前言。精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。
将单级分离加以组合变成多级分离。若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。
因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。
不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。
总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。
实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计内容为板式塔中的浮阀塔。
1流程的选择。
乙醇——水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。
2工艺计算。
2.1物料衡算：
查文献1可知：m乙醇=46 g/mol；m水=18 g/mol
混合液分子量：
由于r=2.7，查文献5得精馏段操作线方程：
进料热状况：
查文献1得乙醇与水的有关物性为：
汽化热：加料液的平均汽化热：
由文献5查出组成的乙醇-水溶液泡点为85°c，平均温度。
查文献1得：
q线方程为：
提留段操作线方程为：
2.2塔板数确定。
由**法求得（包括再沸器），第16块为进料板位置。
图2.1 常压下乙醇-水溶液的x-y图。
塔顶温度由查文献7得。
塔底温度由查文献7得。
查文献5得。
查文献3得。
查文献7得。
根据公式得。
因为塔顶采用全凝器，所以。
查文献7可知。
所以。同理得：
表 2.1每层塔板上的相对挥发度。
由奥康奈尔关联式：
求解实际塔板数
精馏段塔板数。
提馏段塔板数。
2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。
1）操作压力：
塔顶操作压力：
每层塔板压降：
进料板压力：
塔底操作压力：
精馏段平均压力：
提馏段平均压力：
2）操作温度：
塔顶采用全凝器。
塔顶温度：由 ，查得：
进料板温度：由 ，查得：
由 ，查得：
塔底温度：由 ，查得：
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
3）平均摩尔质量的计算：
塔顶：查文献7得。
进料板上一块：查得。
精馏段平均摩尔质量：
提馏段：查得。
塔底：查得。
提馏段平均摩尔质量：
4）平均密度的计算：
①汽相平均密度计算：
由理想气体方程得：
精馏段气相平均密度：
提馏段汽相平均密度：
2 液相平均密度计算：
塔顶：由查文献5得。
查文献3得。
进料板上一块：查得，精馏段液相平均密度：
塔底由查得，∴
进料板由查，
提馏段液相平均密度：
2 液相平均表面张力。
由查文献3得。
查文献5进料板上一块板查得，
精馏段液相平均表面张力：
由查得， 由查得，
∴提馏段液相平均表面张力：
2.4塔径的计算。
1）精馏段。
气相体积流量。
液相体积流量。
取塔板间距，板上液层高度。
及。查文献5史密斯关联图得。
取安全系数为0.8，则。
精馏段塔径。
取塔径则塔空速。
则，在0.6~0.8的安全系数之间。
2）提馏段。
气相体积流量。
液相体积流量。
取塔板间距，板上液层高度。
及。查文献5史密斯关联图得。
取安全系数为0.7，则。
提馏段塔径。
取塔径则塔空速。
则，在0.6~0.8的安全系数之间。
查文献5塔高的计算：
2.5热量衡算及冷凝器选择。
塔顶：由所以其质量分数为0.93
查文献1可知：
由，得。∴塔顶冷凝器：
设，，则水的平均温度。
查得20℃时。
又。k预设为500w/（m2℃）
则。查文献5可知：
选取列管换热器。
公称直径：600mm
管程数：1管子总根数：245
管长：6m碳钢管：φ25×2.5
实际面积s：113.5m2
符合350~1160之间。
2.6塔底再沸器。查得，
选用绝压的蒸汽，其沸点为120.2℃，气化潜热为2205 kj/kg
∴加热蒸汽消耗量。
k预设为3000 w/（m2℃）
则。公称压强：2.5×103kpa
公称直径：600mm
管程数：1管子总根数：245
中心排管数：17
碳钢管：φ25×2.5
实际面积s：55.8m2
符合要求。3流体力学验算与负荷性能图。
3.1溢流装置。
由文献5可知：由于塔径为1.2m，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.
2m以下的塔中。对于φ800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盘，故用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
1）堰长lw
查文献1，取，，，
2）溢流堰高度hw
假设采用平直堰，则。
查文献5得一般情况下可取e值为1，所引起的误差不大。
重新验算提馏段：
气相体积流量。
液相体积流量。
取塔板间距，板上液层高度。
及。查文献5史密斯关联图得。
取安全系数为0.7，则。
提馏段塔径。
取塔径则塔空速。
则，在0.6~0.8的安全系数之间。
3）弓形降液管的宽度和截面积。
查文献5得。
则 降液管内液体停留时间：
精馏段： 提馏段：
故降液管尺寸可用。
4）降液管底隙高度h0
精馏段：取降液管底隙处液体流速。
则。对大塔取。
提馏段：取降液管底隙处液体流速。
则。对大塔取。
3.2塔板布置及浮阀数目与排列。
查文献1得f0在8~17之间。
1）精馏段：
取阀孔动能因子，则。
2）提馏段：
取阀孔动能因子，则。
查文献5，取边缘区宽度，破沫区宽度。
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔间距。
则精馏段。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128个。
图2.2塔板上浮阀的排列布局。
按个重新核算孔速及阀动能因数。
阀孔动能因数f0变化不大，仍在8~17范围内。
提馏段。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128个。
按个重新核算孔速及阀动能因数。
阀孔动能因数f0变化不大，仍在8~17范围内。
3.3流体力学验算。
1）气体通过单层浮阀塔板的压降。
将压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，即。
精馏段：1）干板阻力hc
因为，故按计算，即。
2）板上充气液层阻力hl
液相为水时，
3）液体表面张力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不计。
因此与气体流经塔板的压降相当的高度为。
则，单板压降。
提馏段：1）干板阻力hc
因为，故按计算，即。
2）板上充气液层阻力hl
液相为水时，
3）液体表面张力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不计。
因此与气体流经塔板的压降相当的高度为。
则，单板压降。
精馏段及提馏段单板压降均小于0.7kpa，故符合压强要求。
2）液泛。为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。
1 精馏段：
1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度。
2)液体通过降液管的压强降，塔板上不设进口堰。
3)板上液层高度。
则。查文献5得，对于一般物系，φ取0.3~0.4
取又， 可见，符合防止液泛要求。
提馏段：1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度。
2)液体通过降液管的压强降，塔板上不设进口堰。
3)板上液层高度。
则。查文献5得，对于一般物系，φ取0.3~0.4
取又， 可见，符合防止液泛要求。
3）雾沫夹带。
或。板上液体流径长度：
板上液流面积：
乙醇和水为正常系统，查文献5得。
精馏段：查文献5得。
或。提馏段：查图得。
或。精馏段和提馏段泛点率均在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。
3.4塔板负荷性能图。
1）雾沫夹带线。
①精馏段：按泛点率为80%计算如下：
即。表3.1精馏段确定雾沫夹带线的数据。
②提馏段：按泛点率为80%计算如下：
表3.2提馏段确定雾沫夹带线的数据。
根据表中数据可分别绘出精馏段和提馏段雾沫夹带线（1）
2）液泛线。
由上式确定液泛线，忽略式中hσ
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