1、【設計計算】（一）設計方案的確定本設計任務為分離乙醇和水的混合物。對于二元混合物的分離，應采用常壓下的連續精餾裝置。本設計采用泡點進料，將原料液經過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內，塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器后送入儲罐。該物系屬不易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍，塔釜采用直接加熱蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。（二）工藝計算1、物料衡算：原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數如下。MA=46kg/kmol（乙醇） MB=18kg/kmol（水） xF= xD=又MF=MAxF+（1-xF）MB =46) MD46+

2、(1-0.82) q=kmol/h= qkmol/hq/q=（xF-xW）/(xD-xW)即 .82= xwqxF=q+qxw0.82+q qkmol2、Rmin的確定圖1乙醇水體系為非理想體系，其平衡曲線有下凹部分，當操作線與q線的交點尚未落在平衡線上之前，操作線已與平衡線相切，如圖1。此時Rmin可由點（xD，yD）向平衡曲線向切線的斜率求得。由附圖可見，該切線的斜率為=求得： 由于物料采用泡點進料：q=1 則有qn.v=q=（R+1）qqq=q+q=Rq+q3、塔板數的確定（1）精餾塔的氣、液相負荷 qn.L =Rq55.48=144.248kmol q=q+q=144.248+218.

3、kmol q =(R+1)q=q+1)=kmol qn.L+q=q+q qkmol/h（2）回收率乙醇的回收率為：HA=100=100水的回收率為： HB= HB=（3）操作線方程：精餾段操作線方程為 y=2.60 x/3.60+xD即 提餾段操作線方程為 即 y=1.749x-（4）圖解法求理論版層數 采用直角階梯法求理論板層數，如圖1所示。在塔底或恒沸點附近作圖時需要將圖局部放大。求解結果為 總理論塔板數 N=13-1=12（不包括再沸器） 進料板位置N=11 精餾段理論板層數N=10 提留段理論板層數N=3（包括進料板）（5）實際板層數的初步求取 求得塔平均溫度 ）10 E=45% 實際

4、塔板數 N=N精+N提=23+7=23+7=30（6）踏板總效率估算操作壓力計算塔頂操作壓力： pD=p表+p當地取每層塔板壓強降 塔底操作壓力 pw=105.3+23kpa平均操作壓力 pM=（105.3+121.4）kpa操作溫度：依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中乙醇、水的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：塔頂溫度 tD塔底溫度 tw平均溫度 tm=（tD+tw黏度的計算在tm時，查得MH2O=0.292mpa.s B則 xiLi0.36+（1-0.144）相對揮發度計算塔頂相對揮發度 D=p/p塔底相對揮發度 w=p/p平均相對揮發度 =塔板總效

5、率的估算 根據ET=0.49（L求得 ET且 ET-ET =0.88(5（s）故降液管設計合理。降液管底隙高度h0 h0=取u0，則h0=0.019（m） hw-h0=0.0412-0.019=0.0222（m）0.0006（m）故降液管底隙高度設計合理。2、塔板布置及浮閥數目與排列取閥孔動能因數F0=11，用式（347）求孔速u0，即u0=9.33（m/s）依式（348）求每層塔板上的浮閥數，即N=92取邊緣區寬度Wc=0.06m，泡沫區寬度Ws依式（345）計算塔板上的鼓泡區面積，即A=2x+R=-Wc=0.5-0.06=0.44（m）x=-（Wd+Ws）=-（0.12+0.07）=0.3

6、1（m）Aa=2+=0.611（m2）浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的空心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t，即 t=88.58（mm）考慮到塔徑的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，因此排列間距不宜采用89mm而應小于此值，故取t=65mm=0.065mm。按t=75mm，t=65mm以等腰三角形叉排方式作圖（略），閥數130個。按N=130重新核算孔速及閥孔動能因數：u0= N=2（m/s）F0=u0塔板開孔率=100（六）塔板流體力學驗算1、氣相通過浮閥塔板的壓降可根據式（349）計算塔板壓降，即hp=hc+h1+h（

7、1）干板阻力 由式（351）計算，即 u0c=（）=()=8.77(m/s)由于u0u0c 則hc=0.0338(m)（2）板上充氣液層阻力h1 本設備分離乙醇和水的混合液，即液相為水，可取充氣系數0=0.5.依式（353）計算，即 h1=0hL0.05=0.025（m）（3）克服表面張力所造成的阻力h0 因本設計采用浮閥塔，其h0很小，可忽略不計。因此，氣相流經一層浮閥塔板的壓降所相當的液柱高度為 hp=hc+h1=0.0338+0.025=0.0588（m）單板壓降 pp=hpL9.81=473pa2、淹塔為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清夜層高度Hd（HT+hw）。Hd可用下式計

8、算，即 Hd=hp+hL+hd與氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度hp液體通過降液管的壓頭損失hd 因不設進口堰，故按式（362）計算，即 hd（）2（）210-4（m）板上液層高度h1 取hL=0.05m，則Hd= hp+hL+hd098（m）取=0.5，HT=0.45m，hw=0.0412m，則（HT+hw）（0.45+0.0412）=0.2456（m）可見Hd（HT+hw）,符合防止淹塔的要求。按式（358）及式（359）計算泛點率F1，即 F1=100或 F1=100板上液體流徑長度 ZL=D-2Wd=1-20.12=0.76（m）板上液流面積 Ab=AT-2Af0.05338=0.67

9、82（m2）水和乙醇可按正常系統按表33取物性系數K=1.0，又由圖310查得泛點負荷系數CF=0.117，將以上數值代入式（358），得F1=100=100又按式（359）計算泛點率，得 F1=100 =100計算出的泛點率都在80以下，故可知物沫夾帶量能夠滿足eV0.1kg汽的要求。（七）塔板負荷性能圖1、霧沫夾帶線F1=對于一定物系及一定的塔板結構，式中v、L、Ab、K、Cp及ZL均為已知值，相應于eV泛點率上限值亦可確定，將各已知數代入上式，便得出qv.vq,可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。泛點率=80計算如下整理得： qv.v霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個q值，求出相應的q

10、v.v值。2、液泛線由（HT+hw）=hp+hL+hd=hc+hL+h+h1+hd確定液泛線。忽略式中h0項，將式（362）、式（342）、式（350）、式（351）及hL=hw+h0w代入上式，得到（HT+hw（）2+（1+0）hw+E（）2/3因物系一定，塔板結構尺寸一定，則HT、hw、lw、v、L、0及等均為定值，而u0與q有如下關系，即 u 0=3、液相負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留液體在降液管中停留時間 =35s求出上限液體流量q值（常數），在qq圖上，液相負荷上限線為氣體流量q無關的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則（q）max=0.0048（m3/s）4、漏液線對于F1型重閥，依F0=u0=5，則u0=，又知q=d02Nu0，即q=d02N式中d0、N、均為已知數，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據此作出與液相流量無關的水平漏液線。以F0=5作為規定氣體最小負荷的標