv/(ρl-ρv)=则80=100Gv/0.78*A截*k*Gf80=100V*√ρv/(ρl-ρv)+136*L*Z/Ab*k*Gfa=b=c=方程为aV+bL=c3、液相负荷下限线，线3由0.006=(2.84/1000)*E*((3600Ls/lw)^(2/3))L=4、液相负荷上限线，线4L=Af*Ht/5=5、液泛线，线5a=1.91*10^5*ρv/(ρl*N2)=b=ΦHt+(Φ-1-ε0)hw=c=0.153/(lw^2*h0^2)=d=(1+ε0)E(0.667)*(1/lw^2/3)=方程如下aV^2=b-cL^2-dL^2/3工作线气相负荷下限气相负荷上限液相负荷下限液相负荷上限液泛线2.1791.83.92220.7968388120.17464541942.98685846110.147964653.946742832.0417908260.00400314520381.287kg/m3815.6kg/m30.431159433m3/s0.000469667m3/s0.3m0.05m0.25m0.0274221680.05229.32dym/cm0.056134536m/s1.41200602m/s0.81.129604816m/s0.697301903m0.7m0.38465m21.12m/s26.1m3.75个4个2.5m0.366307548m0.5m0.6m1.5m0.60.42m0.007186996m0.042813004m0.6倍0.10.050.07m0.0192325m212.28475916>5s符合0.036813004m0.055m0.07m0.295m0.21m0.7118644070.7921493020.224890653m20.039m9.696241231m/s37.24222418个38个0.04537143m20.082691852m75mm46.2477.6831827598.71626523414.6%9.140201879m/s<u00.025352799m取板上充气程度因素ε=0.50.025m0.050352799m402.8745566Pa54.407382378m/s1.743253047>1.5~2.00.000141179m0.100493978m0.171406502小于，符合要求10.0840.56m0.346185m20.01714081660.1746595868.01298822符合要求0.247330377m3/s按泛点率80%来算0.0397551683.97551676676.162.32636320.0003582580.00115395m3/s0.2087216520.107186996640.01525381.783956387L V000.0004696670.431159433 0.0007625190.7L V00.2473303770.00120.247330377L V00.5851725290.00030.5794253520.00050.57559390.00070.5717624480.00090.567930997 0.0010.566015271 0.00120.5621838190.50.60.70.8漏液线液沫夹带L V0.00035825800.0003582580.7L V0.0011539500.001153950.7L V00.7166173150.00030.6891745570.00050.677444230.00070.6668246440.00080.661756436 0.00090.656797931 0.0010.651922865 0.00120.642345490.10.20.30.400.00010.00020.00030.000气速V性能负荷图带液负荷下限液负荷上限液泛工作线0.70.4311594330.4311594330.00040.00050.00060.00070.00080.00090.0010.00110.00120.0013液速L。
化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计doc
化工原理课程设计-乙醇-水精馏塔设计.doc化工原理课程设计：乙醇-水精馏塔设计一、设计任务本设计任务是设计一个乙醇-水精馏塔，用于分离乙醇和水混合物。
给定混合物中，乙醇的含量为30%，水含量为70%。
设计要求塔顶分离出95%以上的乙醇，塔底剩余物中水含量不超过5%。
二、设计方案1.确定理论塔板数根据给定的乙醇含量和设计要求，利用简捷计算法计算理论塔板数。
首先确定乙醇的回收率和塔顶产品的浓度，然后根据简捷计算公式计算理论塔板数。
2.塔的总体积和尺寸根据理论塔板数和每块理论板的液相体积流量，计算塔的总体积。
根据总体积和塔内件设计要求，确定塔的外形尺寸。
3.塔内件设计塔内件包括溢流管、进料口、冷凝器、再沸器和出口管等。
溢流管的尺寸和形状应根据塔径和物料性质进行设计。
进料口的位置和尺寸应根据进料流量和进料组成进行设计。
冷凝器和再沸器应根据物料的热力学性质和工艺要求进行设计。
出口管应根据塔径和出口流量进行设计。
