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。
塔的计算
1. 塔板的工艺设计1.1精馏塔全塔物料衡算X ：原料液流量（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 ：塔底残液流量（kmol/s ） D X ：塔底组成原料乙醇组成：1154.018/%25146/%2546/%25/)1(M / W /F =-+=-+=）（水乙醇乙醇M W M W X F F F塔顶组成：9037.018/%)961(46/%9646/%96/)1(//=-+=-+=水乙醇乙醇M W M W M W X D D D D塔底组成：00078.018/%)2.01(46/%2.046/%2.0/)1(//w w w w =-+=-+=水乙醇乙醇M W M W M W X根据已知数据可计算：molg m m mM molg m m mM D F /27.31182.04696.0/23.211875.04625.0=⨯+⨯==⨯+⨯=h Kmol M F/42.130872001000200000=⨯⨯=物料衡算式：WD F X W X D X F WD F +=+=联立代入求解：kmol/h 1142.38 D =， /h 166.04kmol W =1.2 常压下乙醇水气液平衡组成（摩尔）与温度关系表3-11 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拉格朗日插值可求得tF 、tD 、tW ①66.9-54.117.86-t 38.12-66.93.85-7.86t FF =：，85.73 t F =℃②43.8937.9015.7872.7443.8941.7815.78t D --=--D t ：，78.13 t D =℃③0078.01001.9-095.5-100 t W --=W t ：，99.82t W =℃④精馏段平均温度：93.812.137873.852t t t D F 1=+=+=℃ ⑤提馏段平均温度：05.89282.9982.782t t t W F 2=+=+=℃ （2） 相对挥发度①精馏段挥发度：由5740.0y 2916.0x A A==，得4260.07083.0x B ==B y ，所以27.34260.02916.07083.05740.0x y x y A B B A =⨯⨯==α②提馏段挥发度：由3874.0y 0717.0x A A ='='，得6126.09283.0x B ='='B y ，19.82616.07170.00.92838743.0x y x y A B B A =⨯⨯=''''='α （3） 气液相体积流量计算74.1R min =-=-EE ED X Y Y X 取 2.6174.15.1Rmin 5.1R =⨯==①精馏段：h kmol RD /61.298138.114261.2L =⨯==()()h kmol D R V /38.412338.1142161.21=⨯+=+=②提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以1=qh kmol /99.710438.4123161.2981qF L L =⨯+=+=' h kmol F q V V /38.4123)1(=-+='1.3 理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
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。
浮阀塔板式酒精精馏塔计算换算公式
降液管面积
Af
溢流堰 （精馏段）
（提馏段）
受液盘 安定区与边缘区 鼓泡区阀口分布
精馏段液体的线速度
精馏段
t
Hale Waihona Puke 提馏段t'堰长
lw
堰宽
Wd
溢流高度
how
堰高
hw
降液管底部与下一块塔
板间距离
ho
堰流高度
how'
堰高
hw'
降液管底部与下一块塔
板间距离
ho'
6<(how,how')<60（选平
流堰）
D>300mm选择凹型受液盘
年产量
P
年工作日
n
馏出液质量流量
D′
塔顶馏出液的平均分子
量
MlD
塔顶馏出液的摩尔流量 D
每层塔板下降液体的摩
尔流量
L
每层塔板上升蒸汽的摩
尔流量=v’(饱和进料） V
每层塔板下降液体的摩
尔流量
L'
每层塔板上升蒸汽的摩
尔流量
V'
进料流量
F
釜液流量
W
适宜回流比
R
B
实际塔板数Np
精馏段 提馏段
釜液温度
tw
平均温度
tm
数值
单位
46 g/mol
18 g/mol
0.4
40%
0.93
93%
0.00008 0.01%
0.20689655 20.69% 0.83867735 83.87% 3.1306E-05 0.00%
83.1 ℃ 78.27 ℃ 0.3217 32.17% 1.60701696 无
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。
精馏塔指标计算
2.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成2.1.2进料2.1.3物料衡算2.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量：Mf =xfMOHCHCH23+(1-xf)MOH2=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理可求得：MD =42.6972kg/kmol MW=18.5544kg/kmol45 C下，原料液中ρOH2=971.1kg/m3,ρOHCHCH23=735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。
表6 原料液`馏出液与釜残夜的流量与温度2.3 最小回流比及操作回流比的确定如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。
点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。
对于这种情况下的Rmin的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。
