乙醇---丙醇二元物系筛板精馏塔设计课程设计(编辑修改稿)

乙醇---丙醇二元物系筛板精馏塔设计课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

     ⑥ 冷凝器消耗的热量： CQ 8042869. 317 /C V R DQ Q Q Q k J h    ⑦ 再沸器提供的热量： BQ （全塔范围内列衡算式）塔釜热损失为 10%，则 Q损 = BQ B F C W DQ Q Q Q Q Q     损 再沸器的实际热负荷： 0 . 9 8 0 4 2 8 6 9 . 3 1 7 9 3 6 2 6 8 . 2 2 2 5 5 0 4 5 7 8 . 3 5 8 8 1 3 9 7 9 3 8 . 4 5 4= 8 0 8 5 7 7 7 . 4 4 4 /B C W D FQ Q Q Q Q k J h        计算得 QB=⑧ 热量衡算计算结果： 项目 进料 冷凝器 塔顶溜出液 塔底残液 再沸器 平均比热容KJ/ 160886 _ _ 热量 Q/(KJ/h) 理论塔板数的计算 、液相负荷 吉林化工学院化工原理课程设计 10 1 6 1 .5 4 9 /( 1 ) 2 0 6 .6 0 0 /1 6 1 .5 4 9 1 1 0 0 2 6 1 .5 4 9 /( 1 ) 2 0 6 .6 0 0 /L R D k m o l hV R D k m o l hL L q F k m o l hV V q F k m o l h           精馏段操作线方程 DxRxR Ry nn 1111  ，代入数据得： 1 0 .7 8 1 9 0 .2 0 2 6nnyx  （ 8） 精馏段操作线方程 WxVWxVLy mm  1，代入数据得： 1 1 .2 6 5 9 7 0 .0 0 5 0 5mmyx  （ 9）  =，则相平衡方程为 ( 1 ) yy   （ 10） 联立（ 8）、（ 9）、（ 10） yn1 xn1 yn xn yn+1 xn+1 在同一塔板上的计算运用相平衡方程，上下塔板间的计算，运用操作线方程 表 22 塔板 物料数据 层数 y 值 x 值 备注 1 塔顶 2 3 4 5 6 进料板 7 8 9 10 11 12 吉林化工学院化工原理课程设计 11 13 底层塔板 14 塔釜 （ 4） 实际板层数的求取 表 23 乙醇、正丙醇黏度表 物质 t/℃ 60 80 100 乙醇 正丙醇 精馏段平均温度 t1= 1 0 0 8 0 = = 0 . 4 7 3 30 . 3 6 1 0 . 4 9 5 m P a s  （ ） （ ）（ ） （ ） = = 0 . 5 9 0 7 m P a s （ 10080 ） （ ）（ ） （ ） 提馏段平均温度 t1=℃ = = 0 . 4 1 6 1 m .P a s （ 10080 ） （ ） ’（ ） （ 0 . 3 6 1 ? ） ( 1 0 0 8 0 ) ( 1 0 0 9 1 . 7 7 5 ) 39。 0 . 5 1 5 9 .(0 . 4 4 4 0 . 6 1 9 ) (0 . 4 4 4 39。 ) m P a s      精馏段粘度： 提馏段粘度： 板效率： 精馏段：  ＝     . 4 9 0 . 4 9 2 . 0 8 7 0 . 5 1 0 9 0 . 3 7 7rE L1μ 提馏段：  . 4 9 0 . 4 8 0 1rE L2μ 精馏段实际板层数 ： 6= 1 5 . 9 1 60 . 3 7 7NrN Er   精 提馏段实际板层数 ： 1 = ( 1 )= 0 . 5 0 6 422d F d FABx x x x m P a s  Lμ= 39。 39。 ( 1 ) = 0 . 4 8 5 522W F W FABx x x x m P a s   L2μ吉林化工学院化工原理课程设计 12 8= 1 6 . 6 6 3 1 70 . 4 8 0 1NrN Er   提 全塔所需总板数： + =3 3p N N 精 提 块 (不包括塔底再沸器 ) 全塔效率：    r 1 4 11 0 0 % 3 9 . 3 9 %33r pNE N 加料板位置在 6 块 板 处 吉林化工学院化工原理课程设计 13 第 3 章 板式塔主要工艺尺寸的计算 塔 的工艺条件及物性数据计算 乙醇和丙醇物性数据 表 31 液相密度 温度 t,℃ 70 80 90 100 110 ρ A,kg/m3 ρ B,kg/m3 表 32 液体的表面张力σ 温度 t,℃ 60 80 100 σ A,mN/m σ B,mN/m 表 33 液体的粘度μ L 温度 t,℃ 60 80 100 μ LA mPa μ LB mPa 塔顶 x      1 4 6 . 5 0 k /V D M D A D BM y M y M g k m o l     1 4 6 . 9 9 /L D M D A D BM x M x M k g k m o l 进料板       1 5 1 . 4 8 k /V F M F A F BM y M y M g k m o l     1 5 3 . 9 9 /L F M F A F BM x M x M k g k m o l 塔釜   吉林化工学院化工原理课程设计 14     1 5 9 . 