乙醇水精馏塔设计计算书(编辑修改稿)

乙醇水精馏塔设计计算书(编辑修改稿)内容摘要：

取 每层塔板压降 P 进料板压力： PF 100+*18=109kPa 进料板： PF 109kPa ， XXAF 试差得 tF ℃ 提馏段实际板层数： =N实 际 11 块 塔釜压力： PW 109+*11= 塔釜： XXAW, PW ,试差得 tw 103℃ （ 3） 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度 tm （ +） /2=℃ 精馏段 pm （ 100+109） /2= 3 一些常见物质的安托因常数 百度文库 tm （ +103） /2=℃ 提馏段 pm （ 109+） /2= B. 平均摩尔质量计算： MVDm*46+（ ） *18= 塔顶： MLDm*46+（ ） *18= MVFm *46+（ ） *18= 进料板： MLFm*46+（ ） *18= MVWm*46+（ ） *18= 塔釜： MLWm *46+()*18= 提馏段平均摩尔质量： 2MMV D m V F mMVm =（ +） /2= 2MML D m L F mMLm =(+)/2= 提馏段平均摩尔质量： 2MMVFm VW mMVm =(+)/2= 2MML F m L W mMLm =(+)/2= 表 22平均摩尔质量 塔顶 MVDm 精馏段平均摩尔质量 MVm MLDm MLm 进料板 MVFm 提馏段平均摩尔质量 MVm MLFm MLm 塔釜 MVWm MLWm C. 平均密度的计算 1) 气相平均密度的计算： PMVm RT  精馏段气相平均密 度计算： PMm V mVm RT *(*(+273))=3/kg m 提馏段气相平均密度计算： Vm  *(*(+273))= 3/kg m 2) 液相平均密度的计算： 1 1212aam   A 789 3/kg m B  998 3/kg m 8 46 ( 1 ) 8 46 ( 1 8 ) 18xMAAa Ax M x MA A A B       塔顶： 11 380 4. 16 /LD 0. 91 0. 0978 9 99 8k g mm aaABAB   进料板：0. 21 460. 21 46 ( 1 0. 21 ) 181 390 1. 3 /0. 40 5 0. 59 578 9 99 8aAk g mL F m   得 ： 塔釜： 0 .0 0 5 6 8 4 6 0 .0 1 40 .0 0 5 6 8 4 6 ( 1 0 .0 0 5 6 8 1 81 39 9 4 .3 /LW 0 .0 1 4 0 .9 8 67 8 9 9 9 8aAk g mm   ）得 ： 精馏段液相平均密度： 8 0 4 . 1 6 9 0 1 . 3 38 5 2 . 7 3 /2 k g mLm  提馏段液相平均密度： 9 0 1 . 3 9 9 4 . 3 39 4 7 . 8 /2 k g mLm  表 23液相平均密度 塔顶 aA LDm 38 0 4 .1 6 /kg m 进料板 aA LFm /kg m 塔釜 aA LWm /kg m 精馏段平均密度 Lm 38 5 2 .7 3 /kg m 提馏段平均密度 Lm /kg m D. 液体平均表面张力计算： 液体平均表面张力计算根据以下公式 xiLm i 塔顶 : =t顶 ℃ 1 7 . 0 / , 6 2 . 6 /m N m m N mAB4 ( 1 ) 0 . 7 9 8 1 7 . 0 ( 1 0 . 7 9 8 ) 6 2 . 6 2 6 . 2 1 1 2 /11x x m N mL D m A B           进料板： tF ℃ 1 5 . 3 / , 5 9 . 5 /m N m m N mAB ( 1 ) 0 . 2 1 1 5 . 3 ( 1 0 . 2 1 ) 5 9 . 5 5 0 . 2 1 8 /x x m N mL F m F A F B           塔釜： tw 103℃ 1 4 . 8 / , 5 8 . 2 /m N m m N mAB 0 . 0 0 5 6 8 1 4 . 8 ( 1 0 . 0 0 5 6 8 ) 5 8 . 2 5 7 . 9 5 /m N mL W m       精 馏 段 液 体 平 均 张 力 ：2 6 .2 1 1 2 5 0 .2 1 8 3 8 .2 1 4 6 /22L D m L F m m N mLm     4 《化工原理》（第三版，天津大学出版社，姚玉英等）书中附录 十九液体的表面张力 提馏段液体平均张力： 57 .95 50 .21 8 54 .08 4 /22L W m L F m m N mLm     表 24液体平均张力 塔顶 t顶 81.℃ 塔釜 wt 103℃ A /mNm A /mNm B /mNm B /mNm LDm /mNm LWm /mNm 进料板 Ft ℃ 精 馏 段 液体 表 面 平均张力 Lm /mNm A /mNm B /mNm 提 馏 段 液体 表 面 平均张力 Lm /mNm E. 气液相体积流量计算： ( 1 ) 3 . 2 5 4 1 7 2 . 8 /V R D k m o l h     精馏段 ： 气相体积流量： 36 .62 /3600 3600 VM vmV m sh vm   液相体积流量2 . 2 5 4 1 1 8 . 8 /1 1 8 . 8 3 2 . 1 1 2 31 . 2 4 1 03 6 0 0 3 6 0 0 8 5 2 . 7 3L R D k m o l hLM LmLh Lm        提馏段： 气相体积流量 ： 39。 ( 1 ) 3 . 2 5 4 1 7 2 . 8 /V V R D k m o l h      39。 39。 1 7 2 .8 2 5 .8 439。 3 1 .3 3 /39。 3 6 0 0 0 .9 33600VM vmV m shvm   液相体积里流量：39。 11 8. 8 1 20 9. 4 32 8. 2 /39。 39。 32 8. 8 21 .0 19 5239。 3 32. 0 10 /39。 36 00 94 7. 83600L L qF k m ol hLM LmL m shLm          表 25汽液相体积 流量 计算 hV 3/ms 39。 hV /ms hL 4 10 3/ms 39。 hL 332. 0 10 /ms F. 塔径的计算： m a x Lm v muC vm， C由下式计算： 20 ()20CC, 20C 由 smith 图查取。 取塔板间距为 0 .3 5HmT  ， 板 上 液 层 高 度  ，0 . 3 5 0 . 0 5 0 . 3 0H h mTL    （ 1）精馏段塔径的确 定， 10 852 . ( ) ( ) 3281 .38 1 .27L h LV hV。