化工基礎(chǔ)原理課程教學(xué)設(shè)計乙醇水精餾塔設(shè)計(浮閥塔)

目錄

1目錄.................................................................1

2設(shè)計任務(wù)書..........................................................4

3設(shè)計方案的確定及流程說明............................................5

3.1塔的類型選擇..................................................5

3.2塔板類型的選擇...............................................5

3.3塔壓確定.....................................................5

3.4進(jìn)料熱狀況的選擇.............................................5

3.5塔釜加熱方式的確定...........................................5

3.6塔頂冷凝方式.................................................6

3.7塔板溢流形式.................................................6

3.8塔徑的選取...................................................6

3.9適宜回流比的選取.............................................6

3.10操作流程....................................................6

4塔的工藝設(shè)計.......................................................7

4.1精儲塔全塔物料濃度計算：......................................7

4.2理論板的計算.................................................7

4.2.1最小回流比的計算........................................7

4.2.2理論板數(shù)的計算..........................................8

4.2.3塔板效率的計算.........................................13

423.1塔頂?shù)臏囟攘Φ挠嬎?...............................13

423.2塔底的溫度僅和總板效率比的計算..................14

424實際板數(shù)的計算...........................................16

425進(jìn)料溫度的計算...........................................16

4.3平均參數(shù)的計算................................................17

4.3.1全塔物料衡算...........................................17

432平均溫度的計算...........................................17

433平均壓力的計算...........................................17

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計

4.3.4氣液兩相平均密度的計算..................................18

4.3.4.1氣液相組成的計算...................................18

434.2各液相平均密度的計算...............................19

434.3平均相對分子量的計算..............................20

434.4各氣相平均密度的計算..............................21

4.3.5平均表面張力的計算......................................22

4.3.6氣液兩相平均體積流率的計算..............................25

4.4塔徑的初步設(shè)計...............................................26

4.4.1精微段塔徑的計算........................................26

4.4.2提儲段塔徑的計算........................................27

4.5塔高的設(shè)計計算...............................................28

5塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計........................................................30

5.1溢流裝置計算..................................................30

5.2塔板及浮閥設(shè)計..............................................31

521塔板的結(jié)構(gòu)尺寸............................................31

522浮閥數(shù)目及排列..........................................32

5.221精微段浮閥數(shù)目及排列...............................32

5.222提微段浮閥數(shù)目及排列..............................34

5.3塔板流體力學(xué)驗算...............................................35

5.3.1氣相通過浮閥塔板的壓降..................................35

531.1精微段壓降的計算.................................35

531.2提儲段壓降的計算..................................36

532液泛......................................................36

532.1精儲段液泛計算.....................................36

532.2提儲段液泛計算....................................37

533霧沫夾帶..................................................37

5.3.4漏液.....................................................38

6塔板負(fù)荷性能圖......................................................38

6.1霧沫夾帶線....................................................38

6.2液泛線.......................................................38

2

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

6.3液相負(fù)荷上限線..............................................39

6.4漏液線......................................................39

6.5液相負(fù)荷下限線..............................................39

6.6塔板負(fù)荷性能圖..............................................40

661精譙段塔板負(fù)荷性能圖....................................40

662提偏段塔板負(fù)荷性能圖....................................41

7附屬設(shè)備設(shè)計.......................................................43

7.1產(chǎn)品冷卻器設(shè)計選型...........................................43

7.2接管尺寸計算................................................44

7.2.1進(jìn)料管.................................................44

7.2.2塔頂蒸汽出口管.........................................44

7.2.3回流液入口管...........................................45

7.2.4塔頂出料管.............................................45

7.2.5塔底出料管.............................................46

7.2.6塔底蒸汽入口管.........................................46

8設(shè)計結(jié)果匯總.......................................................47

8.1各主要流股物性匯總...........................................47

8.2浮閥塔設(shè)計參數(shù)匯總..........................................47

8.3產(chǎn)品冷卻器設(shè)計結(jié)果匯總......................................48

8.4接管尺寸匯總................................................48

9設(shè)計評述及感悟....................................................49

10參考文獻(xiàn)...........................................................50

11附錄..............................................................51

附錄1主要符號說明...............................................51

附錄2乙醇——水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)表.............................51

