-蹴
精馏段
[
设计计算
]
二，精馏流程的确定
乙醇
-<
/p>
水混合料液经原料预热器加热到泡点后，
送入上升蒸汽采用全凝器
冷凝后，
一部分
作为回流，
其余为塔顶
产品经冷凝器冷却后送到储槽。
塔釜采用间接蒸汽再沸器加热，
塔底
产品冷却后送入储槽，流程图为
三，精馏塔的工艺设计
第一部分
全塔工艺计算
1
．已知；塔顶，塔底，进料的摩尔分率为
X
D
=0.8265
X
W
=0.00012
X
F
=0.19
乙醇
-A
水
-B
M
A
=46.07
M
B
=18.02
平均分子量：
M
F
=0.19x46.07+(1-0.
19)x18.02=23.3495 kg/kmol
M
D
=0.8265x46.07+(1-0.8265)x18.0
2=41.203325 kg/kmol
M
W
=0.00012X46.07+(1-0.00012)X18
.02=18.023366
2.
物料恒算
F
?
=10800/(300x24)=1500kg/h
质量分数；
α
F
=(0.19x46.07)/[0.19x46.07+(1-0.00012)
x18.02]=0.37488
α
D
=.(8265x46.07)/[0.8265x46.07+(1-0.8265)x18.02]=0.
92412
α
w=(0.00012x46.07)/[0.
00012x46.07+(1-0.00012)x18.02]=0.000307
方程组；
D
?
X
D
+W
?
X
W
=F
?<
/p>
X
F
D
?
+
W
?
= F
?
即；
= >
D
?
=1500kg/h
1500 x0.92412+
W
?
x0.000307=
F
?
x0.37488
W
?
=2199.4645kg/h
1500+ W
?
=
F
?
F
?
= 3699.4645kg/h
= >
D=
D
?
/ M
D
=1500/41.203325=36.4048kmol/h
W=
W
?
/ M
W
=2199.4645/18.023366=122.0341
kmol/h
F=
F
?
/
X
F
=3699.4645/23.3495=158.438
7
kmol/h
三，塔板数的确定
（
1
）
根据乙醇
-
水的平衡数据做
x-y
和
t-x-y
图，并
分析图
1
．常压
下乙醇
-
水系统
t-x-y
数据；
沸点
t
°
C
99.9
99.8
99.7
99.5
99.2
99
98.75
97.65
95.8
91.3
87.9
85.2
83.75
82.3
乙醇分子％
液相
0.004
0.04
0.05
0.12
0.23
0.31
0.39
0.79
1.61
4.16
7.41
12.64
17.41
25.75
乙醇分子％
汽相
0.053
0.51
0.77
1.57
2.90
3.725
45
8.76
16.34
29.92
39.16
47.49
51.67
55.74
沸点
t
°
C
82
81.3
80.6
30.1
79.85
79.5
79.2
78.95
78.75
78.6
78.4
78.27
78.2
78.15
乙醇分子％
液相
27.3
33.24
42.09
48.92
52.68
61.02
65.64
68.92
72.36
75.99
79.82
83.87
85.97
89.41
乙醇分子％
汽相
56.44
58.78
62.22
64.70
66.28
70.29
72.71
74.69
76.93
79.26
81.83
84.91
86.40
89.41
（注）乙醇在
101.3
kpa
下的沸点为
78.4°
C
理论板数图：
（
2
）
泡点进料（
q=1
）在对角线上自点（
0.8265,0.8265
）做直线与相平衡线相切于点
e
，
切点坐标为
y
e
=0.734,X
e
=0.667
，最小回流比的计算式：
R
min
=( X
< br>D
-
y
e
)/( y
e
-
X
< br>e
)=(0.8265
-0.734
)/(0.734
-0.667
)=1.38
取操作回流比
R=2 R
min=
2x1.38=2.76
所以
：
精流段：
L=RD=2.76x36.4048=100.4772kmol/h
V=<
/p>
（
R+1
）
D=
（
1+2.76
）
x36.4048=136.882kmol/h
提馏段：
L
?
=L+qF=100.4772+279.5852x1
=380.0624kmol/h
V
?