4.塔板设计每块塔板的设计包括板上液相和气相的流动通道、堰和降液管等。
根据物料的物理性质和操作条件，确定液相和气相的流动通道尺寸和形状。
堰的高度和形状应根据液相流量和操作条件进行设计。
降液管的设计应保证液相流动顺畅且无滞留区。
5.塔的支撑结构和保温根据塔的外形尺寸和操作条件，设计支撑结构的形状和尺寸。
考虑保温层的设置，以减小热量损失。
三、设计计算1.确定理论塔板数根据简捷计算法，乙醇的回收率为95%，塔顶产品的乙醇浓度为95%。
通过简捷计算公式，得到理论塔板数为13块。
2.塔的总体积和尺寸每块理论板的液相体积流量为0.01m3/min，因此总体积为0.013m3/min。
考虑一定裕度，确定塔的外径为0.6m，高度为10m。
3.塔内件设计溢流管的尺寸为Φ10mm，形状为直管上升式。
进料口的位置位于第3块理论板处，尺寸为Φ20mm。
冷凝器采用列管式换热器，再沸器采用釜式再沸器。
出口管采用标准出口管，直径为Φ20mm。
乙醇--水精馏塔设计
化工原理课程设计任务书一设计题目：乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水具体工艺参数如下：原料加料量F＝100kmol/h ＝273进料组成 xF馏出液组成 x＝0.831D＝0.012釜液组成 xw塔顶压力 p＝100kpa单板压降≤0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。
三主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图目录化工原理课程设计任务书.............................. 错误!未定义书签。
摘要 (Ⅳ)第一章前言......................................... 错误!未定义书签。
1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 (1)1.2精馏塔对塔设备的要求 (1)1.3常用板式塔类型及本设计的选型 (1)1.4本设计所选塔的特性 (1)第二章流程的确定和说明 (3)2.1设计思路 (3)2.2设计流程 (3)第三章精馏塔的工艺计算 (4)3.1物料衡算 (4)3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (4)3.1.2物料衡算 (4)3.2回流比的确定 (5)3.2.1平均相对挥发度的计算 (5)3.2.2最小回流比的确定 (6)3.3板数的确定 (6)3.3.1精馏塔的气液相负荷 (6)3.3.2精馏段与提馏段操作线方程 (6)3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置 (6)3.3.4全塔效率 (8)3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)3.4.1操作温度的计算 (8)3.4.2操作压强 (9)3.4.3塔内各段气液两相的平均分子量 (10)3.4.4精馏塔各组分的密度 (12)3.4.5液体表面张力的计算 (15)3.4.6液体平均粘度的计算 (15)3.4.7气液负荷计算 (16)3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)3.5.1塔径的计算 ............................................. 错误!未定义书签。
化工原理课程设计乙醇—水板式精馏塔设计
化工与制药学院课程设计说明书课题名称乙醇—水板式精馏塔设计专业班级11级食品科学与工程01班学生学号学生姓名学生成绩指导教师课题工作时间2013.12.11－2013.12.28武汉工程大学化工原理课程设计任务书专业食品科学与工程班级11级01班学生姓名发题时间：2013 年12 月11 日一、课题名称乙醇-水体系板式精馏塔的设计二任务要求1原料来自上游的初馏塔，原料乙醇含量：质量分率=35.4 （35+0.1*组号）%2塔顶产品为浓度92.5%（质量分率）的药用乙醇，设计每天产量为：35.4吨；3塔釜排出的残液要求乙醇的浓度不大于0.05%（质量分率）4 工艺操作条件：塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流，R =（1.1~2）Rmin。
三主要内容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；（可采用计算机编程）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；（可采用计算机编程）5）进行全塔优化，要求操作弹性大于2。
3 绘制塔板结构布置图和塔板的负荷性能图；（如果精馏段和提馏段设计结果不同，则应分别绘出）4 计算塔高和接管尺寸；5 精馏塔附属设备的计算和选型。
6 设计结果概要或设计一览表；7 设计小结和参考文献；8 绘制装配图一张，带控制点的工艺流程图一张（可采用CAD绘图）。