附錄3不同溫度下乙醇和水的粘度...................................52

附錄4不同溫度下乙醇和水的密度...................................53

附錄5不同溫度下乙醇和水的表面張力...............................53

12附圖..............................................................53

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

2設(shè)計任務(wù)書

一、設(shè)計題目：乙醇——水體系浮閥式精儲塔設(shè)計

二、設(shè)計任務(wù)及條件

1.進(jìn)精儲塔料液含乙醇25%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），其余為水

2.產(chǎn)品乙醇含量不得低于94%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。

3.殘液中乙醇含量不得高于0.1%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。

4.生產(chǎn)能力為日產(chǎn)（24小時）115噸94%的乙醇產(chǎn)品

5操.作條件：

精儲塔頂壓力4kPa（表壓）

進(jìn)料狀況泡點進(jìn)料

回流比R/Rmin—1.45

單板壓降不大于667Pa

加熱蒸汽壓力10L325kPa（表壓）

6設(shè).備型式：浮閥塔

三、設(shè)計內(nèi)容及要求

1.設(shè)計方案的確定及流程說明

2.精儲塔的工藝計算（包括物料衡算、理論塔板數(shù)、回流比、總板效率、平均參

數(shù)、塔高、塔徑設(shè)計等）

3.塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及流體力學(xué)驗算

4.塔板負(fù)荷性能圖的繪制

5.附屬設(shè)備的設(shè)計（包括產(chǎn)品冷卻器和接管選型）

6.設(shè)計結(jié)果匯總（包括主要設(shè)備尺寸及衡算結(jié)果等）

7.設(shè)計評述及心得感悟

8.附圖：圖解理論板（包括塔頂和塔底區(qū)域的局部放大圖），塔板負(fù)荷性能圖（精儲

段和提偏段各一個），生產(chǎn)工藝流程圖及主題設(shè)備圖（2號圖）。

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

3設(shè)計方案的確定及流程說明

3.1塔的類型選擇

本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇一水混合物。對二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精儲流

程。一般來講，板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較大，塔板效率穩(wěn)定，操作

彈性大，且造價低，檢修、清洗方便，因而在工業(yè)上應(yīng)用較為廣泛。

考慮到設(shè)計、制造及生產(chǎn)技術(shù)的成熟穩(wěn)定性，確定采用板式塔進(jìn)行精儲操作。

3.2塔板類型的選擇

在板式塔的塔板類型中，浮閥塔板吸收了泡罩塔板和篩孔塔板的優(yōu)點，具有結(jié)

構(gòu)簡單、制造方便、造價低，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率

高等諸多優(yōu)點。因此優(yōu)先選用浮閥塔板。

3.3塔壓確定

工業(yè)精儲可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行。確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的

性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮的。

一般來說，常壓精儲最為簡單經(jīng)濟(jì)，可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減

壓設(shè)備費用和操作費用，提高經(jīng)濟(jì)效益。若無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。加