4 6 k /V W M W A W BM y M y M g k m o l     1 5 9 . 7 3 /L W M W A W BM x M x M k g k m o l 精馏段  1 0 . 5 4 8 . 9 9 /V M V D M V F MM M M k g k m o l      1 0 . 5 5 0 . 4 9 /L M L D M L F MM M M k g k m o l 提馏段    2 0 . 5 5 5 . 4 7 /V M V D M V F MM M M k g k m o l    2 0 . 5 5 6 . 8 6 /L M L D M L F MM M M k g k m o l ： 液相平均密度 塔顶  ℃，通过内差法：      3338 0 7 0 8 0 7 9 . 5 8= 7 4 2 . 8 /7 4 2 . 3 7 5 4 . 2 7 4 2 . 38 0 7 0 8 0 7 9 . 5 8= 7 4 9 . 2 /7 4 8 . 7 7 5 9 . 6 7 4 8 . 71 0 . 9 2 9 0 . 0 7 1 7 4 3 . 3 /7 4 2 . 8 7 4 9 . 2ADADBDBDDDk g mk g mk g m 进料板  ℃      3339 0 8 0 9 0 8 6 . 8 9= 7 3 3 . 9 /7 3 0 . 1 7 4 2 . 3 7 3 0 . 19 0 8 0 9 0 8 6 . 8 9= 7 4 0 . 9 /7 3 7 . 5 7 4 8 . 7 7 3 7 . 51 0 . 4 2 9 0 . 5 7 1 7 3 7 . 9 /7 3 3 . 9 7 4 0 . 9AFAFBFBFFFk g mk g mk g m 进料板  ℃      3AWAW3BWBW3FW1 0 0 9 0 1 0 0 9 6 . 6 6= 7 1 7 . 8 k g / m7 1 7 . 4 7 3 0 . 1 7 1 7 . 41 0 0 9 0 1 0 0 9 6 . 6 6= 7 2 9 . 9 k g / m7 2 6 . 1 7 3 7 . 5 7 2 6 . 11 0 . 0 1 9 0 . 9 8 1 7 2 9 . 7 k g / m7 1 7 . 8 7 2 9 . 9 吉林化工学院化工原理课程设计 15 精馏段液相平均密度     L M 1 L D M L F M( ) / 2 7 4 0 . 63kg/m 提馏段液相平均密度     1 ( ) / 2 7 3 0 . 8L M L D M L F M3/kg m 气相平均密度 塔顶压强： D 精馏段：    1 0 1 . 3 2 5 0 . 7 1 0 1 0 3 . 3 2 5 k p aFP 1 0 1 . 3 2 5 1 0 8 . 3 2 5 k p a 提镏段：    1 0 1 . 3 2 5 0 . 7 1 6 1 1 2 . 5 2 5 k p aWP 1 0 3 . 3 2 5 1 1 3 . 5 2 5 k p a 有理想状态方程计算，即     311 / ( )m VMVM mPM kg mRT * 2 1 1 0 . 4 2 5 5 5 . 4 72 2 . 0 1 938 . 3 1 4 ( 9 1 . 7 7 5 2 7 3 . 1 2 )P m M v m kglm mR Tm    塔顶  ℃ ,用内差法有：      80 60 80 79 .5 8= 18 .3 2 /18 .2 8 20 .2 5 18 .2 880 60 80 79 .5 8= 19 .4 4 /19 .4 0 21 .2 7 19 .4 0( 1 ) 18 .3 9 /σσσσσ σ σADADBDBDL D M A A D A B DmN mmN mx x mN m 进料板  ℃ : 吉林化工学院化工原理课程设计 16          10 0 80 10 0 86 .8 9 17 .5 9 /16 .2 9 18 .2 8 16 .2 910 0 80 10 0 86 .8 9 18 .7 5 /17 .5 0 19 .4 0 17 .5 0( 1 ) 18 .2 5 /AFAFBDBDL F M A A F A B FmN mmN mx x mN m 进料板  ℃ :          10 0 80 10 0 96 .6 6 16 .6 2 /16 .2 9 18 .2 8 16 .2 910 0 80 10 0 96 .6 6 17 .5 9 /17 .5 0 10 .4 0 17 .5 0( 1 ) 17 .5 7 /AWAWBWBWL W M A A W A B WmN mmN mx x mN m 精馏段平均表面张力 1 8 . 3 9 1 7 . 5 71 1 7 . 9 82 mNlm m  提馏段平均表面张力 2 m 摩尔流量 精馏段液相流量 :                 1311131113( 1 ) 2 0 6 . 6 0 0 /1 . 6 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 7 3 31 6 1 . 5 4 9 /1 6 1 . 5 4。