乙醇水筛板精馏塔设计化工原理课程设计(编辑修改稿)

乙醇水筛板精馏塔设计化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

      全塔物料衡算： 进料量： F=30 吨 /天 =  30000 5 1 . 0 9 6 /2 4 0 . 2 3 4 6 . 0 7 0 . 7 7 1 8 . 0 1 k g m o l    全塔物料衡算式： F=D+W F𝑥𝐹 = D𝑥𝐷 +W𝑥𝑊 解之得： D= kmol/h ， W= kmol/h 表 3 物料衡算表 项 目 数 值 进料流量 F， kmol/h 塔顶产品流量 D， kmol/h 塔釜残液流量 W， kmol/h 进料组成， xF(摩尔分数） 塔顶产品组成， xD(摩尔分数） 塔釜残液组成， xW(摩尔分数） 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 最小回流比 平衡线方程 xxxxxxy )(1 )1(1      10 因为 1q 所以  相平衡方程： ( 1)qxy x 泡点进料 ： qyy 最小回流比 ： m i n 0 . 8 2 6 4 0 . 2 6 2 3 . 6 2 70 . 2 6 2 0 . 1 0 6 4DqqqxyR yx    确定最适操作回流比 R 由 Fenske 方程计算最小理论板数 Nmin 图 3 吉利兰关联图 为了避免吉利兰图反复转载以及查图误差，可由下面公式计算 N 的值 X = 𝑅−𝑅min𝑅+1 (17) Y = 𝑁−𝑁minN+1 (18) Y = 1−exp [(1+𝑋)(𝑋−1)(11+𝑋)√𝑋 ] (19) Y = −𝑋 m in1lg1 1 ( )lgwDDwmxxxxN    不 包 括 塔 釜11 (110)表 4 R~NT 关系计算结果 R X Y NT 图 4 NTR 关系图 由图可知最适回流比 R= 图解法求理论板数及加料板位置 精馏段和提馏段操作线方程的确定 精馏段： 5 . 0 7 8 6 . 4 0 4 3 2 . 5 2 0 /L R D k m o l h    ( 1 ) ( 5 . 0 7 8 1 ) 6 . 4 0 4 3 8 . 9 2 4 /V R D k m o l h      111  RxxR Ry Dnn 精馏段操作线方程： 1 0 .8 3 5 0 .1 3 4nnyx  (111) 提馏段： F 3 2 . 5 2 0 1 5 1 . 0 9 6 8 3 . 6 1 6 /L l q k m o l h      ( 1 ) 3 8 . 9 2 4 ( 1 1 ) 3 8 . 9 2 4 /V V q F F k m o l h       12 1m m wLWy x xVV  提馏段操作线方程： 1 2 .1 4 8 0 .0 0 1 3 5mmyx  (112) 理论板数及加料板位置 精馏段： 由平衡线方程的：yyx  与 1 0 .8 3 5 0 .1 3 4nnyx 联立 已知 y1=xD= x1= 11 0 .6 1 0 33 .0 4 2 .0 4y y  y2= 10 .8 3 5 0 .1 3 4 0 .6 4 3 6x   依次类推，可得： x1 = y1 = x2 = y2 = x3 = y3 = x4 = y4 = x5 = y5 = x6 = y6 = X5= xq= 提馏段 由平衡线方程的：yyx  与 1 2 .1 4 8 0 .0 0 1 3 5mmyx 联立 = 666 0 .0 7 6 73 .0 4 2 .0 4yx y 依次类推： x6 = y6 = x7 = y7 = x8 = y8 = x9 = y9 = x10 = y10 = x11 = y11 = x12 = y12 = x13 = y13 = x14 = y14 = x15 = y15 = 13 x16 = y16 = x17 = y17 = x17=xw= 综上所述，理论板总数 NT =17，进料板位置 NF =5 实际板数及加料板位置确定 全塔效率由 O’connell关联式计算 20℃ 时，水的粘度为 ， 乙醇的粘度为 塔进料液体平均摩尔粘度 𝜇𝐿 = (1−)+= TE = m = 根据公式： TTP ENN  （ 113） 得： 精馏段的塔板数 : 5 84PN  取整 10 块，考虑安全系数加一块为 11 块 提馏段的塔板数： 12 2 8 .0 34 2 .8 %PN  取 21 块，考虑安全系数加一块为 22 块。 故进料板为 11 块，实际塔板数 33 块。 