壓精偏可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻

劑，減少冷凝和冷卻費用。在相同的塔徑下，適當(dāng)提高塔的操作壓力還可以提高塔

的處理能力。減壓精儲可以防止某些易分解組分在精儲過程之中受熱分解。

乙醇——水物系在操作溫度下非常穩(wěn)定，在綜合平衡操作可行性及設(shè)備、操作

費用各因素之后，確定采用塔頂壓力為(101.325+4)kPa進(jìn)行操作。

3.4進(jìn)料熱狀況的選擇

工業(yè)上均采用接近泡點的液體進(jìn)料或泡點進(jìn)料，這樣可以保證進(jìn)料溫度不受季

節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較容易控制。因此本設(shè)計采用

泡點進(jìn)料。

3.5塔釜加熱方式的確定

蒸僧塔塔釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。但本設(shè)計案例具

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

有其特殊性，由于其塔底產(chǎn)物接近于純水，而且在實際生產(chǎn)中直接蒸汽加熱有更高

的熱效率。結(jié)合設(shè)計任務(wù)要求，確定其塔釜加熱方式為蒸汽直接加熱。

3.6塔頂冷凝方式

泡點回流易于控制，設(shè)計和控制時比較方便,而且可以節(jié)約能源。

3.7塔板溢流形式

U形流的液體流徑比較長，可以提高板效率，其板面利用率也高，但是液面落

差大，只適用于小塔及液體流量小的場合。單溢流的液體流徑較長，塔板效率較高，

塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。雙溢流的優(yōu)點是液

體流動的路程短，可降低液面落差，但塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，板面利用率低，一般用于直

徑大于2m的塔中。階梯式雙溢流的塔板結(jié)構(gòu)最為復(fù)雜，只適用于塔徑很大、液流量

很大的特殊場合。

通過對本例中的液體流量、塔徑等進(jìn)行初步估計，確定選用單溢流塔板。

3.8塔徑的選取

板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計算，在設(shè)計時，一般依據(jù)嚴(yán)重液沫夾帶時的極限

空塔氣速來決定。在估算出塔徑后，還應(yīng)按塔徑系列標(biāo)準(zhǔn)進(jìn)行圓整，并進(jìn)行流體力

學(xué)驗算。

精儲段和提儲段的汽液負(fù)荷及物性是不同的，故設(shè)計時兩段的塔徑應(yīng)該分別計

算，若二者相差不大，應(yīng)取較大者作為塔徑；若二者相差較大，應(yīng)采用變徑塔。

3.9適宜回流比的選取

適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟(jì)核算來確定，即操作費用和設(shè)備折舊費用之和為最

低時的回流比為最適宜的回流比。

確定回流比的方法為：先求出最小回流比Rmin,根據(jù)經(jīng)驗取實際操作回流比為

最小回流比的1.2~2.0倍。乙醇一水混合物系屬易分離物系，最小回流比較小，結(jié)合

此設(shè)計任務(wù)要求，操作回流比取最小回流比的L45倍。

3.10操作流程

乙醇一水溶液經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱至泡點后，用泵送入精儲塔進(jìn)料板。塔頂上升蒸氣

采用全冷凝后，進(jìn)入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料液，冷卻后送入貯槽。精儲裝置有

精儲塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔底蒸汽

輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精儲分離，由冷凝器中的冷卻介

質(zhì)將余熱帶走。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過

程。

按照設(shè)計任務(wù)書要求繪制生產(chǎn)工藝流程圖一份，附后。

4塔的工藝設(shè)計

4.1精微塔全塔物料濃度計算:

F原料液流量(kmol/s)XF原料組成(摩爾分?jǐn)?shù))

D塔頂產(chǎn)品流量(kmol/s)m塔頂組成(摩爾分?jǐn)?shù))

W塔底殘液流量(kmol/s)xw塔底組成(摩爾分?jǐn)?shù))

Vo加熱蒸汽量(kmol/s)

M乙醇=46.07kg/kmol

M水=18.02kg/kmol

進(jìn)料組成：

塔頂組成:

XD=0,94//脫46%06/16、02

塔底組成:0.859707

AVV46%999/18.02

日生產(chǎn)量:0.000391

115000

D=115t/d==0.031590kmol/s

86400[0.85970746.07(10.859707)

貝ij以純凈乙醇除脩如量為DXD=0.031590x0.859707=0.027158kmol/s

4.2理論板的計算

4.2.1最小回流比的計算

根據(jù)L01325xl05Pa下乙醇——水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x-y曲線

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乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

圖。已知乙醇——水為非理想物系，其平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作線與q線的交

點尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，對應(yīng)的回流比為最小的回流

比。最小回流比的求法是由點(0.8597,0.8597)向平衡線的下凹部分作切線，該線與

q線的交點坐標(biāo)為(xq=01153,泗=0.355)。見圖1。

圖1最小回流比計算圖

q=1.0,xq=JCF=0.1153,泗=0.355,XD=0.8597,

XDyq0.85970.355

Amin-----------------八4-------------------------

泗羽可@§50.1153

R=L45Rmin=1.45x2.106=3.054

精鐳段操作線方程為：

y14R10.7533x

0.2121

提儲段操作線方程可以根據(jù)精儲段操作線與q線交點(0.1153,0.2990)和點

(0.000391,0)這兩點坐標(biāo)確定，y=2.5974x-0.0006252?