四参考书目[1] 陈敏恒化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，1989[2] 贾绍义化工原理课程设计[M]. 天津：天津大学出版社，2002[3] 姚玉英. 化工原理（下）[M]. 天津：天津科技出版社，1999[4] 谭天恩化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，19942.设计基础数据常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。
乙醇—水双组份溶液精馏塔的数值计算法
乙醇—水双组份溶液精馏塔的数值计算法
乙醇-
水双组份溶液精馏塔是一种分离乙醇和水的设备，常用于酒精工业。
在计算精馏塔的数值时，应考虑以下因素：
1.入料流量：需要知道每小时入料的乙醇和水的体积。
2.蒸馏塔的物料平衡：根据入料流量和出料流量，可以计
算出每个分离层的物料平衡。
3.精馏塔的热平衡：需要知道每个分离层的热流量，以及
精馏塔的整体热平衡情况。
4.精馏塔的压力平衡：需要知道每个分离层的压力，以及
精馏塔的整体压力平衡情况。
5.精馏塔的蒸汽质量平衡：需要知道每个分离层的蒸汽质
量流量，以及精馏塔的整体蒸汽质量平衡情况。
通过对上述因素进行数值计算，可以得出精馏塔的运行参数，并通过进一步的计算来优化精馏塔的设计和操作。
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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。
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。
通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
目录目录 (3)绪论 (5)1.1 项目设计的目的 (5)1.2 设计根据 (5)1.3 设计内容及任务 (7)1.3.1 设计题目 (7)1.3.2 设计任务及条件 (7)1.4 设计内容： (7)1.5 设计成果： (7)第2章塔的工艺计算 (8)2.1 工艺过程 (8)2.1.1 物料衡算 (8)2.1.2 理论及实际塔板数的确定 (9)2.2 塔的结构设计 (11)2.2.1 精馏塔塔径的计算 (11)2.2.2 塔的实际高度和实际进料高度的计算 (18)第3章换热器设备计算 (19)3.1 全凝器负荷计算 (19)3.2 塔釜饱和蒸汽直接加热流量计算 (20)3.3 冷凝器二负荷计算 (20)3.4 冷凝器三负荷计算 (21)3.5 换热器负荷计算 (22)第4章管材的计算 (24)4.1 进料管直径的计算 (24)4.2 溜出夜管道直径的计算 (24)4.3 全凝器冷凝水管材直径的计算 (25)4.4 冷凝器冷却水管材直径的计算 (26)4.4.1 冷凝器二的计算： (26)4.4.2 冷凝器三的实际流速计算 (27)4.5 换热器沸腾水进水管道直径 (27)第5章离心泵的选型与计算 (28)5.1 进料离心泵的计算选型 (28)5.2 循环泵一的计算及选型 (29)5.3 循环泵二的计算和选型 (30)5.4 沸腾水进塔离心泵 (31)表索引表2-1物料衡算数据记录 (8)表2-2平均摩尔质量 (13)表2-3液相平均密度 (14)表2-4液体平均张力 (16)表2-5汽液相体积流量计算 (17)绪论1.1项目设计的目的培养学生综合运用所学知识，特别是本课程的有关知识解决化工实际问题的工作能力，使学生得到一次学习化工设计能力的初步训练，为今后从事化工设计工作打下基础。
1)通过设计学生还应特别注意如下几个“能力”的训练和培养，即搜集资料和正确选用公式、数据的能力。
2)从技术上的可行性、先进性与经济上的合理性等方面树立正确的设计思想，分析和解决工程实际问题的能力。
3)精馏塔正常生产和开停车操作程序；迅速正确地进行计算的能力以及以简洁的文字、图表表达自己设计思想的能力。
1.2设计根据课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。
1)操作压力精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。
一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。
加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。
在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。
所以我们采用塔顶压力为常压（101.33kPa）进行操作。
2)进料状况进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。
此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。
3)加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。
