分離乙醇水精餾塔設(shè)計(jì)(含經(jīng)典工藝流程圖和塔設(shè)備圖).doc

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分離乙醇-水的精餾塔設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)人員： 所在班級(jí)： 化學(xué)工程與工藝 成績(jī)： 指導(dǎo)老師： 日期： 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 一、 設(shè)計(jì)題目：乙醇---水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì) 二、 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件 （1） 進(jìn)精餾塔的料液含乙醇35％（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為水； （2） 產(chǎn)品的乙醇含量不得低于90％； （3） 塔頂易揮發(fā)組分回收率為99％； （4） 生產(chǎn)能力為50000噸/年90％的乙醇產(chǎn)品； （5） 每年按330天計(jì)，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 （6） 操作條件 a） 塔頂壓強(qiáng) 4kPa （表壓） b） 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 c） 回流比 自選 d） 加熱蒸汽壓力 低壓蒸汽（或自選） e） 單板壓降 kPa。 三、 設(shè)備形式：篩板塔或浮閥塔 四、 設(shè)計(jì)內(nèi)容： 1、 設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容 1） 精餾塔的物料衡算； 2） 塔板數(shù)的確定； 3） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算； 4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算； 5） 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； 6） 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； 7） 塔板負(fù)荷性能圖； 8） 精餾塔接管尺寸計(jì)算； 9） 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論； 2、 設(shè)計(jì)圖紙要求； 1） 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A2 號(hào)圖紙）； 2） 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖 （A2 號(hào)圖紙）； 五、 設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)： 1. 常壓下乙醇---水體系的t-x-y 數(shù)據(jù)； 2. 乙醇的密度、粘度、表面張力等物性參數(shù)。 一、 設(shè)計(jì)題目：乙醇---水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì) 二、 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件：進(jìn)精餾塔的料液含乙醇35％（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為水；產(chǎn)品的乙醇含量不得低于90％；塔頂易揮發(fā)組分回收率為99％，生產(chǎn)能力為50000噸/年90％的乙醇產(chǎn)品；每年按330天計(jì)，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。塔頂壓強(qiáng) 4kPa （表壓）進(jìn)料熱狀態(tài) 自選回流比 自選 加熱蒸汽壓力 低壓蒸汽（或自選）單板壓降 ≤0.7kPa。 三、 設(shè)備形式：篩板塔 四、 設(shè)計(jì)內(nèi)容： 1） 精餾塔的物料衡算： 原料乙醇的組成 xF＝＝0.1740 原料乙醇組成 xD0.7788 塔頂易揮發(fā)組分回收率90％ 平均摩爾質(zhì)量 MF = 由于生產(chǎn)能力50000噸／年，. 則 qn，F(xiàn) 所以，qn，D 2） 塔板數(shù)的確定： 甲醇—水屬非理想體系，但可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù),本設(shè)計(jì)中理論塔板數(shù)的計(jì)算采用圖解法。由乙醇和水有關(guān)物性的數(shù)據(jù)，求的求得乙醇—水體系的相對(duì)揮發(fā)度α=5.1016， 最小回流比的計(jì)算：采用泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q＝1，xF， 由氣液平衡方程y ， 所以yq，即，把xF=xq=??.????????作y軸平行線交操作線與f.如下圖 即 .求得yq=0.5130. 所以，根據(jù)最小回流比計(jì)算公式Rmin 即，Rmin=,根據(jù)回流比R是最小回流比的合適倍數(shù)，所以選擇選擇2倍。即R=2Rmin=0.879. 進(jìn)料熱狀況選擇為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1 精餾段，根基操作線方程：y= 所以，y=0.468 x+0.415 聯(lián)立y=x 所以x=xD=0.7801 提餾段，y=聯(lián)立y=x求得y=2.872x-0.078所以提餾段x=xw=0.04 根據(jù)xD，xw，及xq以及操作線方程，利用圖解法在x-y坐標(biāo)上做出平衡線與對(duì)角線并且畫梯級(jí)作圖如下： 由圖可知，精餾段塔板為10.提餾段為5.一個(gè)再沸器.所以提餾段為4個(gè)板.所需總塔板數(shù)為提餾段和精餾段之和，故，所需總塔板數(shù)為14. 