乙醇水精馏塔设计概述

目录1目录1目录。。....。.....．.....。...．。..．。．。...。.．．．。．.．．。...。。。。．.。。.．。。。。。..。。。．.。.。。。．。.。。。。。.．。．。。．..．．.．。.。.。．。．。．.．.。.。．.。.。．．．．．.......。１2设计任务书。.．。。.。．．。。。.。。..．。。.。。。。．。。。....．.。。。.．..．．.．。。。.．．。.。。．。。。。．。．。．．。。。．．。..．。．。．.．．.．。．..。。。。。.．.．.。．．..。。．...。。.。．..４3设计方案的确定及流程说明．。..。.。．。.。。.。。.．..．.。。.．。。．。．.。.......。.。.。.。.．．．．。．。。．。．．。．。．.。.．．．．。。．。。。．.。。．．...。。..５３。1塔的类型选择。．.．。..。.．。..。.．..．．..．。．.。。。。。．.。。。.。。．.．.．.．。。。。..。。.。.。....．.。．。．．。.．。。。。.。.....。。.。．.。.。.。。.。.。...53.２塔板类型的选择。．．．.．．．．..．。。..。。．.。。...．..．.。。。.。．..。．。.。。.....．.．。...。．。．。。.。..．。...。。．。.。..．.。．．.。.。....。．。.。.５3．3塔压确定.。．。.．.．.。..．.．．。.。．。。。...。．。。。．...。。．。。．.。。．。.．.．.。。.．.。。.．.．.。...。．。。。。....。。。。。．。。.。。.。。。．.。..．。．。。.。..。。。.５3.4进料热状况的选择。。。。。。.．。.。．.。。....．。。。．。．。..。...．。..．。.。。....．。。．．.。.。。．．.。...．。．。.。．。。。.．。。。．....。.。．.．..。.．53.5塔釜加热方式的确定..。.。..。.。.....．.。。．.．...．。．.。。.。.．．。．.。.。.。．.．。..．。.．.．.。...．。。.．。.．..．。．.。...。．.．..．．.。．53．6塔顶冷凝方式.。。。。。。.。。。。．..。..。。。．．..．。..．。．....。。.。..．．..．．。.．....。．．．。．．。.。。.．．.．．.。。.．。．。.．．.．。。..。．。。．．....。．.63．7塔板溢流形式。．.。。。．。．。.．.。．。．..。.。。。．。。．...．．。...。。。．。。。。.。。．。。。。.。。。。。。。.．。。....。...．。...．。。。。。．..．.。.。。。．.．。。。。.６3。８塔径的选取.。.。.。.．。....．。．。。。..．.。．．....．.。．．.。．。．．。。．。．．.．。.。.。。.....。。..．...。.。.。..。...。。.。．．．。...。.。．.。。.．.。.。.。。63。9适宜回流比的选取.．.．．。。。.．．..。．。．．。。。。。。．．..．。。。。．。．．．。．.。。。..。．..。。。.。。。．..。．。.．．..。．。.。．。..．..。..。。。..。。。。．.63。1０操作流程．．。...。..．．。．.．..．。。．。..。...．．。.．.。．。.。...。。。．。．．.。.。．.。.。。.。。。。..．。．。．。..．.．．。．。..。。．..．．..．.。。。．。.．..．。.．。64塔的工艺设计..。．.。．.。．．。。。．。．。．..。..．。。。。..。。．。．。。.。。..。．...。．。．。．.......．..。..。..。.。.。....。．．．。.。。。．。.。..．。.．.。．．。．．。.。．。.．。74.１精馏塔全塔物料浓度计算：.。．。.．。．。。。..．.．...。.。.．．。..。．。。。。....。。.．....．。．。。.。.。.．。..。.．....。.。。。..．．。.７4。２理论板的计算．．。。。...。...．...。。。．。.。．．.．．.。。．。．。..．。.．。..．.。．．．.．．.。。....．..。.．．．。...。。．..。。。。....。.．.。．..。..。。。．.．74。2.1最小回流比的计算．.。。。.．。..。．...．．.。.．.。.....．。.。。.。．。.。。．．.．。.。.。．.．．．....。..．.。。。。。。。．.。．．。..。．。。．74。2。2理论板数的计算..．...。..．。。.．．．．。。.。．．。...。．...．..。．.....．.。..．.。。。..。.。.。。．．..。..。。..．。．。。．。.。.．.。.．.84。2.3塔板效率的计算.．.。。。..。。.．．．.。..。.。．．.。。．．.。。．.......．。．。。......。。．..．．．．。。.。。。。．。。。。．。....。....。..1３４.２。3。