乙醇-丙醇筛板精馏塔设计_化工原理课程设计(编辑修改稿)

乙醇-丙醇筛板精馏塔设计_化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

8 6 /1 7 . 5 0 1 9 . 4 0 1 7 . 5 0      m N mWBWB 0 . 0 3 5 * 1 6 . 6 6 ( 1 0 . 0 3 5 ) * 1 7 . 8 6 1 7 . 8 2 /         m N mW B W BA W A 塔底液相平均表面张力的计算 1 0 0 8 0 1 0 0 8 9 . 6 78 9 . 6 7 , 1 7 . 3 2 /1 6 . 2 9 1 8 . 2 8 1 6 . 2 9      ot C m N mF FAFA 1 0 0 8 0 1 0 0 8 9 . 6 7 1 8 . 4 8 /1 7 . 5 0 1 9 . 4 0 1 7 . 5 0      m N mFBFB 0 . 2 5 * 1 7 . 3 2 ( 1 0 . 2 5 ) * 1 8 . 4 8 1 8 . 1 9 /         m N mF B F BA F A 精馏段的平均表面张力： 1 8 .3 1 /1 2    DF m N m 提留段的平均表面张力： 1 8 .0 0 /2 2    WF m N m : 粘度的计算 表 34 .混合物的粘度 名称 温度 oC 60 80 100 乙醇 丙醇 根据图表 13 和公式 lg AAu TB 已知全塔平均温度 t= 纯乙醇： 6 8 6 . 6 4 6 8 6 . 6 4l g 0 . 3 8 8118 8 . 5 7 2 7 3 . 1 5 3 0 0 . 8 8 m p sa    吉林化工学院化工原理课程设计 13 纯丙醇 9 5 1 . 0 4 9 5 1 . 0 4l g 0 . 5 3 4 8218 8 . 5 7 2 7 3 . 1 5 3 2 7 . 8 3    m p sa： ：理论板数的确定 由以上的计算得 相平衡方程：1 ( 1)  xnyn xn   11 x  又 q= q 线方程： 9 9 2 511xq Fy x xq q qqq    (2) 由（ 1）（ 2）求得 x= y= 则 0 .4 1 3 .6 4 , , 5 (m in m in0 .4 1 0 .2 5x nR R R   取 .R= 则 取 整 数 ） 平衡方程：( 1)  ynxn yn （ 1） 精馏段操作线： 0 . 8 3 3 0 . 1 6 31 11xR Dy x xnn RR     （ 2） 提留段操作线： 70 201 ( 1 ) ( 1 ) ( 1 ) ( 1 )R D qF F Dy x x xn Wn R D q F R D q F          （ 3） 第一块塔板上的气相组成： yxD 第一块下降的液相组成由（ 1）求取： 1x = 第二块塔板上升的气相组成由（ 2）求取： 2y = 2x =924 依次由（ 1）（ 2）式求得： 3y = 3x = 4y = 4x = 5y = 5x = 吉林化工学院化工原理课程设计 14 6  6x = 7y = 7x = 8y = 8x = 9y = 9x = 因 1 1 ,qxx 则 第 10 块 板 上 的 气 相 组 成 由 （ 3 ） 算， 依次使用（ 1）（ 3）式，求得： 10  10  11  11  12  12  13  13  14  14  15  15  16  16  17  17  18  18  19  19  20  20  21  21  由于 18x =xW =,则全塔理论板数 18TN 块（包括再沸器），加料板为第 11块理论板。 精馏段理论半数： 101NT  提馏段理论半数： 1 8 1 0 82N T    块 （ 包 括 再 沸 器 ） 吉林化工学院化工原理课程设计 15 :实际塔板数的确定 由公式： 9( )1 TLE 已知乙醇，丙醇溶液平均 粘度计算公式 ()1 n Xuiii 代入数据的 l = amp s 所以塔板效率为 E= 精馏段实际塔板数为 N=21 提留段实际塔板数为 N=17 实际的总板数为 38 块 .:气液负荷计算： 精馏段的气液体积流率： 由精馏段的气液负荷： V=， L=：13 6. 5 49 .8 4 31. 03 27 /36 00 36 00 1. 8311 3. 75 51 .3 9 30. 00 21 94 /36 00 36 00 74 0. 25V MVmV m ssvmL MLmL m ssLm   提馏段的气液体积流率 ： 由提馏段的气液负荷 13 5. 5 56 .3 0 31. 02 87 /36 00 36 00 2. 0621 2. 75 58 .0 1 30. 00 46 81 /36 00 36 00 73 2. 39V MVmV m ssvmL MLmL m ssLm       1 1 3 . 7 5 0 . 9 9 1 0 0 2 1 2 . 7 5L L q F      其 中 吉林化工学院化工原理课程设计 16 第二章 热量衡算 表 21 不同温度下乙醇 — 丙醇的比热容 60oC 80oC 100oC 乙醇 kJ/kmol k 6 丙醇 kJ/kmol k 表 22 不同温度下乙醇 — 丙醇的汽化热 60oC 80oC 100oC 乙醇（ kJ/kg） 7 丙醇（ kJ/kg） 0 塔顶温度 Dt 下的比热容 oDDt = Cx =   popopwpw80 60 80 78 .6 6乙 醇 ： = ⇒ C = 13 7. 