4.2.2理論板數(shù)的計算

關(guān)于理論板層數(shù)的計算，通?？梢圆捎脠D解法和逐板計算法。從x-y圖中不難看

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

出，若采用圖解法在尤-y圖中畫階梯求解理論板數(shù)，會因為曲線間距離太小而無法準(zhǔn)

確作圖。因此采用逐板計算法求取理論板數(shù)。

考慮到乙醇——水為非理想物系，在采用逐板計算法時不能將相對揮發(fā)度視為

常數(shù)代入計算。因此對于平衡線上的點，考慮用插值法由氣相組成求取各點對應(yīng)的

相對揮發(fā)度，然后求取其液相組成。而對于操作線上的點，依然是根據(jù)相應(yīng)的操作

線方程由其液相組成求取其氣相組成。

首先用相平衡方程和精儲段操作線方程進(jìn)行逐板計算，直到高加時，改用提儲

段操作線方程與相平衡方程繼續(xù)逐板計算，直至Xm夕W為止。計算過程如下。

因為塔頂采用全凝器：

yi=m=0.8597

用插值法求得對應(yīng)的相對揮發(fā)度為：

!(0.85970.8491)(1.036781.08217)1.08217

L049860.86400.8491

如由相平衡方程計算：

XI——乎----1,04§貂97(1----0§597)0.8597

0.853735

門由精儲段操作線方程求得：

0.7533期+0.2121=0.7533x0.853735+0.2121=0.855208

繼續(xù)用相平衡方程和精儲段方程逐板計算，當(dāng)求得％24=0.102303<xq=0.1153

(加料板)，改用提儲段操作線方程，當(dāng)尼8=0.000257<xw=0.000391時，停止計算，

即NT=28。因為采用直接蒸汽加熱，塔釜不能起到一層理論板的作用。塔內(nèi)安裝28

層理論板即可滿足分離要求，加料板為第24層理論板。計算結(jié)果列表如下。

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

表1逐板計算法求解理論板層數(shù)計算結(jié)果列表

序號yaX備注

10.8597071.0498580.853735

20.8552081.0635650.847409

30.8504431.0780840.840626

40.8453331.0890750.833845

50.8402251.0984310.827216

60.8352311.1075780.820684

70.8303101.1165900.814202

80.8254281.1255340.807727

90.8205501.1344680.801216

100.8156451.1457060.794309

110.8104421.1596540.786636

120.8046621.1751500.778042

130.7981881.1925030.768339

140.7908781.2123800.757247

150.7825231.2361480.744298

160.7727681.2638940.729051

170.7612831.2941680.711331

180.7479341.3281470.690795

190.7324641.3773690.665296

200.7132561.4614150.629913

210.6866021.6146820.575699

220.6457611.9313770.485560

230.5778593.1131280.305417

240.4421566.9550700.1023031士料板

250.26510310.3633210.033638c1（用提儲段操作線方程

260.08674712.0573370.007816

270.01967713.1801700.001521

280.00332512.9836110.000257<xwxw=0.000391

將逐板計算的結(jié)果繪制成階梯圖，如圖2所示。

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

00.10.20.30.40.50.60.70.80.91

圖2理論板計算結(jié)果階梯圖

將塔頂、塔底區(qū)域分別放大，如圖3、圖4所示。

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

圖3塔頂區(qū)域放大圖

圖4塔底區(qū)域放大圖

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化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