查手冊(cè)得水和乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)，t數(shù)據(jù)利用表2中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、、。 進(jìn)料口： , =79.26℃ 塔頂：，=78.05℃ 塔釜：，=97.63℃ 精餾段平均溫度℃ 提餾段平均溫度 ℃ 由塔頂和塔底平均溫度得 =℃ 查手冊(cè)得，由內(nèi)插法可得在87.84℃下，乙醇的粘度為，水的粘度為 可以有下式求得平均粘度 其中xi-進(jìn)料中某組分的摩爾分?jǐn)?shù) -該組分的粘度，按照塔的平均溫度下的液體計(jì) 則=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS 帶入回歸方程E1=0.563-0.276lg2=0.594 該算法為泡罩塔蒸餾塔總板效率，則篩板塔為E=1.1E1=0.653 精餾段實(shí)際板層數(shù) = 10/0.653=16 提餾段實(shí)際板層數(shù) =4/0.653=7 進(jìn)料板位置 總的塔板數(shù) Nc=16+7=23 3） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算： 一、 乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)（101.3kPa） 表1如下 T/℃ 液相xa/% 氣相ya/% 　 T/℃ 液相xa/% 氣相ya/% 　 T/℃ 液相xa/% 氣相ya/% 100 0 0 　 88.3 6.9 38.1 　 82.4 25 55.5 99.3 0.2 2.5 　 87.9 7.4 39.2 　 81.6 30.6 57.7 98.8 0.4 4.2 　 87.7 7.9 40.2 　 81.2 35.1 59.6 97.7 0.8 8.8 　 87.4 8.4 41.3 　 80.8 40 61.4 96.7 1.2 12.8 　 87 8.9 42.1 　 80.4 45.4 63.4 95.8 1.6 16.3 　 86.7 9.4 42.9 　 80 50.2 65.4 95 2 18.7 　 86.4 9.9 43.8 　 79.8 54 66.9 94.2 2.4 21.4 　 86.2 10.5 44.6 　 79.6 59.6 69.6 93.4 2.9 24 　 86 11 45.4 　 79.3 64.1 71.9 92.6 3.3 26.2 　 85.7 11.5 46.1 　 78.8 70.6 75.8 91.9 3.7 28.1 　 85.4 12.1 46.9 　 78.6 76 79.3 91.3 4.2 29.9 　 85.2 12.6 47.5 　 78.4 79.8 81.8 90.8 4.6 31.6 　 85 13.2 48.1 　 78.2 86 86.4 90.5 5.1 33.1 　 84.8 13.8 48.7 　 78.15 89.4 89.4 89.7 5.5 34.5 　 84.7 14.4 49.3 　 　 95 94.2 89.2 6 35.8 　 84.5 15 49.8 　 　 100 100 89 6.5 37 　 83.3 20 53.1 　 　 　 　 查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù) 表2如下 （1）水和乙醇的物理性質(zhì) 水和乙醇的物理性質(zhì) 名稱 分子式 相對(duì)分子質(zhì)量 密度　 20℃ 沸 點(diǎn) 101.33kPa ℃ 比熱容 (20℃) Kg/(kg.℃) 黏度 (20℃) mPa.s 導(dǎo)熱系數(shù) (20℃) /(m.℃) 表面 張力 (20℃) N/m 水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8 乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8 乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：18 由常壓下乙醇-水溶液的溫度組成t-x-y圖可查得 塔頂溫度 tD=78.3℃ 泡點(diǎn)進(jìn)料溫度 tF=84.0℃ 塔釜溫度 tW=99.9℃ 全塔平均溫度 由液體的黏度共線圖可查得t=87.4℃下，乙醇的黏度μL=0.38mPa·s，水的黏度μL =0.3269mPa·s 根據(jù)物性參數(shù)數(shù)據(jù)求的求得乙醇—水體系的相對(duì)揮發(fā)度α=5.1016，根據(jù)最小回流比計(jì)算公式Rmin=(xD-yq)/(yq-xq) 即，Rmin=(0.7788-0.5179)/(0.5179-0.1740)=0.7586，由于根據(jù)選擇適宜的回流比，選擇R=1.7Rmin=1.2896， 4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算： 塔徑的計(jì)算 精餾段的氣、液相體積流率為 提餾段的氣、液相體積流率為 由 由下式計(jì)算由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取： 精餾段： 圖的橫坐標(biāo)為： 取板間距 板上液層高度 ，則 HT-hL=0.40-0.05=0.35m 查圖得 =1.903m/s 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m 塔截面積為 精餾段實(shí)際空塔氣速為 提餾段： 圖的橫坐標(biāo)為： 取板間距 板上液層高度 ，則 查圖得 =1.026m/s 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m 塔截面積為 提餾段實(shí)際空塔氣速為 精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾塔有效高度為： 提餾段有效高度為： 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m， 故精餾塔的有效高度為： 表5 塔板間距與塔徑的關(guān)系 塔 徑/D，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板間距/HT，mm 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600 由表驗(yàn)算以上所計(jì)算的塔徑對(duì)應(yīng)的板間距均符合，所以以上所假設(shè)的板間距均成立。 