69 kJ / (k mo l k)13 8. 46 12 6. 96 13 8. 46 C80 60 80 78 .6 6丙 醇 ： = ⇒ C = 17 2. 60 kJ / (k mo l k)17 3. 4 16 1. 4 17 3. 4 C p D D P W DpOC = C x + C ( 1 x ) = 1 3 7 . 6 9 * 0 . 9 8 + 1 7 2 . 6 * ( 1 0 . 9 8 ) = 1 3 8 . 3 9 k J / ( k m o l k ) 进料温度 Ft 下的比热容   poo poFF pwpw1 0 0 8 0 1 0 0 8 9 . 6 7乙 醇 ： = ⇒ C = 1 4 4 . 6 9 k J / ( k m o l k )1 5 1 . 3 4 1 3 8 . 4 6 1 5 1 . 3 4 Ct = 8 9 . 6 7 C⇒ 1 0 0 8 0 1 0 0 8 9 . 6 7x = 0 . 2 5丙 醇 ： = ⇒ C = 1 5 8 . 4 7 k J / ( k m o l k )1 5 9 . 6 1 7 3 . 4 1 5 1 . 3 4 C吉林化工学院化工原理课程设计 17 p o p wp F F FC = C x + C ( 1 x ) = 1 4 4 . 6 9 * 0 . 2 5 + 1 5 8 . 4 7 * ( 1 0 . 2 5 ) = / (kmol k) 塔底温度 Wt 下的比热容   poo poWW pwpw1 0 0 8 0 1 0 0 9 6 . 2 4乙 醇 ： = ⇒ C = 1 4 8 . 9 2 k J / ( k m o l k )1 5 1 . 3 4 1 3 8 . 4 6 1 5 1 . 3 4 Ct = 9 6 . 2 4 C⇒ 1 0 0 8 0 1 0 0 9 6 . 2 4x = 0 . 0 3 5丙 醇 ： = ⇒ C = 1 6 2 . 1 9 k J / ( k m o l k )1 5 9 . 6 1 7 3 . 4 1 5 9 . 6 C ( 1 ) 1 4 8 . 9 2 * 0 . 0 3 5 1 6 2 . 1 9 * ( 1 0 . 0 3 5 ) 1 6 1 . 7 3 / ( )p w p o w p w wC C x C x k J k m o l k        塔顶温度 Dt 下的气化潜热     8 0 6 0 8 0 7 8 . 6 6乙 醇 ： = 8 4 0 . 8 5 / 8 3 8 . 0 5 8 7 9 . 7 7 8 3 4 . 0 58 0 6 0 8 0 7 8 . 6 丙 醇 ： = 7 2 7 . 5 0 /7 2 5 . 3 4 7 5 7 . 6 0 7 2 5 . 3 4r k J k go otC roDx r k J k gD wr w       ( 1 ) 8 4 0 . 8 5 * 0 . 9 8 7 2 7 . 5( 1 0 . 9 8 ) 8 3 8 . 5 8 /r r x r x k J k gwo DD ： ． 0oC 时塔顶上升的热量 VQ ，塔顶以 0oC 为基准。 Q V C t Vγ MV P D D V D，其中        ( 1 ) 1 3 6 . 5 /1 3 8 . 3 9 / ( )8 3 8 . 5 8 /* 4 6 ( 1 ) * 6 0 4 6 . 1 5 /V R D k m o l hC k J k m o l kPDγ k J k gM y y k g k m o lV D D D则吉林化工学院化工原理课程设计 18       1 3 6 . 5 0 1 3 8 . 3 9 7 8 . 6 6 1 3 6 . 5 0 8 3 8 . 5 9 4 6 . 1 5 6 7 6 8 5 8 2 . 6 2 5 /Q k J hV 回流液的热量 RQ （此点为泡点回流） 此 温度下：  1 3 8 . 3 9 / ( )1 1 3 . 7 5 /C k J k m o l kPRotCRL R D k m o l h 则     1 1 3 . 7 5 1 3 8 . 3 9 7 8 . 6 6 1 2 3 8 2 5 4 . 9 0 4 /Q L C t k J hR P R R 塔顶馏出液的热量 DQ ，因馏出口与回流口相同，所 1 3 8 . 3 9 / ( )C k J k m o l kPD    * 3 6 0 0 * 1 3 8 . 3 9 * 7 8 . 6 6 2 4 7 6 5 1 /3600Q D C t k J hD P D D 进料的热量 FQ   100 * 3 6 0 0 * 1 5 5 . 0 3 * 8 9 . 6 7 1 3 9 0 1 5 4 /3600Q F C t k J hF P F F 塔底残液的热量 WQ    * 3 6 0 0 * 1 6 1 . 7 3 * 9 6 . 2 4 1 2 0 2 3 8 8 /3600Q W C t k J hW P W W 冷凝器消耗的热量 CQ       6 7 6 8 5 8 3 1 2 3 8 7 5 2 4 7 6 5 1 5 2 8 2 6 7 7 /Q Q Q Q k J hV R DC 再沸器提供的热量 BQ （全塔范围内列衡算式）塔釜热损失 10%，则 损Q = 吉林化工学院化工原理课程设计 19    =BF C 损Q Q Q Q Q QWD 再沸器的实际热负荷    0 . 9 = = 5 2 8 6 6 7 + 1 2 0 2 3 8 8 + 2 4 7 6 5 1 1 3 9 0 1 5 4。