化工原理课程设计__乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计(编辑修改稿)

化工原理课程设计__乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计(编辑修改稿)内容摘要：

 niixi1 精馏段 Tf=℃时乙醇（ A） 的粘度μ AFAF   3 6 0 04 9 6 801 0 0 =•s TD=℃时 ADAD    6086 = Tw=℃时 AWAW    3 6 4 9 6 0 0 801 0 0 = 提馏段 Tf=℃时丙醇（ B）的粘度μ BFBF   4 4 0 06 1 4 801 0 0 = 吉林化工学院化 工原理课程设计 Td=℃时 BDBD    6086 = Tw=℃时 BWBW    80100 = μ D=+()= μ F=+()= μ w=+()= 所以，精馏段的平均粘度 μ （ 1） = 2 FD   = 提馏段的平均粘度 μ （ 2） = 2 FW   = ： а i=yixixiyi 11 由 xF＝ yF= 得 а F=  = 由 xD＝ yD= 得 9 6 9 3 3 9 6 D = 由 xw＝ yW= 得 吉林化工学院化 工原理课程设计 W = 精馏段相对挥发度：α 1=（α F+α D） /2= 提留段相对挥发度：α 2=（α F+α W） /2= 全塔相对挥发度 :α = WDF  = 塔板数的确定 回流比的确定 本设计为泡点进料 q=1 由 11Fqxyxqq ①； 221 ( 1)xy x  ② 可得 Xq=XF= 代入平衡线方程 得 yq= 最小回流比： 4 3 5 7 5 3 in  xqyq yqxR D= 回流比选取： m inR = R（ ） 本设计回流比选取 R=== 由于 in R RR 故先用捷算法试求理论板数 由 q=1, 经化简得 Nmin= )] )( g [ (lg )]1)(1l g [ (   w wDD x xxx =≈ 5（块） 查吉利兰图 得 in N NN 所以 N=≈ 9(块 )（不含再沸器） 汽液负荷计算： 吉林化工学院化 工原理课程设计 L=RD== V=(R+1)D=(+1)=100kmol/h L39。 =L+qF=RD+qF=+100X1= V39。 =V+(q1)F=V=(R+1)D=(+1)=100kmol/h 理论塔层数 NT 的求取 理论板数的求算法有逐板法和图解法，本设计才有逐板法。 精馏段操作线方程： yn+1= 11  RxxRR Dn= 18 1 9 3 1 8 1 nx =+ 提留段操作线方程 : ym+1=  39。 39。 39。 V xWxVL wm  mx 相平衡方程： y=xx )1(1  =  由泡点进料有； y1=XD= 利用各方程计算结果如下表 由逐板法可以求 : 序号 Y X 1 2 3 4 5 (进料处 ) 6 7 8 由平衡线操作数得；全塔理论版 NT=8 块（包括塔釜再沸器） ， 其中第 5 块板是进料板， 精馏段板数 N1=4块 提留段板数 N2=41=3 块 （不包括塔釜再沸器）。 实际板数的求取 全塔效率 ET= 吉林化工学院化 工原理课程设计 查塔顶塔底液相组成图，求得全塔平均温度 t= 2FD tt  = 2  =℃ 温度 t 时 μ A= AA    80100=μ B= BB    80100=查的该温度下液相组成 有； x A= 得，该温度下的进料液相平均粘度 有； μ m= A+()μ B=+()=故 ET==≈ % 实际板数 精馏段； N1=4/=≈ 12(块 ) 提馏段 ； N2=3/=≈ 9(块 )（包括再沸器） 知道板块数后可求得以下数值： 塔顶压强 PD=100kpa 取每块板压降 ,则进料板压强 PF=PD+= kpa 精馏段平均压强 P1=(PD+PF)/2=(+100)/2= 由精馏段平均温度 t1=℃ ρ v(1)= RTPMV1 =) 7 3(3 1 0 4  =塔顶压强 PD=100kpa，取每块板压降 , 则进料板压强 PF=PD+= kpa 塔底压强 Pw=PD+=100+= 提馏段平均压强 P2=(PF+Pw)/2=(+)/2= 由提馏段平均温度 t2=℃ 吉林化工学院化 工原理课程设计 )(   RT MP vV3/mkg 气液相体积流量计算 (1)精馏段 V=(R+1)D=(+1)=100kmol/h Vs= 113600VVVM =  =3/s L=RD== Ls= 113600LLVM =  = Lh= (2)提馏段 V39。 =V+(q1)F=V=(R+1)D=(+1)=100kmol/h Vs’ = 22360039。 VVMV  =  = L39。 =L+qF=RD+qF=+100X1= Ls’ = 22360039。 LLML  =  = Lh’= 塔径 及塔板主要工艺尺寸计算 塔径 D 初选塔板间距 HT=400mm,取板上清液高度 Hl= HThL=340mm. Fair 值； FLV=(Ls/Vs)(ρ L/ρ v)=()()= 查图（史密斯关联图）得 C20= 吉林化工学院化 工原理课程设计 依据 C=C20(б /20),校正得到物系表面张力б 1= 即 C=()= Umax=CVVLPPP  =  =由 u=（安全系数）  maxu ，安全系数 =~ maxu =LVVc 取安全系数为 ， U=== 故 D=uVs4== 按标准，塔径 圆整到 D= 则空塔气速 u= Fair 值； FLV=(Ls/Vs)(ρ L/ρ v)=()()= 设板间距 ， 板上清夜高度 与精馏段相同 HThL=340mm. 20C = 物系表面张力б 2= C=()= Umax=CVVLPPP  =  =取安全系数为 则 U===圆整到 D= 则空塔气速 u= 溢流装置的计算 本设计采用单溢流弓形降液管，平 型受液盘 及平行溢流堰，不设进口堰。 各项计算如下； (1)溢流堰长 吉林化工学院化 工原理课程设计 取 堰长 ,即 lw== （ 2）出口堰高 出口堰高 hw hw=Hlhow 由 lw/D=(lw)=查图（液流收缩系数图）有 E≈ . 依试21 3o w 1 2 .8 4 L sh = E1000 wL （ ） w L owh h h= 提留段 222 30w 2. 84 L sh = E1000 wL（ ）= 22w owLh h h = （ 3）弓形降液管宽度和截面积 由 WL  查图（弓型降液管的宽度与面积）得； wd/D=. Af/AT= 所以 wd=== 所以 Af= D4 2= 验算降液管内停留时间： 精馏段 由式 ssLsA f H T 0 0 9 4   提留段 ssLsA f HT 0 0 9 4   （ 4）降液管底缝高度 取降液管底缝的流速 u.’ =： 精馏段 mulLhws 01 6 00 0 85 010  吉林化工学院化 工原理课程设计 提馏段 mulLhws 0 0 33 020  塔板布置 ○ 1 边缘区宽度确定： 取 Ws=60mm,Wc=35mm 开孔区面积计算： Aa=   2 2 22 1 8 0 a r c s i n /x r x r r x r     其中 x=D/2(Wd+Ws)= m r=D/2Wc== m ∴ Aa=  2 2 20 . 3 8 6 0 . 5 6 5 0 . 3 8 6 3 . 1 4 0 . 5 6 5 1 8 0 ar cs i n 0 . 3 8 6 / 0 . 5 6 5     = 2m 筛孔计算及其开孔率： 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ =3 mm 碳钢管，取筛孔直径 do=5 mm。 筛孔按正三角形排列， 取 t/do= 所以空中心距 t=*5=15 mm。 筛孔数目： n=开孔率为 φ =AaAo =*（ d0/t） 2=％ 每层塔板上的开孔面积 Ao 为： 20 mAaA   气体通过筛孔的气速为 uo=Vs/Aa =提馏段 uo=Vs’ /Aa = 塔总体高度计算 精馏段 Z1=(N11)HT=(91)X400= 提馏段 Z2=(N21)HT=(121)X400= 吉林化工学院化 工原理课程设计。