5） 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； 溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=1.4m ,可選用單溢弓形降液管,采用凹形受液盤.各項(xiàng)計(jì)算如下: 堰長(zhǎng)的計(jì)算 堰長(zhǎng)一般根據(jù)經(jīng)驗(yàn)公式確定，對(duì)于常用的弓形降液管： 單溢流 堰長(zhǎng) lw取 溢流堰高度的計(jì)算 溢流堰高度可由下式計(jì)算： 式中：——板上清液層高度，m；一般取50~100 ——堰上液層高度，；一般設(shè)計(jì)時(shí)不宜超過60~70 mm. 對(duì)于平直堰，堰上液層高度可用弗蘭西斯（Francis）公式計(jì)算，即 式中：——塔內(nèi)液體流量， ——液體收縮系數(shù)。 近似取E=1 精餾段： ，故取則 取板上清液層高度 故 提餾段： ， 故取 則 取板上清液層高度 故 弓形降液管寬度Wd及截面積AF 精餾段： 由 查弓形降液管的參數(shù)表得： 得： 液體在降液管中停留時(shí)間,按式，即 故降液管設(shè)計(jì)合理，可以實(shí)現(xiàn)分離。 提餾段： 由 查弓型降液管參數(shù)圖得： 得： 液體在降液管中停留時(shí)間,按式，即 故降液管設(shè)計(jì)合理，可以實(shí)現(xiàn)分離。 3.5.1.4 降液管底隙高度h0 式中：——液體通過底隙時(shí)的流速， 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，取=0.06~0.25 精餾段：取 則 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.選用凹形受液盤深度： 提餾段：取 則 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.選用凹形受液盤深度： 塔板的布置 板式塔類型有多種，經(jīng)過比較工藝條件的考慮，本設(shè)計(jì)采用篩板，以下為篩板的計(jì)算。 塔板分塊 因 , 故塔板采用分塊式.查表6 表6 塔徑mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2200-2400 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 得,塔板分為4塊. 邊緣區(qū)寬度確定 溢流堰前安定區(qū)寬度為 進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度為Ws’=50-100mm 邊緣區(qū)（無效區(qū)）寬度為 取， 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積，按下式計(jì)算,即 其中 故 篩孔計(jì)算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性,可選用 =3mm碳鋼板,取篩孔直徑 d0=5mm 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t 為： 篩孔數(shù)目n 為 ： 開孔率為 精餾段氣體通過閥孔的氣速為： 提餾段氣體通過閥孔的氣速為： 篩孔計(jì)算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性,可選用 =3mm碳鋼板,取篩孔直徑 d0=5mm 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t 為： 篩孔數(shù)目n 為 ： 開孔率為 精餾段氣體通過閥孔的氣速為： 提餾段氣體通過閥孔的氣速為： 6)塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板壓降 精餾段 ： 干板阻力hc計(jì)算 干板阻力 hc 由下式計(jì)算, 即 由，查《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》得, C0=0.772 故 液柱 氣體通過液層的阻力 氣體通過液層阻力可由下式計(jì)算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得到 故 液體表面張力的阻力的計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可由下式計(jì)算，即 則 氣體通過每層塔板的液柱高度 則 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 （設(shè)計(jì)允許值） 提餾段： 干板阻力hc計(jì)算 干板阻力 hc 由下式計(jì)算, 即 由，查《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》得, C0=0.772 故液柱 塔上液層有效阻力hl計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hl計(jì)算,即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得到 故 液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即 氣體通過每層塔板的液柱高度 則 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 (設(shè)計(jì)允許值) 液面落差 對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響. 液沫夾帶 精餾段：液沫夾帶量由下式計(jì)算,即 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。 