1.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6667kg/h，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。2.操作条件的确定2.1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1.01325×105Pa塔底压力[1.01325×10°+N(265~530)]Pc2.2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2.3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6
6 1. 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 6667 / kg h ，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。 2. 操作条件的确定 2.1 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 5 1.01325 10 Pa 塔底压力 5 [1.01325 10 (265 ~ 530)] + N Pa 2.2 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 2.3 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鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。2.4热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。3.有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：35/46NcH,CH,OH=0.1740XncH;CH,OH + nu,o~35/46+65/18同理可求得：xp=0.7790,xw=0.0002原料液的平均摩尔质量：M, =x,MchH,cH,on +(1-x,)MH,o=0.174×46+0.826)×18= 22.3kg /kmol同理可求得：M=39.81kg/kmol,Mw=18.1kg/kmol45℃下，原料液中PHzo=971.1kg/m，PcH,CH,oH=735kg/m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7
7 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 塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较 底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 2.4 热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较 低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸 汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为 塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 3. 有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质 量分数转化为摩尔分数。 原料液的摩尔组成： 3 2 3 2 2 35/ 46 0.1740 35/ 46 65/18 CH CH OH f CH CH OH H O n x n n = = = + + 同理可求得： 0.7790, 0.0002 D W x x = = 原料液的平均摩尔质量： 3 2 2 (1 ) 0.174 46 0.826) 18 22.3 / M x M x M kg kmol f f CH CH OH f H O = + − = + = 同理可求得： 39.81 / , 18.1 / M kg kmol M kg kmol D W = = 45℃下，原料液中 2 3 2 3 3 971.1 / , 735 / H O CH CH OH = = kg m kg m 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2。表2原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液X, /%35900.5x,(摩尔分数)0.17400.77900.0002摩尔质量kg/kmol22.339.8118.1沸点温度t/℃83.8378.6299.383.1最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，x=x,=0.174，过点e(0.174,0.174)做直线x=0.174交平衡线于点d，由点d可读得yg=0.516，因此：-_0.779-0.516=0.769Rmin(1) =0.516-0.174yg-xg又过点a(0.779,0.779)作平衡线的切线，切点为g，读得其坐标为x=0.55,yg=0.678，因此：=xp-y_0.779-0.6780.789Rmin(2) =0.678-0.55y'-xq'所以，Rmin = Rmin(2)=0.789可取操作回流比R=1(R/Rmm=1.27)3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算8
8 表 2。 表 2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 原料液 馏出液 釜残液 xf /% 35 90 0.5 f x (摩尔分数) 0.1740 0.7790 0.0002 摩尔质量 kg kmol / 22.3 39.81 18.1 沸点温度 t /℃ 83.83 78.62 99.38 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料， 0.174 q f x x = = ，过点 e(0.174,0.174) 做直线 x = 0.174 交平衡线于点 d ，由点 d 可读得 0.516 q y = ，因此： min(1) 0.779 0.516 0.769 0.516 0.174 d q q q x y R y x − − = = = − − 又过点 a(0.779,0.779) 作平衡线的切线，切点为 g ，读得其坐标为 ' 0.55, ' 0.678 q q x y = = ，因此： min(2) ' 0.779 0.678 0.789 ' ' 0.678 0.55 D q q q x y R y x − − = = = − − 所以， min min(2) R R = = 0.789 可取操作回流比 min R R R = = 1( / 1.27) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：48000×103F-=299kmol /h300×24×22.3由全塔的物料衡算方程可写出：V+F=D+W%=0(蒸汽)D=65.85kmol /hW=364.85kmol /hVoyo+Fx,=Dxp+Wxwq=1(泡点)Vo=131.7kmol/hW=L'=L+qF=RD+qF3.3全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Oc=(R+1)D(IvD-ILD)可以查得Ivp=1266kJ/kg，Lp=253.9kJ/kg，所以Qc=(1+1)×65.85×39.81(1266-253.9)=5.306×10°kJ / h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃则平均温度下的比热c。=4.174kJ/kgC，于是冷凝水用量可求：Qc5.306×106Wc==127120kg/hCpe(t,-t)4.174×(35-25)3.4热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量，可记为：O,=Wycpr(t2-t)83.83+45其中tm==64.4°C29
9 以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为： 3 48000 10 299 / 300 24 22.3 F kmol h = = 由全塔的物料衡算方程可写出： V F D W 0 + = + 0 y = 0 (蒸汽) D kmol h = 65.85 / V y Fx Dx Wx 0 0 + = + f D W W kmol h = 364.85 / W L L qF RD qF = = + = + ' q = 1 (泡点) 0 V kmol h =131.7 / 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷： ( 1) ( ) Q R D I I C VD LD = + − 可以查得 1266 / , 253.9 / VD LD I kJ kg I kJ kg = = ，所以 6 (1 1) 65.85 39.81(1266 253.9) 5.306 10 / Q kJ h C = + − = 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25℃和 35℃则 平均温度下的比热 4.174 / pc c kJ kg C = º ，于是冷凝水用量可求： 6 2 1 5.306 10 127120 / ( ) 4.174 (35 25) C C pc Q W kg h c t t = = = − − 3.4 热能利用 以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量 Qf 可记 为： 2 1 ( ) Q W c t t f f pf f f = − 其中 83.83 45 64.4 2 fm t C + = = º
在进出预热器的平均温度以及tm=64.4°C的情况下可以查得比热Cr=4.275kJ/kg℃，所以，48000×103×4.275×(83.83-45)=1.107x10°kJ/h2300×24釜残液放出的热量Q=W.c（tm-tw2）若将釜残液温度降至tw=55℃C那么平均温度1lm-9.38+5-772℃2其比热为cm=4.191kJ/kgC，因此，Q=364.85×4.191×(99.38-55)=1.228×10°kJ /h可知，Q>9，，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点3.5理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：R+*p_=0.5x, +0.39n+1R+1"nR+1提馏段操作线方程：W...W-x =2.77xm 0.004Yn+1V.q线方程：x=0.174在y～x相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出N=18块(含塔釜)10
10 在进出预热器的平均温度以及 64.4 fm t C = º 的情况下可以查得比热 4.275 / pf c kJ kg C = º ，所以， 3 48000 10 6 4.275 (83.83 45) 1.107 10 / 300 24 Q kJ h f = − = 釜残液放出的热量 1 2 ( ) Q W c t t w w pw w w = − 若将釜残液温度降至 2 55 w t C = º 那么平均温度 99.38 55 77.2 2 wm t C + = = º 其比热为 4.191 / pw c kJ kg C = º ，因此， 6 364.85 4.191 (99.38 55) 1.228 10 / Q kJ h w = − = 可知， Q Q w f ，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 3.5 理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： 1 0.5 0.39 1 1 D n n n R x y x x R R + = + = + + + 提馏段操作线方程： 1 0 0 2.77 0.0054 n m w m W W y x x x V V + = − = − q 线方程： x = 0.174 在 y x ~ 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出 18 NT = 块(含塔釜)