应化1201万大苟(2)
工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。
39
1
第二章工艺流程草图及说明
首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇与水的分离。（工艺流程图附后）
冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇
↑回流↓
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔
↑回流↓
再沸器← → 塔底产品冷却器→水的储罐→水
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2
第三章 塔板的工艺计算
3.1 精馏塔全塔物料衡算
F:进料量(Kmol/s) XF:原料组成 D:塔顶产品流量(Kmol/s) XD:塔顶组成 W:塔底残液流量(Kmol/s) XW:塔底组成
45
原料乙醇组成: XF= =24.25%
4555?461893
塔顶组成: XD==83.86%
?4618
0.146塔底组成: XW==0.04% 0.199.9?4618
0.070.93
86.67*1000*(?)
馏出液量D==0.02418 Kmol/s
24*3600
物料衡算式:F=D+W
F XF=D XD+W XW
联立代入求解:F=0.08373Kmol/s W=0.05955 Kmol/s
3.2 乙醇和水的物性参数计算
3.2.1温度
常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系
利用表中数据由内差可求得tF tD tW
① t89.0?86.7F :7.21?9.66=tf?89.0
11.5?7.21 tF=87.96℃ ② t: :78.15?78.41td?78.15
D89.43?74.42=86.0?89.43 tD =78.54℃
③ t100?95.5tw?100W :0?1.90=0.04?0 tW =99.97℃ ④ 精馏段平均温度:1=tf?td87.96?78.54
2=2=83.25℃
⑤ 提留段平均温度:2=tf?tw87.96?98.97
2=2=93.46℃
3.2.2密度
已知:混合液密度:1?aA?aB
?
l?A?B
混合气密度:?V?T0P22.4TP
塔顶温度: tD=78.54℃
气相组成y78.41?78.15
D:78.15?89.43?78.54?78.15
100y yD=86.83%
D?89.43
进料温度: tF=87.96℃
气相组成y89.0?86.789.0?84.97
F:38.91?43.75?38.91?100y yF=41.09%
F
塔底组成: tW=98.97℃
气相组成y95.5100?99.91
w:100?
0?17.0?0?100y yw=0.34%
w
39 4
(1)精馏段
xD?xF83.86%?24.25%??54.06% 22
yD?yF86.83%?41.09%??63.96% 气相组成y1:y1?22液相组成x1:x1?
所以L1?46*0.5406?18*(1?0.5406)?33.14kg/mol
V1?46*0.6396?18*(1?0.6396)?35.91kg/mol
(2)提留段
xW?xF0.04%?24.25%??12.15% 22
yW?yF0.34%?41.09%??20.72% 气相组成y2:y2?22液相组成x2:x2?
所以L2?46*0.1215?18*(1?0.1215)?21.40kg/mol
V2?46*0.2027?18*(1?0.2027)?23.80kg/mol
tF=87.96℃ ?CF?732.5 ?wF?966.6
1
?F?0.451?0.45 ?F?845.07kg/m3 ?732.5966.6
tD=78.54℃ ?CD?744.04 ?WD?956.49kg/m3 1
?D?0.931?0.93 ?D?756.49kg/m3 ?744.04972.7tW=98.97℃ ?CW?718.71 ?wW?959.1kg/m3
1
?W?0.0011?0.001 ?W?958.78kg/m3 ?718.71959.1
所以?L1?845.07?756.49?800.78kg/m3 22
?F??W845.07?958.78?L2???901.93kg/m3 22?
39 5 ?F??D
?VF?
MPTMP0.1203*101.3(46*0.2425?18*0.7575)?0.??0.8366kg/m322.4P0T0T87.96?273.15
0.1203*101.3*(46*0.86?18*0.14)?1.479kg/m3 78.54?273.15
0.1203*101.3*(46*0.0004?18*0.9996)?VW??0.589kg/m3 98.97?273.15
???VD0.8366?1.479?V1?VF??1.1578kg/m3 22
???VW0.8366?0.589?V2?VF??0.7128kg/m3 22?VD?