1塔顶的温度tＤ的计算.。。．..。.。.。.．。...。.．．。．．。..。。。．。．。．．.。．.。。．．。。。。。....．．..。。．。．..。.１34．2。３．2塔底的温度ｔＷ和总板效率ＥT的计算。。．．．．。。．。。。．。．．．．。。．.。。．..。。。...。。。．。.１４4．2．4实际板数的计算..。。．。．...。。。.。.．。．。。。。..。。．.。。．.。.。.．。。.．。....．.。。．。。。．.。.。。.．。．。．.．.．.．..．。．..。.。。。１６４.２.5进料温度的计算。.．。.。。．.．．.．。．.。．.。..．．....。.。..．..。。。.．.。．．。。。。．....。.。。.。．．.。．。。。．．.．...。．．。.．．.。.１６4。3平均参数的计算。..。。..。...。。。．．．．。..。。.．．。。.．。..。。.。.。．。....．.．。．....．。。.。。。．。。.．。.．．。.。.。．。..。..．..。．。．．.．...．174。3。1全塔物料衡算．．．。。.．．。.。．。.。.．．．。.。。。.。。．．。．.。。..。．。..．.．。.．.．.。。。...．.。。。。．．..．....．。．。。。．．.．．．.．。..．1７4．3．2平均温度的计算。．.。.．。.。。．。．．．．.。。．．..。。..．.。.．．.。。...。...。．.．。.．。。．．。.。....。.．....。．．.。.．。....．。。。．1７4.3。3平均压力的计算。。．..。。.。.．...。．．.。．．。。．。...。.。．。.．。.....。。．..．．.．。．。．.。。．..。．。。。。.。。。．.。。.．.。...。．。．1７１ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计４.3。4气液两相平均密度的计算。.。．。．.。.。.．。。.．..．.。．．．．．。．。。。．.．。.．。.．．.。.．。.．。。.．..．．。。．．.。..．．。.．184。３。4.1气液相组成的计算。..。.。。。。.．．。.。．。．．.。。..．..。。..。.。.．.．.。．．．。．。.。。。．..．.．..。．..．．.。．.．.１84.３。4。2各液相平均密度的计算．.。。.。.。.。。。。。。。。．。.．．。.．.。..。。．。．。......。.．。.。。。。．。.。.．。。．。．。１94.３.4.3平均相对分子量的计算.。。。。...。．..．。．．.。．。....。。。。.．..。。。..．。.。．.。.....。..。。．.．．..．．2０4。３.4．4各气相平均密度的计算。．.。.．......。。。....。。.．。。.．.。.。．..。。.。。.．。.。．。。..．。.。。。。.。.。。.21４.3。５平均表面张力的计算．。。．..。.。.。。..。。．.．.．．．.。．。．。。．。．。．..。.。.。.．。.．．．..。．．．．．.．．。．．。。．．.。..．.。。.。２24.3．6气液两相平均体积流率的计算．．.．。。。．。．。．．．．.。。..．。.。..。.。．．。.。.....。。。。。..．.。．。.。．..．...．2５4.４塔径的初步设计..。．.。...。.．．.。...．。..。。.。..。.。.。.。..．。。。．.。．.．。.．。．。。.．。．.．.。．。。..。。．.．．。.。。。．.。．.．．...。.。.。.。.2６4．4．1精馏段塔径的计算．.。．...。...。。。。。。.．。。．..。.。．.。。．。.。。。..。.．。..。.。....．.。..。.。。。..。.．。.。.。．.。。..．。．264.4。２提馏段塔径的计算.。..．．。...。．。。。．.。.．..．。。。。....。。．。．．.。.．．。．．....。..。。.．．．．。.。。..。．.。。..。．..。．．。。2７4。５塔高的设计计算。。。。.．.。.。..．。．．．.。．。.．．．．．。。．．。..．．.。.．。。．.．.。.。。.．。..．。。.。．..。。.。.。．．。。．...。。。。．。。．。.。。．.．。。．。2８5塔板结构设计．..。。．。。。．．.。。.。.。.。.．.．。.．.。．。.．。。．．.。。..．。．．。.．。。。.．。。。．..．。.．.。。。。。。。。....．．。。．。．..。.．。．．。．.。．。。．。.。....．.．。30５．1溢流装置计算。．....．..。．。.。。.．。.。。．。.．。．.．...．。．。..．．。.。。.。．。。。．．。.。．。。。。.．。．。...。.。.．....．.。.。。..．。．..。。．。。.。．．。305．2塔板及浮阀设计．..。．....。．..。.。．。.。。。。.。.。．．．．..。．.．。．.．.．..．。。。。。。。。．.。..。。。。..。..。。。....。。。。．.．.。。。．。。.。..。.。３15．2。