提餾段：液沫夾帶量由下式計(jì)算,即 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi) 漏液 對(duì)篩板塔,漏液點(diǎn)氣速u0,min計(jì)算,即 精餾段： 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液 提餾段： 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高 Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即 精餾段： 乙醇-水體系屬一般物系，取φ=0.5,則 而 板上不設(shè)進(jìn)口堰, hd 可由下式計(jì)算,即 液柱 液柱 =0.22m 故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象. 提餾段： 乙醇-水物系屬一般物系，取φ=0.5,則 而 板上不設(shè)進(jìn)口堰, hd 可由下式計(jì)算,即 液柱 液柱 =0.2175m 故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象. 7) 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線 由 得 =4.4×0.772×0.101×1.1 整理得 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ls 值, 依上計(jì)算 Vs 值, 計(jì)算結(jié)果列于表 7 . 表7 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.7710 0.7982 0.8318 0.8589 由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段漏液線 提餾段漏液線： 得 =4.4×0.772×0.101×1.1 整理得 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ls 值, 依上計(jì)算 Vs 值, 計(jì)算結(jié)果列于表 8 . 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.8371 0.9196 0.9673 1.006 液沫夾帶線 以 ev =0.1kg液/kg氣為限,求Vs- Ls 關(guān)系如下: 由 精餾段：hf=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.0364m 故 整理得 , 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 , 3.011 2.952 2.812 2.695 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表 9 由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段液沫夾帶線 提餾段：hf=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.0351m 故 整理得 , 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 , 3.594 3.468 3.306 3.169 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表 10 由上表數(shù)據(jù)即可作出提餾段液沫夾帶線 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰,取堰上液液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).由下式得 取E=1則 精餾段 提餾段 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管理中停留時(shí)間的下限,由下式得 故精餾段 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)液上限線。 液泛線 令 由; ; ; 聯(lián)立得 忽略 將 與,與, 與 的關(guān)系式代入上式,并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入,得 精餾段： 故 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出 值,計(jì)算結(jié)果列于下表 11 , 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 , 3.470 3.387 3.262 3.132 由以上數(shù)據(jù)即可作出精餾段液泛線 提餾段： 故 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出 值,計(jì)算結(jié)果列于下表 12 , 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 , 4.158 4.058 3.912 3.766 由以上數(shù)據(jù)即可作出提餾段液泛線 根據(jù)以上各線方程,可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. 在負(fù)荷性能圖上，作出精餾段操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖查得 νs max=0.78m3/s ， νs min=3.24m3/s 故操作彈性為 νs max/νs min=3.24/0.78=4.15 根據(jù)以上各線方程,可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. 在負(fù)荷性能圖上，作出提留段操作線；由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖查得 νs max=0.85 m3/s ， νs min=3.6m3/s 故操作彈性為 νs max/νs min=0.85/3.6=4.23 根據(jù)以上各線方程,可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 平均溫度tm，℃（精餾段） 78.65 平均溫度tm，℃(提餾段) 88.445 2 平均壓力Pm,，kPa（精餾段） 108.45 平均壓力Pm,，kPa(提餾段) 113.35 3 氣相流量VS（m3/s）（精餾段） 2.015 氣相流量VS（m3/s）（提餾段） 1.981 4 液相流量LS(m3/s) （精餾段） 0.002702 液相流量LS(m3/s) （提餾段） 0.003081 5 實(shí)際塔板數(shù) 22 6 有效段高度Z，m 8．