化工原理水乙醇连续精馏塔设计Word格式文档下载.docx
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0.82+q×
∴qkmol
2、Rmin的确定
图1
乙醇—水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落在平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图1。
此时Rmin可由点（xD，yD）向平衡曲线向切线的斜率求得。
由附图可见，该切线的斜率为
求得：
由于物料采用泡点进料：
q=1则有
qn.v〃=q=（R+1）qq
q=q+q=Rq+q
3、塔板数的确定
（1）精馏塔的气、液相负荷
qn.L=R×
55.48=144.248kmol
q′=q+q=144.248+218.kmol
q=（R+1）q=q′+1）×
=kmol
qn.L′+q=q′+q
∴qkmol/h
（2）回收率
乙醇的回收率为：
HA=
100﹪=
100﹪﹪
水的回收率为：
HB=
HB=﹪
（3）操作线方程：
精馏段操作线方程为
y=2.60x/3.60+xD
即
提馏段操作线方程为
即y=1.749x-
（4）图解法求理论版层数采用直角阶梯法求理论板层数，如图1所示。
在塔底或恒沸点附近作图时需要将图局部放大。
求解结果为
总理论塔板数N
=13-1=12（不包括再沸器）
进料板位置N
=11
精馏段理论板层数N
=10
提留段理论板层数N
=3（包括进料板）
（5）实际板层数的初步求取
求得塔平均温度℃
10
E
=45%
实际塔板数
N=N精+N提=23+7=23+7=30
（6）踏板总效率估算
①操作压力计算
塔顶操作压力：
pD=p表+p当地
取每层塔板压强降△
塔底操作压力pw=105.3+23×
kpa
平均操作压力pM=（105.3+121.4）kpa
②操作温度：
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下：
塔顶温度tD℃
塔底温度tw℃
平均温度tm=（tD+tw℃
③黏度的计算
在tm℃时，查得MH2O=0.292mpa.sμB
则μＬ＝∑xi×
μLi×
0.36+（1-0.144）×
④相对挥发度计算
塔顶相对挥发度αD=p/p
塔底相对挥发度αw=p/p
平均相对挥发度α=
⑤塔板总效率的估算根据ET′=0.49（αμL
求得ET′
且ET′-ET=0.88﹪（<
1﹪）所以假设成立。
（三）精馏段的工艺条件及有关物性的数据计算
1、操作压力
塔顶操作压力pD=p当地+p表
每层塔板压降△
进料板压降pF×
23=
精馏段平均压降pm
2、操作温度
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇—水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
塔顶温度tD℃
进料板温度tF℃
精馏段平均温度tm℃
3、平均摩尔质量
（1）塔顶混合物平均摩尔质量计算由xD查平衡线得x1
（2）进料板混合物平均摩尔质量计算由图解理论版得
yF
查平衡曲线得
xF
MLFm=×
18=kg/kmol
MVFm×
18=kg/mol
精馏段混合物平均摩尔质量
MLm=（）/2=kg/kmol
MVm=（）/2=kg/mol
4、精馏段的平均密度
（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即
ρVm=
（kg/m3）
（2）液相平均密度液相平均密度依下式计算，即
1/ρm=∑wi/ρi
①顶液相平均密度。
由tD℃，查手册ρ水3
ρ乙醇=789kg/m3
ρLDm=
（kg/m3）
②进料板液相平均密度：
由tF℃查手册得
ρ水=958.4kg/m3ρ乙醇3
进料板液相的质量分数：
ωA=
ρLFm=
kg/m3
③精馏段液相平均密度
ρLm=（）kg/m3
5、液体平均表面张力计算
（1）塔顶液相平均表面张力的计算当乙醇的质量分数为92﹪，查图P11得σ25℃×
103N/m，且乙醇的临界温度为243℃℃，则混合液体的临界温度为：
TmcF=∑xiTic=×
374.2=℃
将混合液体的临界温度代入
=（
）=（
）=0.724
∴σtD×
10-3N/m
（2）进料板液相平均表面张力的计算乙醇的质量分数为40﹪时，查附录4得σ25℃×
10-3N/m，且乙醇的临界温度为243℃℃
则混合液体的临界温度为：
TmCF=∑xiTic×
）02
∴σtF×
（3）精馏段液相平均表面张力计算
σLm=（16.25+15.48）×
（四）精馏塔的塔体工艺计算
1、塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
qv.v=
7（m3/s）
q=
（m3/s）
由umax=C
式中C=C20（
）计算，其中C20由图查取，图的横坐标为：
*（
）1/2=
（
）1/2
取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则
HT-hL=0.45-0.05=0.40（m）
查图3—3得C20=0.082，则
C=C20（
）
umax=C
=1.9（m/s）
取安全系数为0.6，则空塔气速为
max×
1.9=1.14（m/s）
D=
=1.07（m）
按标准塔径圆整后D=1m
塔截面积为AT=
D2=
12=0.785（m2）
实际空塔气速为u=
