t
97.60
93.85
92.66
91.60
88.32
86.25
84.98
84.13
83.06
80.50
78.38
x
0
0.126
0.188
0.210
0.358
0.461
0.546
0.600
0.663
0.884
1.0
y
0
0.240
0.318
0.349
0.550
0.650
0.711
0.760
0.799
0.914
1.0
表1的平衡数据摘自:
J.Gmebling,U.onken?
Vapor-liquid?
EquilibriumData
Collection-OrganicHydroxyCompounds:
Alcohols(p.336>。
乙醇沸点:
78.3C;正丙醇沸点:
97.2C。
1•操作温度的确定
利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tw
进料温度:
86.25-88.32
tF-88.32
0.461-0.3580.465-0.358
二tF-86.17C
塔顶温度:
78.4-80.5=tD-8。
579.40C
1-0.8840.945-0.884
塔釜温度:
93.85-97.6°」w-97.6°=tw=97.596C
球(M为平均相对分子量)'计算混
0.126-00.00013-0
精馏段平均温度:
t1」怙二86*1779.40=82.79C
22
提馏段平均温度:
丄tFtw86.1797.60
t2--91.89C
22
2•密度的计算
利
用
1
=aAaB(a为质量分数卜
AB
合液体的密度和混合气体的密度。
(1>塔顶:
塔顶温度:
tD=79.40C
气相组成yD:
800誥0
79.40-78.40
yD-1
yD二0.9590
进料:
进料温度:
tF=86.17C
88.32-86.25
气相组成yF:
-0^r
塔釜:
塔釜温度:
tw=97.60°C
气相组成yw:
97.60-93.85
0-0.24
97.596-93.85
yW—°・24
yw二0.000256
(2>精馏段平均液相组成xi:
xi
XDXF0.9450.465=0.7050
精馏段平均汽相组成
yi:
yi
0.9590.6539
2
=0.8065
精馏段液相平均相对分子量ML1:
ML1=460.70560(1-0.705)=50.13kgkmol1
精馏汽相平均相对分子量MV1:
Mv1=460.806560(1-0.8065)=48.71kgkmol-1
(3>提馏段平均液相组成X2:
X2二汇电二0.465°.°0013二0.2326
22
提馏段平均汽相组成y2:
y2二丝」W=0.65390.000256=0.327122
提馏段液相平均相对分子量ML2:
Ml2=460.232660(1-0.2326)=56.74kgkmol-1
提馏汽相平均相对分子量MV2:
Mv2=460.327160(1-0.3271)=55.42kgkmol1
(4>进料、塔顶及塔釜混合液的密度
表2:
不同温度下乙醇和正丙醇的密度
温度/C
70
75
80
85
90
95
100
乙醇kgm-3
748.87
739.87
735.87
731.87
728.87
723.87
715.87
正丙醇kgm3
762.56
755.86
750.86
745.87
740.87
735.87
730.87
利用表2中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的密度
①进料温度tF:
tF=86.17C
100-95
正丙醇=733.27kgm-3(釜残液中正丙醇的密度)
-733.27kgm-3(釜残液的密度)
100-97.60
—
730.87-735.87730.87-'正丙醇
1aAaB0.00011-0.0001
—=—+—=+二
匚匚订719.71733.27
(5>精馏段液相平均密度和提馏段液相平均密度
精馏段液相平均密度:
CPf+Pd739.25+737.39-3
L1738.32kgm
22
提馏段液相平均密度:
DPf+Pw739.25+733.27-3
Pl2=2=2=736.26kgm
(6>精馏段和提馏段混合液的平均摩尔质量
塔顶混合液的平均摩尔质量:
Mld二Xd46(1-xd)60二0.94546(1-0.945)60二46.77kgkmol
进料液的平均摩尔质量:
MLF=XF46(1-xF)60=0.46546(1-0.465)60=53.49kgkmol-1塔底
釜残液的平均摩尔质量:
-1
Mlw=xW46(1-xW)60=0.0001346(1-0.00013)60=60.00kgkmol
所以,
精馏段混合液的平均摩尔质量:
=50.13kgkmol-1
Ml_MldMlf=46.7753.49
22
提馏段混合液的平均摩尔质量:
(7>精馏段汽相平均密度和提馏段汽相平均密度
塔顶混合液汽相平均密度:
进料液汽相平均密度:
塔底釜残液汽相平均密度:
所以,
精馏段汽相平均密度:
C%十Pvf1.66+1.78-3
:
、1二1.72kgm
22
提馏段汽相平均密度:
cPvw+Pvf2.03+1.78,皿-3
■V21.91kgm
22
3•混合液体表面张力的计算
表3:
不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力
温度/C
70
75
80
85
90
95
100
乙醇mNm-1
18.2
17.9
17.4