4.2.3塔板效率的計算

根據(jù)設(shè)計要求，塔頂壓力〃D=105.325kPao

根據(jù)上面的計算結(jié)果，塔體內(nèi)需要28塊理論板才能滿足分離要求。假設(shè)總板效

率為0.5，則所需的實際板數(shù)目為NP=(NT-1)/ET=56。

按照設(shè)計要求中的單板壓降不大于667Pa計，塔底壓力為

pw=/?D+NpxO.667kPa=105.325+56x0.667=142.677kPa

4.2.3.1塔頂?shù)臏囟燃拥挠嬎?/p>

根據(jù)常壓下塔頂?shù)腦D=0.859707查出其所對應(yīng)的溫度fo=78.2O℃,以及對應(yīng)的

氣相組成y=0.864006。用Antoine方程計算出用溫度下C,W組分的飽和蒸汽壓分

別為:

1630.868

107.3024378.20+273.1543.569100.8408kPa

P：。

<c1657.459

0107.07405678.20+273.15~~'46.13

Pw°44.0232kPa

用修正的拉烏爾定律計算活度系數(shù)分別為

pyc101.3250.8640061.0098

pgxc100.84080.859707-

pyw101.325(10.864006)

wo—6—-p時

2311

44.02320.859707)

對組分C,W的常數(shù)分別為Cc,Cw,于是可得:

Cc=Tolog(yco)=(273.15+78.20)xlg(1.0098)=1.4922

Cw=Tolog(ywo)=(273.15+78.20)xlg(2.2311)=122.4513

此時考慮到精儲塔內(nèi)塔頂壓力略大于大氣壓，可設(shè)定塔頂溫度初值為m=79℃。

用Antoine方程計算出m溫度下A,B組分的飽和蒸汽壓分別為:

1630.868_

107.3024379+273,1543.569104.0815kPd

1657.459

0107.07405679+273.1546.13

Pw45.4860kPa

忽略壓力的影響，可以認(rèn)為壓力變化不大時組分C,W的常數(shù)Cc,Cw不變,

溶液濃度為XW的活度系數(shù)可表示如下:

CcL4922

C10TD1079273.15

1.098

13

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

C'[122.4513

W10To1079273.15

計算氣相總壓力，校驗量能L度的正確性：

PCXDpW

(1XD)pw

1.098b0.859707104.0815kPa+2.2261(10.859707)44.4860104.568kPa

顯然與105.325kPa略有差異。因此調(diào)整溫度初值，重復(fù)上述計算。

直至m=79.184℃時，所計算出的壓力值p=105.326kPa與〃D=105.325kPa幾乎

相等。因此得出塔頂溫度力=79.184℃

423.2塔底的溫度Av和總板效率ET的計算

設(shè)定總板效率初值為歷=0.5。則實際塔板數(shù)為NP=NT/ET=28/0.5=56。按照

設(shè)計條件中所給出的單板壓降不能大于667Pa,求得塔底壓力為

pw=pD+NpxO.667kPa=105.325+56x0.667=142.677kPa

根據(jù)常壓下塔頂?shù)模=0.000391查出其所對應(yīng)的溫度/o=99.8O℃,以及對應(yīng)的

氣相組成>=0.004991。用Antoine方程計算出/o溫度下C,W組分的飽和蒸汽壓分

別為：

<c1630.868

0107.3024399.80+273.1543.569

PcQ224.4493kPa

.八1657.459—

口0107.07405699.80+273.15~'46.13100.5964kPa

?W0

用修正的拉烏爾定律計算活度系數(shù)分別為

pyc101.3250.004991

3_____________________________________

p^xc2前及除0.000391

101.325(10.004991)

YW______________

1.0025

100V5964(10.000391)

對組分C,W的常數(shù)分別為Cc,Cw,于是可得:

Cc=Tolog(yco)=(273.15+99.80)xlg(5.7558)=283.4825

Cw=Tblog(ywo)=(273.15+99.80)xlg(1.0025)=0.4055

此時考慮到精僧塔內(nèi)塔底壓力略大于大氣壓，可設(shè)定塔頂溫度初值為AV=108℃o

用Antoine方程計算出Zw溫度下A,B組分的飽和蒸汽壓分別為：

14

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精偏塔設(shè)計天津大學(xué)

