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1、15.2.10 浮阀塔精馏工艺设计示例5.2.10.1 设计任务【例 5-2】今采用一浮阀塔进行乙醇 -水二元物系的精馏分离，要求乙醇的产能为 1104ta，塔顶馏出液中乙醇浓度不低于 94，残液中乙醇含量不得高于 0.2。泡点进料，原料液中含乙醇为 35%，其余为水，乙醇的回收率取 98%(以上均为质量%)。且精馏塔顶压强为 4kPa(表压)，单板压降0.7kPa。试作出能完成上述精馏任务的浮阀精馏塔的工艺设计计算。5.2.10.2 工艺设计计算一、全塔物料衡算(一)料液及塔顶、底产品中乙醇的摩尔分率乙醇和水的相对摩尔质量分别为 46.07 和 18.01kgkmol。0196.8/5.90
2、7.46/7.1./5.08507.462WDF xx(二)平均摩尔质量kmol/g06.18.)096.1(096.746 l/7324.WDF M(三)料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以 7680ha 计，有： h/OH)(%Ckg5h8/kg5/t1 5274根据乙醇-水物系的特点，本设计采用低压蒸汽直接加热，加热蒸汽质量流率设为 G，kgh，摩尔流率设为 G，kmolh，全塔物料衡算： ）（）（0.5-9/0.5-2/FD9.0Wh/kg12470/86GWh/kmol67.018/2524/l.4.3/GDF二、塔板数的确定(一)理论塔板数 的求取TN1乙醇-水相平衡数据表 5-23
3、常压下乙醇- 水系统的 txy 数据沸点 t， 乙醇摩尔分数 沸点 t， 乙醇摩尔分数2液相 气相 液相 气相100.0 0.000 0.000 81.5 0.327 0.58395.5 0.019 0.170 80.7 0.397 0.61289.0 0.072 0.389 79.8 0.508 0.65686.7 0.097 0.438 79.7 0.520 0.66085.3 0.124 0.470 79.3 0.573 0.68484.1 0.166 0.509 78.74 0.676 0.73982.7 0.234 0.545 78.41 0.747 0.78282.3 0.261
4、0.558 78.15 0.894 0.894本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压） ，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 平衡关系的影响完全可以忽略。yx2确定操作的回流比 R将表 5-24 中数据作图得 曲线及 曲线，见图 5-71。为便于计算机计算，在乙醇-水物系yxt的 曲线中，以 A(0.124， 0.470)点为分界线将该曲线分成 OA 和 AB 两段，将其对应段曲线拟合成以yx下二式表示。OA 段： )124.0(013.32.147.82.923 xxAB 段： 89769850xxy = 289.2x3 - 88.417x2 + 10.3
5、12x + 0.0013y = 0.9309x3 - 1.2325x2 + 0.9378x + 0.37760.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.00.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0x y0.124 0.8940.174 0.860OABCDq75808590951001050.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0x y t图 5-71 乙醇- 水物系的 曲线及 曲线yx)(t确定最小回流比 Rm。在 xy 图上，过点 B(0.894，0.894)作相平衡曲线的切线 BD
6、，与 y 轴的交点为 D(0， 0.2)，则有： 2.01mDRx9.7操作回流比 R。取操作的回流比为最小回流比的 1.5 倍，即：35.402.15.m3求取理论塔板数精馏段操作线 1456.083.1.79.Dxxxy提馏段操作线3因泡点进料，将 代入精馏段操作线方程解得精馏段操作线与 q 线的交点为(0.115，0.239)。15.0Fx设提馏段操作线为 ，而提馏段操作线为过(0.000196，0) 和(0.115，0.239)两点的直线，固有：bay041.2096.23即 41.xy因靠近 B 端的操作线离平衡线很近，故需逐板计算理论塔板数。将 代入 中试差解得79.0D1 376
7、.098.235.109. xxxy 750.1x将 代入 中解得5x4832y将 代入 中试差解得.2y .7.0. .2将 代入 中解得xy3在计算机上逐板计算的结果见表 5-24。表 5-24 乙醇- 水物系理论板数的逐板计算结果精馏段 N15 块理论板序号 i 液相组成 xi 气相组成 yi+11 0.750 0.7552 0.710 0.7233 0.650 0.6744 0.550 0.5935 0.345 0.426提馏段 N23 块理论板序号 i 液相组成 xi 气相组成 yi+16 0.055 0.1127 0.0119 0.0218 0.00195 0.000注：逐板计算时
8、，在跨越 x=0.115 后，相平衡关系采用 AB 段拟合线。进料板在第 6 块。(二)实际塔板数 pN1全塔效率 TE选用 公式计算。)lg(5.32L塔的平均温度为(78.2+100) 289( 取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下查化工原理附录得：，smPa7.0AsmPa1.0B smPa321.0)5.1(3.0537)(FFL x在 89下乙醇对水的相对挥发度(见表 5-24)为 206.8)7./()89.()/(/ ABABA xyypv %03726.831.0lg521)lg(5.321LT E2实际塔板数 （近似取两段效率相同）pN精馏段： 块，取 块.7.0/1 4