17.0
16.4
16.1
15.7
正丙醇mN-m1
19.8
19.5
18.9
18.5
18.1
17.6
17.2
利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度tD塔釜温度tw下的乙醇和正丙醇的表面张力。
液相平均表面张力按下式计算:
人二(1>混合液体表面张力
1原料液的表面张力
乙醇的表面张力:
90-85二90-86.17二,「16.86mNm-1
16.4-1716.4-二乙醇F
正
丙醇
的
表面
90
-85
90-86.17
-1
二正丙醇F
二18.41mNm
18.1-
-18.5
18・1-匚正丙醇醇F
原料液的表面张力
;「lfm八XiG二xF二乙醇F(1-xF)二正丙醇F=0.46516.86(1-0.465)18.41=17.69mNm
塔顶液的表面张力
二LDM八x&j二xD二乙醇D(1-XDK正丙醇D=0.94517.46(1-0.945)18.97=17.54mNm
③釜残液的表面张力
乙醇的表面张力:
100-95100-97.60-1
乙醇W=15.89mNm
15.7-16.115.7-“_'乙醇W
丙醇的表面张力:
100-95100-97.60-1
==>口正丙醇W=17.39mNm
17.2-17.617.2-二正丙醇w
釜残液的表面张力
;「lwm八KG=Xw匚乙醇W(1-Xw)匚正丙醇W=0.0001315.89(1-0.00013)17.39=17.39mNm
(2>提馏段和精馏段的平均表面张力
4•混合物的粘度
表4:
不同温度下乙醇和丙醇的粘度
温度
70
75
80
85
90
95
100
乙醇mPaS
0.51
0.480
0.426
0.410
0.370
0.345
0.325
正丙醇mPaS
0.85
0.750
0.685
0.640
0.565
0.495
0.460
利用表4中的数据利用数值插入法确定进料温度tF、塔顶温度
tD塔釜温度tW下的乙醇和正丙醇的粘度(1>混合液体粘度
精馏段的平均温度为:
廿二82.79C,该温度下
乙醇的粘度为:
0.41-0.42^0.41-乙醇=」乙醇=0.417mPaS
85-8085-82.79
精馏段混合液的粘度为:
叫二X[“乙醇•(1-xj“正丙醇二0.7050.417■(1-0.705)0.660二0.489mPaS
(2>提馏段的平均温度为:
ti-82.79C,该温度下
乙醇的粘度为:
O.345-0.37/345」乙醇」乙醇=0.361mPaS
95-9095-91.89
正丙醇的粘度为:
0.495-0.5650.495-J正丙醇
正丙醇
95-91.89
95-90
=0.539mPaS
提馏段混合液的粘度为:
J2=X2七醇(1-X2)"正丙醇
=0.23260.361(1-0.2326)0.539=0.498mPaS
5•相对挥发度
0.6539
由Xf=0.465,yF=0.6539得。
乂46?
]。
6539=2・仃
1-0.465
0.9590
由Xd=0.945,y°=0.9590得。
d=9590=〔止
1-0.945
0.000256.
由Xw=0.00013,yw=0.000256得。
w=加001%0000256=〔切
1-0.00013
平均相对挥发度"3「f--w--D=32.091.361.97=1.78
(四〉理论板数及实际塔板数的计算
1•理论板数的确定
设计条件已确定回流比R=5,并且是泡点进料,q=1
贝卩,L=RD=531.96=159.80kmolh-1
-1
V=(R1)D=(51)31.96=191.76kmolh1
L=LqF=159.80164.92二224.72kmolh-1
.-1
V=191.76kmolh
1中乙醇和正丙醇的气
本设计采用图解法求解理论板数。
由表
液平衡数据,绘出x-y图,如下图:
①操作线方程
精馏段操作线方程为:
R151
yn1XnXdXn0.945=0.833Xn0.158
R1R15151
L.W
ym1=VXm-VXW
提馏段操作线方程为:
二224.72xm-32.960.00013=1.172xm-0.0000223
191.76191.76
2利用逐板计算法计算理论板数
层数
x值
y值
备注
1
0.908522809
0.945
2
0.861233883
0.9147995
3
0.802425399
0.875407825
4
0.733478938
0.826420357
5
0.65802022
0.768987956
6
0.581405194
0.706130843
7
0.509320232
0.642310527
8
0.446197085
0.582263753
进料板
9
0.350625986
0.522920684
10
0.255738892
0.410911356
11
0.174114202
0.299703682
12
0.112119541
0.204039544
13
0.069342595
0.131381802
14
0.04174412
0.081247222
15
0.024702485
0.048901808
16
0.014463037
0.028929012
17
0.008411351
0.01692838
18
0.004869525
0.009835803
19
0.002808487
0.005684783
20
0.001613142
0.003269246
21
0.000921219