8 7 塔徑,m 1.4 8 板間距,m 0.4 9 溢流形式 單溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰長(zhǎng),m 0.924 12 堰高,m（精餾段） 0.0364 堰高,m（提餾段） 0.0351 13 板上液層高度,m 0.050 14 堰上液層高度,m（精餾段） 0.0136 堰上液層高度,m（提餾段 0.01489 15 降液管底隙高度m(精餾段) 0.0244 降液管底隙高度m(提餾段) 0.0278 16 安定區(qū)寬度,m 0.07 17 邊緣區(qū)寬度,m 0.035 18 開孔區(qū)面積,m2 1.11 19 篩孔直徑,m 0.005 20 篩孔數(shù)目 5698 21 孔中心距,m 0.015 22 開孔率,% 10.1 23 空塔氣速,m/s 1.288 24 篩孔氣速,m/s(精餾段) 17．97 篩孔氣速,m/s(提餾段) 17.67 25 穩(wěn)定系數(shù)(精餾段) 2.355 穩(wěn)定系數(shù)(提餾段) 2.043 26 負(fù)荷上限 液泛控制 27 負(fù)荷下限 漏液控制 28 液沫夾帶eV,(kg液/kg氣) 0.1 29 液相負(fù)荷上限,m3/s 0.007882 30 液相負(fù)荷下限m3/s 0.0111 31 操作彈性（精餾段） 4.15 操作彈性（提餾段） 4.23 8)精餾塔接管尺寸計(jì)算； 進(jìn)料管 前已算出，塔徑D=0.7m，故可采用簡(jiǎn)單的直管進(jìn)料結(jié)構(gòu)，不加套管，手可入塔檢修，由下式計(jì)算進(jìn)料管直徑 料液由泵輸送時(shí)可取1.5～2.5m/s 取 則D=0.031m=31mm， 選內(nèi)管為φ323.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm 回流管 通常重力回流管內(nèi)液速度取0.2-0.5m/s，由泵輸送uR=1.2-2.5m/s，取uR=2m/s，回流管直徑 液相： L=209.12540.66=8503.02kg/h D= 取管規(guī)格45mm 塔頂蒸汽出料管 塔頂?shù)臏囟葹?8.3℃，此時(shí) 氣相組成： 塔頂蒸氣密度 蒸氣體積流量 常壓下蒸汽的速度為15m/s 蒸汽量為V=m3/s 取回流管規(guī)格為。 塔釜排出管 一般取0.5-1.0m/s，取0.8m/s Ml=18.28kg/kmol 3 Lw= 取此管規(guī)格為60mm 10） 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論； 2設(shè)計(jì)圖紙要求； 1繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A2 號(hào)圖紙）； 乙醇——水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。 精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。 乙醇—水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。 1) 乙醇水工藝流程圖 2)精餾塔設(shè)計(jì)條件圖：a,b 圖a 圖b 五 設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)： 1常壓下乙醇---水體系的t-x-y 數(shù)據(jù)； 液相中乙醇摩爾分?jǐn)?shù) 氣相中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)  x y 0.000 0.000 0.010 0.110 0.020 0.175 0.040 0.273 0.060 0.340 0.080 0.392 0.100 0.430 0.140 0.482 0.180 0.513 0.200 0.525 0.250 0.551 0.300 0.575 0.350 0.595 0.400 0.614 0.450 0.635 0.500 0.657 0.550 0.678 0.600 0.698 0.650 0.725 0.700 0.755 0.750 0.785 0.800 0.820 0.850 0.855 0.894 0.894 0.900 0.898 0.950 0.942 1.000 1.000 3. 2乙醇的密度、粘度、表面張力等物性參數(shù)。 名稱 分子式 相對(duì)分子質(zhì)量 密度　 20℃ 沸 點(diǎn) 101.33kPa ℃ 比熱容 (20℃) Kg/(kg.℃) 黏度 (20℃) mPa.s 導(dǎo)熱系數(shù) (20℃) /(m.℃) 表面 張力 (20℃) N/m 水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8 乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8 乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：18 設(shè)計(jì)總結(jié)與心得： 精溜塔的設(shè)計(jì)，在化工行業(yè)有較廣的應(yīng)用，通過短短兩周的設(shè)計(jì)，使我認(rèn)識(shí)到精溜在應(yīng)用是十分廣泛的，但是，要把此塔設(shè)計(jì)好，是有一定難度的，它不僅要求我們擁有熟練的理論基礎(chǔ)，還要求我們掌握一定的實(shí)踐基礎(chǔ)。 在本設(shè)計(jì)中，計(jì)算復(fù)雜，計(jì)算量大。很多細(xì)節(jié)需要認(rèn)真的思考分析后，作出判斷，這過程中，多虧了我和吳喆同學(xué)在一起討論，假設(shè)，和計(jì)算才終于獲得了乙醇—水精餾塔設(shè)計(jì)的圓滿成功。這次設(shè)計(jì)是我們收獲很多，原來化工操作和生產(chǎn)包含了如此多的技術(shù)和知識(shí)。我們也在本次設(shè)計(jì)中認(rèn)知到了自己知識(shí)儲(chǔ)備的不足，認(rèn)識(shí)到了不足后，我們也會(huì)以更加嚴(yán)謹(jǐn)?shù)膽B(tài)度去學(xué)習(xí)化工原理這門課，只有理論和實(shí)踐相結(jié)合才能發(fā)揮知識(shí)更大的作用。 55