如图1-63所示，可用下式算出：1min min +R R =1934.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.3342.4 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25 C 和35 C 则 平均温度下的比热c pc =4.174kJ/kg C,于是冷凝水用量可求 W C =)(c Q 12pc C t t -=)2535(174.445.5317-⨯=127.4kg/h4.精馏塔主体尺寸计算4.3提留段塔径的计算1t 2DF t t +=705.91258.9983.83=+=℃查t-x-y 图在91.705℃下：0552.0=x A, A y 3273.0= 9448.0=xB, B y 6727.0=KmolKg xM xM MBAL/5456.199448.0180552.04621=⨯+⨯=+=M g =M 1y A +M 2y B =46⨯0.3273+18⨯0.6727=27.1644 kg/kmol 汽塔气相平均密度 v ρ=RTPM g=)705.91273(314.81644.27325.101+⨯⨯=0.9077 kg/m 3x AW =LA Mx M 1=5456.190552.046⨯=0.1299x BW =1-x AW =0.8701 汽塔的液相平均密度 在91.705℃下查表得：A ρ=729.5 kg/m 3B ρ=964.3 kg/m 3Lρ1=AAWx ρ+BBWx ρ=7295.01299.0+9643.08701.0=1.0804 L ρ=925.6 kg/m 3V=(R+1)D=(4.334+1)⨯8.057=42.976 kmol/h v B =vg 3600 vM ρ⨯ =9077.036001644.27976.42⨯⨯=0.3573 m/sL '=L+qF=8.811+1⨯10.09=18.901 kmol/h L 3=LLML ρ⨯3600'=6.92536005456.19901.18⨯⨯=0.1109⨯103-m 3/s查化工数据手册求取：A σ=16.1 mN/mB σ=60.05 mN/m5.塔高的确定：Z=（TT E N -1）H T =(7968.015-1)⨯0.45=8.02 m塔板结构尺寸的确定： ● 溢流装置● 由于塔径小于800mm,所以采用单溢流弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰， 取堰长L w =0.66D,即L w =0.66⨯0.3=0.198m 出口堰高HW=H1-HOW,66.0=DLw,则H ow =m 003.0)0198.02412.0(1100084.232=⨯⨯H w =H l - H OW =0.06-0.003=0.057m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由66.0=Dlw,125.0Dw d ,=tf A A 0.0700W d =0.125⨯0.3=0.0375mA f =0.07⨯3202.04m D=π停留时间(03.25100899.045.0005.03s LsHtAf =⨯⨯=⋅=- 〉5S 符合要求）降液管底隙高度Ho h o =h w -0.006=0.051m 取边缘宽度取边缘宽度为W C =0.03m 安定区宽度安定区宽度为W S =0.050m 开孔区面积A a X=(2-D W d +W S )=)050.00375.0(23.0+-=0.0625mR=-2D W C =0.15-0.03=0.12mA a =2[x 222180R xR π+-sin 1-Rx =0.068m 2。
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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 (4)绪论 (7)1.1 项目设计的目的 (7)1.2 设计根据 (7)1.3 设计内容及任务 (9)1.3.1 设计题目 (9)1.3.2 设计任务及条件 (9)1.4 设计内容： (9)1.5 设计成果： (9)第2章塔的工艺计算 (10)2.1 工艺过程 (10)2.1.1 物料衡算 (10)2.1.2 理论及实际塔板数的确定 (11)2.2 塔的结构设计 (15)2.2.1 精馏塔塔径的计算 (15)2.2.2 塔的实际高度和实际进料高度的计算 (25)第3章换热器设备计算 (26)3.1 全凝器负荷计算 (26)3.2 塔釜饱和蒸汽直接加热流量计算 (28)3.3 冷凝器二负荷计算 (28)3.4 冷凝器三负荷计算 (29)3.5 换热器负荷计算 (30)第4章管材的计算 (33)4.1 进料管直径的计算 (33)4.2 溜出夜管道直径的计算 (33)4.3 全凝器冷凝水管材直径的计算 (34)4.4 冷凝器冷却水管材直径的计算 (35)4.4.1 冷凝器二的计算： (35)4.4.2 冷凝器三的实际流速计算 (36)4.5 换热器沸腾水进水管道直径 (36)第5章离心泵的选型与计算 (37)5.1 进料离心泵的计算选型 (37)5.2 循环泵一的计算及选型 (38)5.3 循环泵二的计算和选型 (39)5.4 沸腾水进塔离心泵 (40)表索引表2-1物料衡算数据记录 (10)表2-2平均摩尔质量 (18)表2-3液相平均密度 (20)表2-4液体平均张力 (22)表2-5汽液相体积流量计算 (23)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点连接得到取X=D截距，根据=+1minmin 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=TN11，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 X0.00568 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 tD 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 n i i x mμμ∑== 2 解得=m μ0.323917637cp 又根据log log X miiμμ=∑计算和验证计算得出数据与mμ数据相差很小。
综上所述取=mμ0.323917637cp 。
根据Drickaner-Bradford 公式μlog 616.017.0-=oE ，解得=O E 0.47 ==O E p N 1123，实际的精馏段板层数为==oEp N 715。
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。
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3一些常见物质的安托因常数-百度文库p m=（100+109）/2=104.5kPa 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=36.622MMLDmLFm 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 错误!文档中没有指定样式的文字。