0.001868302
22
0.000521151
0.001057369
23
0.000289983
0.000588489
24
0.000156459
0.00031756
25
7.9351E-05
0.000161069
塔釜
由上表看出全塔理论板数为Nt=25块<包含再沸器)
加料板为第8块理论板
NT2(25-7)-^17
精馏段理论板数:
N"=7块;提馏段理论板数:
块
2•实际塔板数确定
精馏段:
已知:
冷=1.73,S=0.489mPas
Np精二詈二胡刊4块
提馏段:
已知:
亠=2.03,叫=0.498mPas
Et2=0.49(:
2"L2)4245=049(2.030.498)亠245=0.49
Np提二Nt2=17=35块
Et20.49
则全塔所需的实际板数为:
Np二Np精Np提=1435=49块
N251
全塔效率:
1。
。
%=育100%皿.98%实际加料板的位置在第15块板(五〉热量衡算
1•加热介质的选择
常用的加热介质有饱和水蒸汽和烟道气。
由于水蒸气清洁易得,不易结垢,不腐蚀管道的优点,本设计采用饱和水蒸汽作为加热介质。
饱和水蒸汽压力越高,冷凝温差越大,管程谁相应减少,但是压力不宜过高。
2•冷却剂的选择
常用的冷却剂式水和空气,本设计考虑用冷凝水作为冷却剂
3•比热容及汽化潜热的计算
表5:
不同温度下乙醇和正丙醇的比热容
温度C
60
70
80
90
100
乙醇KJ/(KgC>
3.07
3.25
3.48
3.69
3.89
正丙醇KJ/(KgC>
2.86
3
3.13
3.26
3.34
表6:
不同温度下乙醇和正丙醇的汽化热
温度C
70
80
90
100
乙醇kJ/kg
810
820.5
840.8
860.9
丙醇kJ/kg
673
690.5
703.5
745.5
(1)塔顶温度tD下的比热容
塔顶温度tD=79.40C,使用内插法求该温度下乙醇和正丙醇的
比热容
乙醇的比热容:
Cp乙醇,8oc-Cp乙醇,70c3.48-3.25Cp乙醇,8°c-Cp乙醇,79.40c3.48-Cp乙醇,79.40c
80-70-80-70一80-79.40-80-79.40
—Cp乙醇,79.40c=3.466kJ/(kgK)
正丙醇的比热容:
Cp正丙醇,80C-Cp乙醇,70C3.13-3.00Cp正丙醇,80C-Cp正丙醇,79.40C
=■Cp正丙醇,79.40c=3.122kJ/(kgK)
CpD二XDCp乙醇,79.40c■(1-XD)Cp正丙醇,79.40c
=0.9453.466-(1-0.945)3.122=3.447kJ/(kgK)=161.22kJ/(kmolK)
(2>进料温度tF下的比热容
进料温度:
tF=86.17c
乙醇的比热容:
Cp乙醇,90c-Cp乙醇,80c3.69-3.48Cp乙醇,90c-Cp乙醇,86.17c_3.69-Cp乙醇,86.17c
90-80-90-80—90-86.17-90-86.17
=Cp乙醇,86.仃c-3.610kJ/(kgK)
正丙醇的比热容:
Cp正丙醇,90c-Cp乙醇,80cp正丙醇,90c-Cp正丙醇,86.17c_3.26-Cp乙醇,86.17c
90-80-90-80一90-86.17-90-86.17
=Cp正丙醇,86.17c=3.210kJ/(kgK)
CpF=XFCp乙醇,79.40c'(1—Xf)Cp正丙醇,79.40c
=0.4653.610(1-0.465)3.210=3.396kJ/(kgK)=181.65kJ/(kmolK)
(3>塔底温度tW下的比热容
塔釜温度:
tW=97.60c
乙醇的比热容:
Cp乙醇,100C-Cp乙醇,90C3.89-3.69Cp乙醇,100C-Cp乙醇,97.60C3.89-Cp乙醇,97.60C
100-90-100-90一100-97.60-100-97.60
—Cp乙醇,97.60c=3.842kJ/(kgK)
正丙醇的比热容:
CP正丙醇,100c-Cp乙醇,90Cp正丙醇,100c-Cp正丙醇,97.60C3.34-Cp乙醇,97.60C
100-90一100-90一100-97.60一100-97.60
=?
Cp正丙醇,978c=3.321kJ/(kgK)
CpW-xwCp乙醇,97.60c(1-xw)CP正丙醇,97.60c
=0.000133.842-(1-0.00013)3.321=3.321kJ/(kgK)=199.26kJ/(kmolK)
(4>塔顶温度tD下的汽化潜热
内插法计算出塔顶温度下的汽化潜热。
乙醇的汽化潜热:
乙醇,80c-乙醇,70c乙醇,80c-乙醇,79.40c820.5-810.1820.5-乙醇,79.40c
80-7080-79.480-7080-79.40
=乙醇,79.40c-=819.9kjkg
正丙醇的气化潜热:
正丙醇,80c-正丙醇,70c_正丙醇,80c-正丙醇,79.40c690.5-673.3690.5-正丙醇,79.40c
80-7080-79.480-7080-79.40
=正丙醇,79.40c-=689.5kjkg-1
二乙醇,79.4+(1—Xd)?
正丙醇,79.4=0.945汉819.9+(1-0.945)^689.5=812.7kJkg
4•热量衡算(1>0C时塔顶上升的热量Qv塔顶以0C为基准
Qv=VCPDtDVDMVD
=191.76161.2279.40191.76812.746.57=9712319.35kJh
(2>回流液的热量Qr注:
此