=V
-(1-q)
F=V=136.882kmol/h
(3)
求理论板树数
N
T
精馏操作方程：
y=R/(R+1)X+
X
D
/(R+1)
即
y=0.734X+0.220
提馏操作方程：
y=(RD+qF)/[(R+1)D
-(1-q)F]X-(F-D)
X
W
/[(R+1)D
-(1-q)F
]
即
y=1.892X
-0.0001
(4)
由图解法知全塔共
17
块板，精馏段有
11
块，提馏段有
6
块（包括进料板）
，第
1
2
块板进料，
（
5
）计算全塔效率
E
T
根据《化工工程手册》
13
篇，
P234
，由
o
’
connell
得
–
0.245
，
其中，
μ
L
=
∑
x<
/p>
i
μ
E
T
=0.49(
α
μ
L
)
Li
x
< br>i
-
进料中各组分摩尔分率
μ
Li
-i
组分液态黏度
cp
由图
t-x-y
，查得，
t
顶
=78.5
°
C
，
t
底
=99.8
°
C
= >
t?
=(78.5+99.8)/2=89.15°
C
由图
t-x-y
，查
得，
t?
=89.15°
C
，
y
A
=0.359
x
A
=0.0615
α
=(y
A
/y
B
)/(x
A
/x
B
)=0.359/(1-0.359)/0.0615/(1-0.0
615)=8.55
t?
=89.15°
C,
得
μ
A
=0.3852
，
μ
B
=0.3199
所以，
μ
L
=
x
A
μ
A
+
x
B
μ
B
=
0.0615x0.3852+(1-0.0615)x0.3199=0.324cp
= >
E
T
=0.49x(8.55x0.324)
(6)
实际板数
N
全塔：
N
a
= (N-1)/
E
T
=(17-1)/0.382=41.8
块≈
42
块
精馏段：
< br>N
精
=11/0.382=28.8
块≈
29
块
–
0.245
=0.382
<
/p>
提馏段；
N
提
=
6/0.382=15.7
块≈
16
块
第
33
块板进料
第二部分
塔的工艺条件及物性数据计算
一，
（
1
）操作压
强
P
m
设塔顶的压强为
101.3kpa<
/p>
，取每层的压降为
?
p=0.67kpa
塔顶的压强
p
D
=101.3 kpa
p
F
=101.3+29x0.67=
120.73kpa
精馏段的平均操作压强为
p
m
=(101.3+120.73)/2=111.02 kpa
(2)
温
度
t
m
根据操作压强，依下式试差计算操作温度：
p=p
S
A
x
A
+p
S
B
x
B
lgp
S
=A
-B/(T+C)
试差计算结果，塔顶
t
D
=78.5
°
C,
t
F
=83.9°
C,
t
底
=99.8°
C
< br>，
则精馏段平均温度为；
t
m,
精馏
=
（
78.5+83.9
）
< br>/2=81.2°
C
t
m,
提馏
=
（
83.9+99.8
）
=91.85°
C
（<
/p>
3
）平均分子量
M
m
塔顶
x<
/p>
D
=y
1
=0.
8265,
x
1
=0.8216
M
VDm
=
0.8265x46.02+(1
-
0.8265)x18.0
=41.16kg/kmol
M
LD
m
=0.8216x46.072+(1
-
0.8216)x18.0=41.02 kg/kmol
进料
y
F
=0.486,
x
F
=0.137
M
VFm
=0.486x46.02+(1
-
0.486)x18.0= 31.62kg/kmol
M
LFm
=0.137x46.02+(1
-0.137
)x18.0=22.20 kg/kmol
精馏段平均分子量为：
M
Vm
精
=
（
41.16+31.62
）
/2=36
.39 kg/kmol
M
Lm
精
=
（
41.02+22.20
）
/2=31.61
kg/kmol
（
4
）平均密度
ρ
m
1.
液相密度
ρ
Lm
塔顶；
1/
ρ
Lm
=
α
A
/
ρ<
/p>
LA
+
<
/p>
α
B
/
ρ
LB
（
α
为质量分数）
t
D
=78.5
°
C,
用内差法得，
ρ
LA
=736.7kg/m
3
，
ρ
LB
=
972.7
kg/m
3
1/
ρ
Lm
=0.92/736.7+
（
1-0.92
）
/972.7=0.00133
=
>
ρ
Lm
=751.3
kg/m
3
进料；
由加料板液相组成
x
A
=
0.137
α
A
=
(0.137x46.07)/[0.137x46.07+(1-0.137)x18.02]=0.289
同理，
t
F
=83.9°
C,
ρ
LA
= 733.1
kg/m
3
，
ρ
LB
= 969.3 kg/m
3
1/
ρ
LmF
= 0.289/733.1+
（
1-
0.289
）
/969.3=0.0011
= >
ρ
LmF
=886.7
kg/m
3
故精馏段的平均液相密度
为：
ρ
Lm
精
=
（
753.3+886.7
）
/2=819.0 kg/m
3
2.