LD?xD*46?(1?xD)*18?41.54kg/kmol LF?xF*46?(1?xF)*18?24.82kg/kmol LW?xW*46?(1?xW)*18?18.13kg/kmol
3.2.3混合液体表面张力
46mC?46?64.00ml ?61.82ml VCW?744.04718.71mC?46?62.00ml VWF?mW?18?18.62ml VCF?966.6732.5
mW?18?18.51ml VWW?mW?18?18.77ml VWD?959.1972.7mC?VCD?由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力
乙醇表面张力：
乙醇表面张力 σCF=16.39mN/m σCD=17.27mN/m σCW=15.30mN/m 水表面张力 σwF=61.25mN/m σwD=62.87mN/m σwW=59.9mN/m 塔顶表面张力 ?0.1614*62.87?0.8386* σD=21.93mN/m 原料表面张力 F?0.7575*.25?0.2425*.39 σF=46.19mN/m
39
6
塔底表面张力 w?0.9996*?0.0004*.30 σw=59.07mN/m
(1)精馏段的平均表面张力 σ1=(21.09+46.19)/2=34.06mN/m
(2)提馏段的平均表面张力：σ2=（59.07+46.19）/2=52.63N/m
3.2.4相对挥发度
0.4109
由 xF=24.25% yF=41.09% 得aF?1?0.4109?2.18
1?0.2425
0.8683
由 xD=83.86% yD=86.83% 得aD??1.27
1?0.8386
0.0034
由 xW=0.04% yw=0.34% 得aw?1?0.0034?8.53
1?0.0004
(1)精馏段的平均相对挥发度??2.18*1.27?1.66 提馏段的平均相对挥发度??2.18*8.53?4.31
3.2.5混合物的粘度 1=83.25℃ 查表，得μ水=0.0341mpa·s, μ醇=0.446mpa·s 2=93.46℃ 查表，得μ水=0.306mpa·s, μ醇=0.385mpa·s
(1)精馏段粘度：
μ1=μ醇x1+μ水(1-x1)=0.446x0.5406+0.341x(1-0.5406)=0.397 mpa·s
(1) 提留段粘度:
μ2=μ醇x2+μ水(1-x2)=0.385x0.1215+0.306x(1-0.1215)=0.316 mpa·s
3.3理论塔板和实际塔板数的计算
绘出乙醇—水的气液平衡组成，即X-Y曲线图，作进料线 39 7
与平衡线的交点坐标为xq=0.2425 yq=0.5489 最小回流比为RD
min?x?yq
yx?0.9455
q?q
取操作回流比R=1.7Rmin=1.61
精馏段 L=RD=1.61*0.02418=0.03887kmol/s
V=(R+1)D=2.61*0.02418=0.06311kmol/s
提留段 因本设计为饱和液体进料，所以q=1
L??L?qF?0.03887?0.08373?0.1226kmol/s V??V?(q?1)F?V?0.06311kmol/s
则精馏段操作线方程为y=R
R?1x?xD
R?1=0.62X+0.28
提馏段操作线方程为y?L?
V?x?W
V?xw?1.94x?3.774x10-3
精馏段相平衡方程：x?y
1.66?0.66x
由精馏段操作线方程和精馏段相平衡方程得：
y1?xD?0.8386 x0.8386
1?1.66?0.66*0.8386?0.7579
39 8
y2?0.62*0.7579?0.28?0.7498 x2?0.694 y3?0.750 x3?0.521 y4?0.634 x4?0.389 y5?0.547 x5?0.367 y6?0.493 x6?0.263 y7?0.464 x7?0.243 y8?0.449 x8?0.236?0.2425 由精馏段操作线方程和提馏段相平衡方程得 y.4498?0.449 x8?0
4.31?3.31*0.449?0.231
y9?0.748 x9?0.093 y10?0.297 x10?0.053 y11?0.163 x11?0.0248 y12?0.0778 x12?0.0109 y13?0.0345 x13?0.0047 y14?0.0144 x14?0.0019 y15?0.0058 x15?0.00077 y16?0.0024 x16?0.00031 由逐板法得理论板数NT=16-1=15,加料板为第8块理论板
??0.49*(?u0.245-0.245??)??0.49*（1.66*0.397）?0.5427 全塔所需实际塔板数：NNT
P?E?15?28块 T0.5407
精馏段实际板数：N8
P1?0.5407?15块
提馏段实际板数：NP2?28?15?13块
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第四章 塔体的主要工艺尺寸计算
4.1塔体主要尺寸确定
4.1.1塔径的初步计算
4.1.1.1气液相体积流量计算
（1）精馏段 质量流量：L1?L1L?33.14*0.03887?1.2882kg/s V1?V1V?35.91*0.06311?2.2663kg/s 体积流量：LS1?L12.2663?3
??800.78?1.6087x10m3/s
L1
VS1?V1
??2.2663
1.1578?1.9574m3/s
V1
（2）提留段 质量流量：L2?L2L??21.40*0.1226?2.6236kg/s V2?V2V??23.80*0.06311?1.5020kg/s 体积流量：LS2?L22.62363
??901.93?2.9089x10?m3/s
L2
u1?0.7umax V2
S2?V1.5020
??.7128?2.1072m3
V20/s
4.1.1.2精馏段塔径计算
由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.6—0.8，
Umax=
横坐标数值：LS1?L11.6078x10?3
V*v?*800.78?0.0216 S1?11.95741.1578
取板间距：Ht=0.60m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m 39 10
查图可知C20=0.11 ,
C?C?134.06
20(20)0.2?0.11*(20)0.2?0.12 u-1.1578max?0.12800.78
1.1578?3.15m/s
取安全系数为0.7 ，则空塔气速u1?0.7umax?0.7*3.15?2.208m/s
DVS14*
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