=1.307（m/s）
2、精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精-4）HT=（23-4）×
0.45=8.55（m）
提馏段有效高度为
Z提=（N提-2）HT=（7-2）×
（m）
Z=Z精+Z提×
（五）塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置计算
因塔径D=1m，可选用但溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：
（1）堰长lwlw=0.66D=0.66（m）
（2）溢流堰高度hwhw=hL-h0w。
选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即
h0w=
E（
）2/3
近似取E=1，则
h0w=
1×
）2/39（m）
取板上液层高度hL=0.05m，故hw=hL-h0w1（m）
（3）弓形液管宽度Wd和截面积Af由
—5得
=0.068，
故Af×
0.785=0.05338（m2）
Wd×
1=0.124（m）
依式（3—41）验算液体在降压管中停留时间，即
θ=
=23.78（s）>
5（s）
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0
h0=
取u0′，则
h0=
=0.019（m）
hw-h0=0.0412-0.019=0.0222（m）>
0.0006（m）
故降液管底隙高度设计合理。
2、塔板布置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因数F0=11，用式（3—47）求孔速u0，即
u0=
=9.33（m/s）
依式（3—48）求每层塔板上的浮阀数，即
N=
=92
取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws
依式（3—45）计算塔板上的鼓泡区面积，即
Aа=2×
〔x
+
〕
R=
-Wc=0.5-0.06=0.44（m）
x=
-（Wd+Ws）=
-（0.12+0.07）=0.31（m）
Aa=2×
〕=0.611（m2）
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。
取同一横排的空心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t′，即
t′=
=88.58（mm）
考虑到塔径的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排列间距不宜采用89mm而应小于此值，故取t′=65mm=0.065mm。
按t=75mm，t′=65mm以等腰三角形叉排方式作图（略），阀数130个。
按N=130重新核算孔速及阀孔动能因数：
u0=N=
2（m/s）
F0=u0
塔板开孔率=
（六）塔板流体力学验算
1、气相通过浮阀塔板的压降
可根据式（3—49）计算塔板压降，即hp=hc+h1+hσ
（1）干板阻力由式（3—51）计算，即
u0c=（
）=8.77（m/s）
由于u0<
u0c则hc
=0.0338（m）
（2）板上充气液层阻力h1本设备分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数ε0=0.5.依式（3—53）计算，即
h1=ε0hL×
0.05=0.025（m）
（3）克服表面张力所造成的阻力h0因本设计采用浮阀塔，其h0很小，可忽略不计。
因此，气相流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为
hp=hc+h1=0.0338+0.025=0.0588（m）
单板压降△pp=hpρL×
9.81=473pa
2、淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高度Hd≤φ（HT+hw）。
Hd可用下式计算，即
Hd=hp+hL+hd
（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp
（2）液体通过降液管的压头损失hd因不设进口堰，故按式（3—62）计算，即
hd×
）2×
10-4（m）
板上液层高度h1取hL=0.05m，则
Hd=hp+hL+hd098（m）
取φ=0.5，HT=0.45m，hw=0.0412m，则
φ（HT+hw）×
（0.45+0.0412）=0.2456（m）
可见Hd<
φ（HT+hw）,符合防止淹塔的要求。
按式（3—58）及式（3—59）计算泛点率F1，即
F1=
100﹪
或
F1=
板上液体流径长度ZL=D-2Wd=1-2×
0.12=0.76（m）
板上液流面积Ab=AT-2Af×
0.05338=0.6782（m2）
水和乙醇可按正常系统按表3—3取物性系数K=1.0，又由图3—10查得泛点负荷系数CF=0.117，将以上数值代入式（3—58），得
F1=
又按式（3—59）计算泛点率，得
F1=
=
﹪
计算出的泛点率都在80﹪以下，故可知物沫夹带量能够满足eV<
0.1kg汽的要求。
（七）塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线
对于一定物系及一定
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