1630.868

0107.30243108+273.1543.569

Pc294.2074kPa

1657.459

p0107.074056108+273.15~46.13133.8790kPa

忽略壓力的影響，可以認(rèn)為壓力變化不大時組分C,W的常數(shù)Cc,Cw不變,

溶液濃度為xw的活度系數(shù)可表示如下:

CQ283.4825

C107w10108273.15

5.5608

0.4055

W107\v10108273.151.00245

計算氣相總壓力，校驗原設(shè)溫度的正確性:

pcxwpcw

(1xw)pw

5.56080.000391294.2074kPa+1.00245(10.000391)133.8790134.795kPa

顯然與142.677kPa略有差異。因此需要調(diào)整溫度初值，重復(fù)上述計算。

另一方面，還需要考察溫度對板效率的影響所引起的塔板數(shù)目的變化，也會引

起塔底壓力的變化。

twID10879.43

在rw=108℃時,

§531C

根據(jù)附錄3中提供的乙醇和水的粘度，用內(nèi)插法求得平均溫度下的粘度:

0.30600.30609394).30279393.52

0.300曲幅s04950.361

801008093.520.4

，向XFc(1XF)w0.11530.4036(10.1153)0.3006

八々D036mPas

0.3125mPas

將此處算出的液相平均粘度帶入到日計算公式中，即可得總板效率為：

ET().170.6161g(“"*)0.170.616lgO.3125

此時的塔賤掩域為

pw=pD+Npx0.667kPa=105.325+28/0.4812x0.667=144.136kPa

調(diào)整溫度初值，并以每次得出的總板效率ET帶入塔底壓力計算式中進(jìn)行迭代，

重復(fù)上述計算，直至總板效率6=0.4820,rw=109.97℃時，所計算出的壓力值〃=

144.0676kPa與”D=144.068kPa幾乎相等。

因此得出塔底溫度/w=109.97℃,總板效率6=0.4820。

15

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

4.2.4實際板數(shù)的計算

精儲段實際塔板數(shù)N歸23/0.4820=47.7=48層

提,離段實際塔板數(shù)以=5/0.4820=10.4H1層

4.2.5進(jìn)料溫度的計算

進(jìn)料溫度力的計算與塔頂溫度/的計算過程大致相同。已經(jīng)求得精儲段實際塔

板數(shù)可產(chǎn)48層，按照設(shè)計條件中所給出的單板壓降不能大于667Pa,可計算出進(jìn)料

板上的壓力為：

pF=PD+48x0.667=105.325+48x0.667=137.341kPao

根據(jù)常壓下進(jìn)料板上的液相組成*=0.115343查出其所對應(yīng)的溫度fo=85.77℃,

以及對應(yīng)的氣相組成y=0.457289。用Antoine方程計算出K)溫度下C,W組分的飽

和蒸汽壓分別為:

1630.868

%107.3024385.77+273.1543.569135.1598kPa

1657.459

0107.07405685.77+273.15'46.13

Pw°59.5825kPa

用修正的拉烏爾定律計算活度系數(shù)分別為

,pyc101.3250.457289

力雙2劃為網(wǎng)0.115343-

pyw101.325(10.457289)

wo-^—pxw033------------------

59.2825(10.115343)

對組分C,W的常數(shù)分別為Cc,Cw,于是可得：

Cc=71)log(yco)=(273.15+85.77)xlg(2.9721)=169.7944

Cw=7olog(ywo)=(273.15+85.77)xlg(1.0433)=6.6012

此時考慮到精偏塔內(nèi)進(jìn)料板壓力略大于大氣壓，可設(shè)定塔頂溫度初值為/F=93℃O

用Antoine方程計算出加溫度下A,B組分的飽和蒸汽壓分別為：

1630.868

“(J107.3024393+273,1543.569176.5000kPa

1657.459

0107.074056108+273.15—46.13

Pw78.4911kPa

忽略壓力的影響，可以認(rèn)為壓力變化不大時組分C,W的常數(shù)Cc,Cw不變，

溶液濃度為奸的活度系數(shù)可表示如下：

16

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

8169.7944

CIOTW1093273.15

1.W6.6012

W10Av1093273.151.0424

計算氣相總壓力，校驗原設(shè)溫度的正確性:

PCXFpW

(1XF)p

1.90曲0.115343^176.5000kPa+1.0424(10.115343)78.4911131.600kPa

顯然與137.341kPa略有差異。因此需要調(diào)整溫度初值，重復(fù)上述計算。

直至加=94.212℃時，所計算出的壓力值p=147.341kPa與pF=105.325kPa相等。

因此得出進(jìn)料板溫度加=94.212℃

4.3平均參數(shù)的計算

4.3.1全塔物料衡算

本例為直接蒸汽加熱的精儲塔，由于泡點進(jìn)料，根據(jù)恒摩爾流假定，則有：

LF且％VV。

LW

全塔物料衡算：Vo+F=D+W

乙醇組分衡算：FXF=DW+WXW

▽W(xué)泗

乂一T提儲段操作線斜率=2.5974,即W=2.5874Vo

w

VoXqX

其中已知D=0.031590kmol/s,XD=0.859707,*=0.115343,XF=0.000391,

聯(lián)立求解得到：

F=0.236584kmol/s

W=0.333320kmol/s

Vo=0.128326kmol/s

4.3.2平均溫度的計算

tFto94.2179=.

精鐳段平均溫度方

8T§6-.702-

tFtw94.2110

提餌段平均溫度方

9^9072.0攵

4.3.3平均壓力的計算

塔頂壓力pD=105.325kPa

17

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

進(jìn)料壓力pF=137.341kPa

塔底壓力pw=144.068kPa

精偏段平均壓力程pF137.341105.132215.3

pr>2-33k2

提儲段平均壓力聲pF137.341144.104608.

pw27042

4.3.4氣液兩相平均密度的計算

4.3.4.1氣液相組成的計算

已知混合液體密度公式為：_1,竺（其中a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）

LAB

混合氣體密度公式為：v空等（其中身為平均相對分子質(zhì)量）

仍然是利用附錄2中乙醇——水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)，直接查出或由各進(jìn)、出

料口液相組成根據(jù)相對揮發(fā)度關(guān)系求得各氣相組成：

塔頂液相組成：加=0.859707

氣相組成中：yD(10.859707)=D1.03680.864006

0.859707~~6iyD)

9

進(jìn)料液相組成："=0.115343

氣相組成”■：yw(10.115343)=F6.5062,yF

=0.457289

0.115343(1yw)

塔底溫度：xw=0.000391

氣相組成yw：yw(10.000391)=w12.810,jiv=0.004991

0.000391——6iyw)

①精微段平均組成:

XDXF0.85970.1153100%

液相組成XI

248.75%2

"0.86400.4573100%

氣相組成y

266.06%2

②提儲段平均組成:

、小后㈤中.XF0.0003910.1153100%

液相組成"257F-----

18

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

氣相組成"yw0.0049910.4573100%

223.11%2

434.2各液相平均密度的計算

利用附錄3中不同溫度下乙醇和水的密度，由各進(jìn)、出料口液相組成求取個液

相平均密度。

①塔頂溫度：a=79.18℃

此溫度下水密度為0WD：

——如0580971，眥皿=972.293kg/M

WD

乙醇密度為PCD:

73580707468073579.183CD,

―co=735.902kg/m

液相密度為PD-.

1naD1頌9410.94

F735.902972.293,

CD

可得po=746.796kg/m3o

②進(jìn)料溫度：獷=94.21℃

此溫度下水密度為PWF:

961.883-------962^779§?.88394-212WF,WF

=962.430

乙醇密度為"CF：

1009010094,212,CF

7國).632724716

!____196^^)

液相密度為pF：—，-

FClWF

可得q=887.945kg/m3o

③塔底溫度：削=109.97℃

此溫度下水密度為"明￥：

19

化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計

乙醇——水精儲塔設(shè)計天津大學(xué)

9511109郵.345110109.97,w3

951.022kg/m951vw

乙醇密度為pew：

110100110109.97,cw=703.039kg/jn

703716703

CW

液相密度為pw：

1200110.001

嬴703.039951.022