乙醇-丙醇篩板式精餾塔的設計(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 ? ? (5) 因為 q=1 11FqXyxqq???? (6) ? ????? ???e FFxxy xx (7) （ 6），（ 7）聯立得：? ? 吉林化工學院化工原理課程設計 9 代入式（ 5）可以求得：????min 1 08 08 1R 取操作回流比??min2 熱量衡算 加熱介質的選擇 常用的介質有飽和水蒸汽和煙道氣。飽和水是一種應用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸汽冷凝時的傳熱系數很高，可以通過改變蒸汽壓力準確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫可達 100～ 1000℃，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點是比熱容及傳熱系數很低，加熱溫度控制困難。本設計采用 300kPa(溫度 ℃ )的飽和水 蒸氣作為加熱物質。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應降低，塔結構也不復雜。 冷卻劑的選擇 常用的冷卻劑是水和空氣，應因地制宜地加以選用。本設計建廠吉林地區，吉林夏季最熱月份日平均氣溫為 25℃。故選用 25℃的冷凝水，選溫升 10℃，即冷卻水的出口溫度為 35℃。 比熱容及汽化潛熱的計算 乙醇丙醇比熱容及汽化潛熱與溫度關系表 溫度 60 70 80 90 100 乙醇 汽化熱 比熱容 丙醇 汽化熱 比熱容 (1)、比熱容的計算（根據上表，利用插值法計算） 塔頂溫度 tD 下的比熱容（ ℃） ???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/ 同理分別求得進料溫度 tF= Cp 乙醇 =????? ? ? ?= 39。 39。( 1 ) = 4W F W FABx x x x mPa sL2μ 塔底溫度 tW= Cp 乙醇 =?= (2)、汽化潛熱的計算（方法與次熱熔的算法相同） ?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 吉林化工學院化工原理課程設計 10 熱量衡算 ① 0℃時塔頂上升的熱量： Qv，塔頂以 0℃為基準 （? ? ? ? ? ?( 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 回流液的熱量： Qr ,tD=℃ 此溫度下? 13 9. 76 9 / .PRC KJ Km ol k Qr=L PRC tR==③ 塔頂流出液的熱量： DQ 因為塔頂流出液與回流液組成相同 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 進料的熱量： QF ? ? ?10 0 15 7. 5 86 .4 8 13 62 06 0 /F PF FQ F C t X X KJ h ⑤ 塔底殘液的熱量： 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 冷凝器消耗的熱量： CQ ? ? ? ? ? ? ? /C V R DQ Q Q KJ h ⑦ 再沸器提供的熱量： BQ （全塔范圍內列衡算式）塔釜熱損失為 10%，則 Q損 = B F C W DQ Q Q Q Q Q? ? ? ? ? 損 再沸器的實際熱負荷： ? ? ? ? ? ? ? ? ? 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 計算得 QB= ⑧ 熱量衡算計算結果： 項目 進料 冷凝器 塔頂溜出液 塔底殘液 再沸器 平均比熱容KJ/ _ _ 熱量Q/(KJ/h) 1362060 8717454.8 理論塔板數的計算 精餾塔的氣、液相負荷 ? ? ? ?? ? ? ? ? ?? ? ?? ? ? ?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 吉林化工學院化工原理課程設計 11 求操作線方程 精餾段操作線方程 111 DRy x xRR???? ，代入數據得： ??0. 78 08 0. 20 63yx （ 8） 精餾段操作線方程 39。 1 139。39。 WRy x xRR?? ??，（ 39。39。 VR W? ），代入數據得： ? 1. 26 74 0 .0 08 3 （ 9） ? =，則相平衡方程為 ??? ? ?? ? ? ?( 1 ) 5 5 1 5n n nnnn n ny y xx y y x或 y （ 10） 用逐板法計算理論層板數 聯立（ 8）、（ 9）、（ 10） Yn1 xn1 yn xn yn+1 xn+1 在同一塔板上的計算運用相平衡方程，上下塔板間的計算，運用操作線方程 表 22 塔板物料數據 層數 y值 x值 備注 1 塔頂 2 3 4 5 6 進料板 7 8 9 10 11 12 底層塔板 13 塔釜 吉林化工學院化工原理課程設計 12 （ 4） 實際板層數的求取 表 23 乙醇、正丙醇黏度表 物質 t/℃ 60 80 100 乙醇 正丙醇 精餾段平均溫度 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 ?? 提餾段平均溫度 t1=℃ smpaB ?????? ? . 80100 ?? s???????? ?? 80 ?? 精餾段粘度： smpaXXXX FDFdL ?????? ?? )21(21 ??? 提餾段粘度： smpaXXX FWFWL ?????? ?? )21(22 ? 板效率： 精餾段：? ＝ ?? ? ? . 49 0. 49 2. 09 9 0. 48 14rE L1μ 提餾段： ＝? ?? ? ? . 49 0. 49 2. 04 2 0. 48 86rE L2μ 精餾段實際板層數 ： 6r ??? rNNN 精 吉林化工學院化工原理課程設計 13 提餾段實際板層數 ： 7r ???? ENN r提 全塔所需總板數： 塊提精 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. 塊 板 處 吉林化工學院化工原理課程設計 14 第 3 章 板式塔主要工藝尺寸的計算 塔的工藝條件及物性數據計算 乙醇和丙醇物性數據 表 31液相密度 溫度 t,℃ 70 80 90 100 110 ρ A,kg/m3 ρ B,kg/m3 表 32 液體的表面張力σ 溫度 t,℃ 60 80 100 σ A,mN/m σ B,mN/m 表 33 液體的粘度μ L 溫度 t,℃ 60 80 100 μ LA mPa μ LB mPa 平均摩爾質量計算 塔頂 ?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 進料板 ? ? ? ?? ? ? ?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 吉林化工學院化工原理課程設計 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 精餾段 ? ?? ? ?1 48. 86 /VM VDM VFMM M M kg kmo l ? ?? ? ?1 50. 32 /LM LDM LFMM M kg kmo l 提餾段 ? ?? ? ?2 55. 21 /VM VDM VFMM M M kg kmo l ? ?? ? ?2 56. 69 /LM LDM LFMM M kg kmo l 平均密度計算： 液相平均密度 塔頂 ? ℃，通過內差法： ???????? ???? ???? ? ? ?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 進料板 ? ℃ ?????????? ? ?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 進料板 ? ℃ 吉林化工學院化工原理課程設計 16 ???????? ???? ???? ? ? ?3AWAW3BWBW3FW100 90 100 = kg / m 100 90 100 = kg / m 1 1 kg / m 4 6 精餾段液相平均密度 ? ? ?? ? ?LM 1 LD M LF M( ) / 2 73 83kg/m 提餾段液相平均密度 ? ? ?? ? ?1 ( ) / 2 73 0. 6LM LD M LF M3/kg m 氣相平均密度 塔頂壓強：? 100kPaPD 精餾段： ? ? ? ?10 0 0. 7 19 10 6. 3k paP F ???100 kpa 提鎦段： ? ? ? ? ?10 0 0. 7 ( 28 13 ) 11 0. 5k paWP ? kpa 有理想狀態方程計算，即 ? ?? ? ??? 311 103 .15 48. 86 03 / 14 ( 82. 85 273 .15 )m VMVM mPM kg mRT 3/)( mkgRTMmVMVM ??? ??? ? 液相表面張力計算