9、p1N4提馏段： 块，取 块1.8370/p2N9p2N总塔板数 块(包括塔釜) 。p21三、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算(一)平均压强 m取每层塔板压降为 0.53kPa 计算。塔顶： kPa325.10Dp加料板： kPa095.16.F平均压强 732/)(m(二)平均温度 t查乙醇-水相平衡数据表 5-23 或温度组成图 5-71 得：塔顶为 78.2，加料板为 91.1。852/)1.978t(三)平均分子量 mM塔顶： ， （用 AB 段相平衡关联式试差计算得到）7.0D1xy0.1xkg/mol06.391.8)75.(.465. 7L,V, 加料板： ， （用 A
10、B 段相平衡关联式计算得到）8FyFx /l24.).01(.1.0mLD,V,M精馏段： kg/ol3752/)6379(, m.4.(四)平均密度 m1液相平均密度 L,为方便计算，将查阅得到的乙醇和水的密度与表面张力列于表 5-25。表 5-25 乙醇的密度和表面张力温度， 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110乙醇 795 785 777 765 755 746 735 730 716 703密度，kgm 3水 998.2 995.7 992.2 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 951.0乙醇 22.3 21.2 20.4
11、 19.8 18.8 18.0 17.15 16.2 15.2 14.4表面张力，10 3Nm水 72.67 71.20 69.63 67.67 66.20 64.33 62.57 60.71 58.84 56.88塔顶：查 78.2下乙醇和水的密度分别为 737 kgm 3 和 973 kgm 3。LD,BLD,A,mLD, kg/.75971.031 a进料板：查 83.9下乙醇和水的密度分别为 728.5 kgm 3 和 964.5 kgm 3。LF,BLF,A,mLF, kg/2.895.9640.7281a精馏段： 3, kg/)3.5(2汽相平均密度 V,53mV, kg/m2.1
12、)8573(14.8.0RTMp(五)液体的平均表面张力 m对于二元有机物-水溶液的表面张力，采用第一章式 1-23式 1-30 计算。塔顶：查表 5-26 得 ； （78.2）N/30.17oN/89.62w主体部分的摩尔体积 kmol/0185.m/kg973ol01.8l/62./l.463w3oV塔顶实际液相组成由操作线方程求得 79.9.456. xx即 ，70o2101w主体部分的 和o07.923.1954.062185.0.)/(owoVxx（按表 1-13 之规定， ）.)3/lg()/(l2qB 2q0763. 0185.962051.18.25.4 3/23/w3/o V
13、qTQ.76.9.BA根据 和 联立解得0)/(logsowq 1sow24.0som/N60.2098.23.17924.8.7mD, 4/1/os1/ws1/ 进料板： ； （83.9）/.omN/5.6w主体部分的摩尔体积 kol/01867.594/.183276woV，0ox5.wx6主体部分的 和wo694.03.1306.25875.0ow（按表 1-13 之规定， ）197.)/lg()/(l2qB 2q072. 086.520634.91.35.4 3/2/w3/o VqTQ.7.BA根据 和 联立解得190)/(logsowq 1sow3.06som/N57.147.209
14、.163.69mF, /4/1/os/ws1/4 精馏段： mN/09.1/)5.(/)(F,D, (六)液体的平均黏度 L,查得在 78.2和 83.9下乙醇和水的黏度分别为：， （78.2）sPa45.0AD, sPa365.0BD, ， （83.9）m1F m127F按加权求取平均黏度塔顶： smPa435.021.365.079.4.)()(DBALD, x加料板： F精馏段： m,四、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 kol/h15.2397.4)135.()(RV汽相体积流量 /sm0.6029m,sM汽相体积流量 /h85/s7.133h液相回流摩尔流率 kol/4.17.4RD
15、L液相体积流量 s098.26093m,s 液相体积流量 /h8/s1.033h冷凝器的热负荷：查 78.2下乙醇和水的汽化潜热分别为 970kJ/kg 和 2311kJ/kg。平均汽化潜热按质7量分率加权有 kg/J1.04231.097.mr W3.2946)85(VQ五、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算(一)塔径1初选塔板间距 及板上液层高度 ，则：m0THm60Lh54.6.LTh2按 Smith 法求取允许的空塔气速 (即泛点气速 )axuFu0268.3.18907.5.5.0Vs 查 Smith 通用关联图 5-40 得 20C负荷因子 19.9.2.0.02C泛点气速： s/m075.32.1839.0.5.VLmax u3操作气速取 m/s5.7.7.0ax4精馏段的塔径