气相密度
ρ
mV
3
ρ
mV
精
=PM
Vm
精
/RT=
（
111.0
x36.39
）
/8.314x(81.2+273.1)=
1.37kg/m
(5)
液体的表面张力
σ
m
.
σ
m
=
∑<
/p>
x
i
σ
i
C,
σ
A
=0.01728 N /m
，
σ
B
=0.061253
N /m
塔顶
t<
/p>
D
=78.5
°
σ
m
=
∑<
/p>
x
i
σ
i
σ
m
顶
=
0.8265 x0.01728+
（
1-0.8265
）
x0.06238=0.02518 N /m
进料
<
/p>
t
F
=83.9°
C,
σ
A
= 0.1678 N /m
，
σ
B
= 0.06184
σ
m
进
=0.137x0.01678+(1-0.137)x0.06184=0.05567
N /m
则精馏段的平均表面张力为：
σ
m
（顶）
=
（
0.02518+0.05567
）
/2= 0.0404N /m
（
6
）液体黏度
μ
Lm
μ
Lm
=
∑
x
i
μ
i
C,
μ
A
=0.4500mpa
·
s,
μ
B
=0.3639
mpa
·
s
塔顶
t<
/p>
D
=78.5
°
μ
L
顶
=0.8265x0.4500+(1-0.8265)x0.3639=0.4351
mpa
·
s
进料
<
/p>
t
F
=83.9°
C,
μ
A
= 0.4166
mpa
·
s ,
μ
B
=0.3409 mpa
·
s
μ
L
进
=0.137x0.4166+(1-0.137)x0.3409=0.3513
mpa
·
s
则精馏段的平均液相黏度为：
μ
Lm
精
=
（
0.4351+0.3513<
/p>
）
/2=0.3932
mpa
·
s
二，列表：
乙醇
-
水的密度：密度
kg/m
3
温
度
°
C <
/p>
乙
醇
密
度
kg/m
3
水
密
度
kg/m
3<
/p>
温度
°
C
乙醇表面
张
力
x1000N/m
水表面张
力
N/m
20
795
30
785
40
777
50
765
60
755
70
746
80
735
90
730
100
716
110
703
998.2
995.7
992.2
988.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
951.0
水、乙醇的表面张力：
20
22.3
30
21.2
40
20.4
50
19.8
60
18.8
70
18
80
17.15
90
16.2
100
15.2
110
14.4
0.07267
0.07120
0.06963
0.06767
0.06620
0.06433
0.06257
0.06071
0.05884
0.05688
液体黏度；
温度
°
C
20
30
0.97
40
0.82
50
0.69
60
0.58
70
0.505
80
0.44
90
0.38
100
0.34
110
0.30
水的黏度
1.0050
0.8007
0.6560
0.5494
0.4688
0.4061
0.3565
0.3165
0.2838
乙醇黏度
1.18
三，精馏段气液负荷计算
V=<
/p>
（
R+1
）
D=
（
2.76+1
）
x36.44=137.01 kmol/h
V
S
=V M
Vm
精
/3600
ρ
< br>mV
精
=(137.01x36.39)/(3600x
1.37)=1.011m
3
/h
L=RD=2.76x36.44=100.57kmol/h
L
S
=L M
Lm
精
/3600
ρ
< br>L
m
精
=(100.57x31.61)/(3600x819)=0.0011
m
3
/h
L
h
=3600
L
S
= 3600x0.0011=3.96
m
3
/h
四，塔和塔板主要工艺尺寸计算
（
1
）
塔径
D
塔径初选；
H
T
=0.40 m,
取板上液层
高度为
h
L
=0.06m,
则
H
T
-
h
L
=
0.40-0.06=0.34m
-蹴
-蹴
-蹴
-蹴
-蹴
-蹴
-蹴
-蹴
-
上一篇：英语中一些重要的不定代词的用法
下一篇：微信报价单