表 5 塔板计算结果 项目 值 回流比 理论板数 17 板效率 % 实际板数 33 理论加料位置 5 实际加料位置 11 四、塔板结构设计 气液体积流量 精馏段的气液体积流量 由图 2 乙醇 水相图可知， td=℃ (塔顶第一块板 ) tf=℃ (加料版 ) tw=℃ (塔底 ) xF=, xD= 由相图查得 yF=， yD=,由公式（ 16）可得 MVF= ， MVF=精馏段的平均温度： Cttt fdm  14 提馏段的平均温度： Cttt fwm  , 表 6 精馏段溶液参数 项目 参数 位置 进料板 塔顶第一块板 摩尔分数 xF= xD= yF= yD= 摩尔质量 kg/mol MF= MD= MVF= MVD= 温度 /℃ 液相平均摩尔质量： ( ) / 2 ( 2 0 . 9 4 5 4 1 . 1 9 9 ) / 2 3 1 . 0 7 2 /FDM M M k g k m o l     液相平均温度： Cttt DFm  )(2/)( 表 7 乙醇和水的密度 温度（ ℃ ） 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 乙醇的密度（ kg/m3) 795 785 777 765 755 746 735 730 716 703 水的密度（ kg/m3) 951 在平均温度为 C 时 用内插法求得： 3/1 7 7 1 mkg水 3/1 1 3 5 mkg乙醇 液相平均密度为精馏段的液相负荷 5 . 0 7 8 6 . 4 0 4 3 2 . 5 2 0 /L R D k m o l h    33 2 . 5 2 0 3 1 . 0 7 2 1 . 2 6 3 /800n lmLML m h    由 RTMmn R TPV  PRTRTVmPM  所以： RTPM 水乙醇 lmxlmxlm, 11  （ 114） 其中，平均质量分数 )(, lmx 则： 0 0 1 2 1 7 7 1 1 3 5 lm 所以 3/800 mkglm  精馏段塔顶压强 aD KPP 0 0 14  15 若取单板压降为 ， 则： 进料板压强： 11 D aP P K P    气相平均压强： 1 0 5 . 3 1 1 3 . 0 1 0 9 . 1 522DFmaPPP K P    气相平均摩尔质量： 2 9 . 8 5 4 4 1 . 3 0 3 3 5 . 5 7 8 /22V F v dVm MMM k g k m o l    气相平均密度： 311 35 .57 8 66 / 14 ( 80 .89 27 5 )F V mVm PM k g mRT    气相负荷： ( 1 ) ( 5 . 0 7 8 1 ) 6 . 4 0 4 3 8 . 9 2 4 /V R D k m o l h      33 8 . 9 2 4 3 5 . 5 7 8 1 0 1 3 . 7 9 / h1 . 3 6 6Vmn vmVMVm    表 8 精馏段的负荷 名称 气相 液相 平均摩尔质量 kg/kmol 平均密度 kg/m3 800 体积流量 m3/h 提馏段的气液体积流量 由图 2 乙醇 水相图可知， td=℃ (塔顶第一块板 ) tf=℃ (加料版 ) tw=℃ (塔底 ) xF=, xW= 由相图查得 yF=， yW=,由公式（ 16）可得 MVF= ， MVF=表 9 提馏段溶液参数 位置 进料板 塔釜 摩尔分数 xF= xW= yF= yW= 摩尔质量 kg/mol MF= MW= MVF= MVW= 温度 /℃ 采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的气液相负荷 表 10 精馏段的负荷 名称 气相 液相 平均摩尔质量 kg/kmol 平均密度 kg/m3 体积流量 m3/h 16 塔径计算 塔径初步估算 表 11 塔板间距和塔径的经验关系 塔径 D/m 塔板间距 HT/m ≥ 说明：工业塔中，板间距范围 200~900 mm 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。 由以上的计算结果可以得到 塔的平均蒸汽流量： 310 13 .79 13 53 .83 11 83 .81 /22sj sTS VVV m h    塔的平均液相流量： /22Sj STS LLL m h    塔的液相平均密度 : 3800 /22L j L iL k g m     塔的气相平均密度 : 66 3 98 /22V j V iV k g m     由塔径公式 uVD s4 （ 115） 可知：由于示意的空塔气速 axumu )(  ，因此，需先计算出最大允许气速 axum。 即 vcum vLax    （ 116） 取塔板间距 mHT  ，板上液高度 mmmH L  那么分离空间高度： mHH LT  气液动能参数： 1 . 6 0 7 8 6 2 . 2 5 0 . 0 2 3 41 1 8 3 . 8 1 2 . 8 9 8S LSVLV     17。