4)热能的利用精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被利用。
塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。
但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。
或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。
1.3设计内容及任务1.3.1设计题目乙醇精馏塔1.3.2设计任务及条件1.原料中含乙醇40%，其余均为水（均为质量分数，下同）。
2.塔顶溜出液中含乙醇91%。
3.、生产能力120t/day。
4.操作条件：a、直接蒸汽加热法；b、塔顶压力： 100kPa；c、进料热状态：泡点进料；d、回流比R=2.21.4设计内容：（1）、流程的设计与说明。
（2）、塔板和塔径的计算。
（3）、其它：a、加热蒸汽消耗量； b、冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量。
1.5设计成果：（1）、设计书一份。
（2）、PPT一份。
（3）、流程图、设备图各一份。
第2章塔的工艺计算2.1工艺过程2.1.1物料衡算=⎪⎭⎫ ⎝⎛day T F /120 ()=AF a 0.4 流出液乙醇组分()=A D a 0.91 =D η0.98 =⎪⎭⎫ ⎝⎛h kg F /5000 =A M 46 =B M 18 =FX (40/46)/(40/46+60/18)=0.21 =DX (91/46)/(91/46+9/18)=0.798 =F M 0.21*46+0.79*18=23.88=F 5000/23.88=209.4⎪⎭⎫ ⎝⎛h kmol / F W D =+=209.4()()==F X FD X D D η0.98 FX F W X W D X D =+=D (0.98*209.4*0.21)/0.798=54⎪⎭⎫ ⎝⎛h kmol / =W 209.4-54=155.4⎪⎭⎫ ⎝⎛h kmol / =WX （209.4*0.21-54*0.798）/155.4=0.005682.1.2理论及实际塔板数的确定取X=D X ，连接到对角线，交于a 点，做曲线的切点，切点与a 点连接得到截距，根据=+1min min R R （0.798-0.49）/(0,798-0.21)得=min R 1.1R=1.1*2=2.2根据作图法求理论板数得=T N 11，第8块理论进料板，精馏段理论板层数为7块。
提馏段理论板层数为4块。
根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得塔顶：=D X 0.798 Y D=0.8 =D t 78℃ 塔底：=W X 0.00568 Y w=0.03=w t 100℃ 进料板 X F =0.21 Y F=0.53 83t F =℃ 塔顶和塔釜的算数平均温度：=+=2w t D t m t （78+100）/2=89℃ 在78℃下=A μ0.38s a mp ⋅ =B μ0.31s amp ⋅ 1 根据公式3/113/1i ni i x m μμ∑== 2 解得=m μ0.323917637cp 又根据log log X m i iμμ=∑计算和验证计算得出数据与m μ数据相差很小。
综上所述取=m μ0.323917637cp 。
根据 Drickaner-Bradford 公式μlog 616.017.0-=o E ，解得=O E 0.47 ==O E p N 1123，实际的精馏段板层数为==oE p N 715。
所以进料板层为第16块。
根据实际经验总结塔顶和塔釜再各加3块板。
综上所述实际板层数为29块，进料板为第19块，精馏段板层数为18块，提馏段为11块。
1 《化工原理》（第三版，天津大学出版社，姚玉英等）书中附录十四液体的粘度和密度 2《化工原理》（第三版，天津大学出版社，姚玉英等）书中组分互溶的混合液体的粘度计算式2.2塔的结构设计 2.2.1精馏塔塔径的计算A. 根据安托因方程log /()P A B t C =-+乙醇的常数：A=8.04494 B=1554.3 C=222.65 水的常数：A=7.96681 B=1668.21 C=228.03乙醇log 8.044941554.3/(222.65)Pt A=-+水log 7.966811668.21/(228.0)P t B=-+P X P X P A A B B+= 将P A P B代入以上式子，进行试差，求得塔顶、进料板、塔釜的压力及温度。
（1） 塔顶：P =100kPa 0.798X A = 试差得=t 顶81.1℃（2） 进料板理论位置是第8块，实际位置为第19块。
精馏板实际板层数为18块。
