乙醇-丙醇筛板式精馏塔的设计(编辑修改稿)

乙醇-丙醇筛板式精馏塔的设计(编辑修改稿)内容摘要：

  (5) 因为 q=1 11FqXyxqq (6)   e FFxxy xx (7) （ 6），（ 7）联立得：  吉林化工学院化工原理课程设计 9 代入式（ 5）可以求得：min 1 08 08 1R 取操作回流比min2 热量衡算 加热介质的选择 常用的介质有饱和水蒸汽和烟道气。 饱和水是一种应用最广的加热剂。 由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。 燃料燃烧所排放的烟道气温可达 100～ 1000℃，适用于高温加热。 烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。 本设计采用 300kPa(温度 ℃ )的饱和水 蒸气作为加热物质。 水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。 本设计建厂吉林地区，吉林夏季最热月份日平均气温为 25℃。 故选用 25℃的冷凝水，选温升 10℃，即冷却水的出口温度为 35℃。 比热容及汽化潜热的计算 乙醇丙醇比热容及汽化潜热与温度关系表 温度 60 70 80 90 100 乙醇 汽化热 比热容 丙醇 汽化热 比热容 (1)、比热容的计算（根据上表，利用插值法计算） 塔顶温度 tD 下的比热容（ ℃） 80 70 80 79. pC 乙 醇 求得 CpD =()=同理求得 CpD=   P=C .PDC DP 乙 醇 DX +C （ 1X ） = + =140 02KJ/ 同理分别求得进料温度 tF= Cp 乙醇 =   = 39。 39。 ( 1 ) = 4W F W FABx x x x mPa sL2μ 塔底温度 tW= Cp 乙醇 == (2)、汽化潜热的计算（方法与次热熔的算法相同） 乙 醇丙 醇 ℃= / g=726 .62 2KJ /KgDtr KJ Kr 乙 醇丙 醇 ℃= / g=714 .68 7KJ /KgFtr KJ Kr 乙 醇丙 醇 ℃= / g= KJ/KgWtr KJ Kr 吉林化工学院化工原理课程设计 10 热量衡算 ① 0℃时塔顶上升的热量： Qv，塔顶以 0℃为基准 （     ( 1 ) 205 .51 8 / , 160 .46 8 mol /hV R D Kmo l h L RD K）        20 5. 51 8 ( 13 9. 76 9 79 .2 2 81 9. 13 8 46 ) 10 01 95 87 .8 5v PD D D VDQ V C t V r M ② 回流液的热量： Qr ,tD=℃ 此温度下 13 9. 76 9 / .PRC KJ Km ol k Qr=L PRC tR==③ 塔顶流出液的热量： DQ 因为塔顶流出液与回流液组成相同 PDC = KJ/h   45. 05 139 .76 9 79. 22 498 816 .1 / (HT ML tra nsl at ion failed)D PD DD C t X X KJ h ④ 进料的热量： QF   10 0 15 7. 5 86 .4 8 13 62 06 0 /F PF FQ F C t X X KJ h ⑤ 塔底残液的热量： WQ   54 .9 5 18 2. 12 6 96 .3 5 96 49 63 .3 /W PW WW C t X X KJ h ⑥ 冷凝器消耗的热量： CQ        /C V R DQ Q Q KJ 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 = B F C W DQ Q Q Q Q Q     损 再沸器的实际热负荷：          774 398 964 963 .3 498 816 .1 136 206 0 784 57 09. 3 /B C W D FQ Q Q Q Q KJ 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/ _ _ 热量Q/(KJ/h) 1362060 8717454.8 理论塔板数的计算 精馏塔的气、液相负荷              39。 39。 68 /( 1 ) ( 1 ) 18 / 68 /( 1 ) 18 /L RD kmol hV R D kmol hL L qF kmol hV V q F kmol h 吉林化工学院化工原理课程设计 11 求操作线方程 精馏段操作线方程 111 DRy x xRR ，代入数据得： 0. 78 08 0. 20 63yx （ 8） 精馏段操作线方程 39。 1 139。 39。 WRy x xRR ，（ 39。 39。 VR W ），代入数据得：  1. 26 74 0 .0 08 3 （ 9）  =，则相平衡方程为      ( 1 ) 5 5 1 5n n nnnn n ny y xx y y x或 y （ 10） 用逐板法计算理论层板数 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 底层塔板 13 塔釜 吉林化工学院化工原理课程设计 12 （ 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=℃ sAA  m p a4 7 5 6 0 04 9 6 801 0 0  sBB  m p a5 9 4 4 0 06 1 4 801 0 0  提馏段平均温度 t1=℃ smpaB   . 80100  s  80  精馏段粘度： smpaXXXX FDFdL   )21(21  提馏段粘度： smpaXXX FWFWL   )21(22  板效率： 精馏段： ＝    . 49 0. 49 2. 09 9 0. 48 14rE L1μ 提馏段： ＝    . 49 0. 49 2. 04 2 0. 48 86rE L2μ 精馏段实际板层数 ： 6r  rNNN 精 吉林化工学院化工原理课程设计 13 提馏段实际板层数 ： 7r  ENN r提 全塔所需总板数： 块提精 281513p   NNN pP (不包括塔底再沸器 ) 全塔效率：   r 13 1100% 42. 86%28rpNE N 加料板位置在  6 13. 块 板 处 吉林化工学院化工原理课程设计 14 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 平均摩尔质量计算 塔顶 x      1 46. 41 k /VDM D A D BM y M y M g kmo l    1 82 /LDM D A D Bx M x kg kmo l 进料板       1 51. 31 k /VFM F A F BM y M y M g kmo l    1 53. 82 /LFM F A F Bx M x kg kmo l 塔釜 吉林化工学院化工原理课程设计 15       1 59. 12 k /VWM W A W BM y M y M g kmo l    1 56LWM W A W Bx M x kg 精馏段    1 48. 86 /VM VDM VFMM M M kg kmo l    1 50. 32 /LM LDM LFMM M kg kmo l 提馏段    2 55. 21 /VM VDM VFMM M M kg kmo l    2 56. 69 /LM LDM LFMM M kg kmo l 平均密度计算： 液相平均密度 塔顶  ℃，通过内差法：      33380 70 80 2= 743. 2 /742. 3 754. 2 742. 380 70 80 2= 749. 5 /748. 7 759. 6 748. 71 1 1 1 744. 2 /743. 79 749. 94ADADBDBDDDkg mkg mkg m 进料板  ℃   333100 90 100 8= 734. 57 /717. 4 730. 1 717. 4100 90 100 8= 741. 51 /726. 1 737. 5 726. 11 1 1 1 731. 9 /727. 71 735. 36AFAFBFBFFFkg mkg mkg m 进料板  ℃ 吉林化工学院化工原理课程设计 16      3AWAW3BWBW3FW100 90 100 = kg / m 100 90 100 = kg / m 1 1 kg / m 4 6 精馏段液相平均密度     LM 1 LD M LF M( ) / 2 73 83kg/m 提馏段液相平均密度     1 ( ) / 2 73 0. 6LM LD M LF M3/kg m 气相平均密度 塔顶压强： 100kPaPD 精馏段：    10 0 0. 7 19 10 6. 3k paP F 100 kpa 提镏段：     10 0 0. 7 ( 28 13 ) 11 0. 5k paWP  kpa 有理想状态方程计算，即     311 103 .15 48. 86 03 / 14 ( 82. 85 273 .15 )m VMVM mPM kg mRT 3/)( mkgRTMmVMVM    液相表面张力计算。