根据经验选取每层塔板压降P ∆=0.5kPa进料板压力：PF=100+0.5*18=109kPa进料板：P F =109kPa ，X X A F==0.21试差得t F =95.5℃提馏段实际板层数：=N 实际11块塔釜压力：PW=109+0.5*11=114.5kPa塔釜：X X A W ==0.00568, P W=114.5kPa ,试差得t w =103℃（3） 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度 t m=（81.1+95.5）/2=88.3℃精馏段p m=（100+109）/2=104.5kPa 3一些常见物质的安托因常数-百度文库t m=（95.5+103）/2=99.3℃提馏段p m=（109+114.5）/2=111.8kPa B. 平均摩尔质量计算： M VDm=0.8*46+（1-0.8）*18=40.4塔顶： M LDm=0.798*46+（1-0.798）*18=40.344M VFm=0.53*46+（1-0.53）*18=32.84 进料板： MLFm=0.21*46+（1-0.21）*18=23.88M VWm=0.03*46+（1-0.03）*18=18.84 塔釜：MLWm= 0.00568*46+(1-0.00568)*18=18.15904提馏段平均摩尔质量：2M MVDmVFm M Vm +==（40.4+32.84）/2=36.622MMLDm LFm MLm+==(40.344+23.88)/2=32.112提馏段平均摩尔质量：2M M VFm VWm M Vm +==(32.84+18.84)/2=25.842MMLFmLWm MLm+==(23.88+18.15904)/2=21.01952表 2-2平均摩尔质量C. 平均密度的计算1)气相平均密度的计算： PMVm RTρ=精馏段气相平均密度计算：P Mm Vm Vm RTρ==104.5*36.62/(8.314*(88.3+273))=1.273/kg m提馏段气相平均密度计算：Vmρ=111.8*25.84/(8.314*(99.3+273))=0.933/kg m2) 液相平均密度的计算：11212a a m ρρρ=+Aρ=789 3/kg m Bρ=9983/kg m0.798460.91(1)0.79846(10.798)18x M A A a A x M x M A A A B⨯===+-⨯+-⨯塔顶：113804.16/LD 0.910.09789998kg m maa A BA Bρρρ===++进料板：0.21460.4050.2146(10.21)1813901.3/0.4050.595789998a A kg m LFm ρ⨯==⨯+-⨯==+得：塔釜：0.00568460.0140.0056846(10.005681813994.3/LW 0.0140.986789998a A kg m m ρ⨯==⨯+-⨯==+）得：精馏段液相平均密度：804.16901.33852.73/2kg m Lm ρ+==提馏段液相平均密度：901.3994.33947.8/2kg m Lm ρ+==表 2-3液相平均密度D. 液体平均表面张力计算：液体平均表面张力计算根据以下公式x i Lmi σσ=∑塔顶:=t 顶81.1℃17.0/,62.6/mN m mN m A B σσ==4(1)0.79817.0(10.798)62.626.2112/11x x mN m LDm A Bσσσ=+-=⨯+-⨯=进料板：tF =95.5℃15.3/,59.5/mN m mN m A Bσσ==(1)0.2115.3(10.21)59.550.218/x x mN m LFm F A F Bσσσ=+-=⨯+-⨯=塔釜：t w =103℃14.8/,58.2/mN m mN m A B σσ==0.0056814.8(10.00568)58.257.95/mN m LWmσ=⨯+-⨯= 精馏段液体平均张力：26.211250.21838.2146/22LDm LFm mN m Lmσσσ++===4《化工原理》（第三版，天津大学出版社，姚玉英等）书中附录十九液体的表面张力提馏段液体平均张力：57.9550.21854.084/22LWm LFm mN mLmσσσ++===表 2-4液体平均张力(1) 3.254172.8/V R D kmol h =+=⨯=精馏段：气相体积流量：172.836.6231.38/360036001.27VMvm V m s h vmρ⨯===⨯液相体积流量 2.254118.8/118.832.11231.241036003600852.73L RD kmol hLM Lm L h Lmρ==⨯=⨯∧-===⨯⨯ 提馏段：气相体积流量：'(1) 3.254172.8/V V R D kmol h ==+=⨯=''172.825.84'31.33/'36000.933600V M vm V m s h vmρ⨯===⨯ 液相体积里流量：'118.81209.4328.2/''328.821.01952'332.010/'3600947.83600L L qF kmol hLM Lm L m s h Lmρ=+=+⨯=⨯-===⨯⨯ 表 2-5汽液相体积流量计算F. 塔径的计算：maxu =C 由下式计算：0.2120()20C C σ=,20C 由smith 图查取。