１塔板的结构尺寸。。．.。。.．．。．。．。..。。。。....。.。..．．。.。．．．。。.。。..。..。.．．．．...．.。。.。.．．..．．。..．。..。..。...。.３１5。２．2浮阀数目及排列..。.。。。。.．....。.。．..。．．.．．.．．。。。...。。．.。。．。。．．..。.。．.。．．。。。。。．．。....。。。。．.。。..。.．...。32５．2．2。1精馏段浮阀数目及排列。．．。．。。.。．。.。．．.。。.。.。.。.。..．．．．.。。.。..．．。.。。．．。.。.。。．。.。..．..。3２５.2.2.２提馏段浮阀数目及排列．．．。。．.．．。..．．。．.．．．.。．．．。．．．。．．..．．.．..。.。..．．...。..．．....。．．。３45．3塔板流体力学验算..．..。.。..．。.。.。。。．。.。．.。。．.........。.。。.．。.。.。．.。.。．．...。。.。．。.。．.．.。.。.．。．．。．。．.。．。．。。．。..355.3。1气相通过浮阀塔板的压降..．。..。..。..。。.。。。.。．。。．。..。.．。.。．。。。。。。．．。。。．。。...．。.。。.。..．.。。.。．。。3精馏段压降的计算。。...．。。．。。。．..。.。。.。.．。.。.。。.．。．．.．.．．。．.。..．。.．．。。。。。。。。.。..。．．．.。。.３55．３.1。2提馏段压降的计算...。。．。。。。。。．.．..。．．.。..。.．。。。。.。..。。.。..．．．．。。．．.．.。。.。.。.。。....。．..．3６5.３。２液泛。。．..．．。。．.。。.....。。。．。．。．．。..。．。。。。.．。．。。。。.。。。．．。．．．..．.。.。....。．.....．..。.。．....。。．。..．.．。。。..。．..．。。.365。3。２.1精馏段液泛计算.。．..。.．．．.。..。。。。．。...。..．..．．.．。．。。。。．。．。．．．。．.。。。。。．。．。.。.。。。．.．。。。.。.．3提馏段液泛计算。.．。。.．.。。...．。。.．.．．。．。。。.．。....。..．..。．。。.。．。。．.．．.．。.。.．。。。．..．。。．。.。。.375.3。3雾沫夹带..．.。...。．。。．。。..。．。.。...。．。.。．．。.。。.．..。.。......．.．。。.．．。.。。.．.．...。。。。.。...。。。.．。.。..。。.。．...。。375.３.4漏液．。..。。。.。..．．。.。．。。.。。。。。．.．。.。..。．．。..。..。。..。..。.．．。.。。。..。。。.。..。．.。．．．．。.．．..．。..。．。。.。。．。..．．.....．.386塔板负荷性能图.．..．。.。。。..．．..。.。。。。．。．.．。...。。.．......．.．。。。.。。.。.。。.．.．。。．.．..。.。.．.。。.．.。。．。．.．.。．。。。.。．.．。。.．．.。。..。。３86。1雾沫夹带线。。．。。。。.。.。。.。。。。..。。。。.。．..。．．.．。。。....。.．。．.．。．..．.。.．.。。。．.。．.．．。.。.。。．．。.．。．.....。。。。．。．....．．．..。。。３8６。2液泛线。.．。。．。．..。.。.．。.．．....。．。.．。.。．.．。.。。。.．。.．。．．．.。。..．．。..．。．。。。．．。.．。.。..。。.。．．。.。..．.．.．.。..．.。。.．。..。..．．。．.．382ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学6。3液相负荷上限线。．．．．..。....。。..。。.．。.。．。.。。。..．。。.。．。..．.。．。..．.．..．.．．。.。．。．．。。.。。。。。。。......。．。。．。.。。.．．。。。．．396。４漏液线。..．.。..．.．.．．..．。.．...。．．.．。。．。.．。.．．.。...．。。。。.....．...．..。．．.。..。.。．....。．。.．。．．。。。。。..。．。．。。．.。．.．.。..。．...．396.5液相负荷下限线.。。...．。.．．。...．。。。...。。。。。．。..．。．．.。..。。..。.。.．。。.。．．.。．．。.．.．。..。。.。。。。。。．．...．.。.．.．.。。.。．.。.39６。6塔板负荷性能图．。.。。．。．..．。。。。.。。..．.。．。.。．．.．.．.。。。．.．．.。.。..。。．.．.。．．.．．.．．。。．.。．.。．。。．．。．。.。．.．．。。．..．。。。．．．406．６。1精馏段塔板负荷性能图．。．。..。．．.。...。．.．.．．．。.．．。。．.。。..．。.。．．..。.．。。。..。.。．．..。．.。。．..。.。..。。.4０6．６。2提馏段塔板负荷性能图。。。．．.。。。．。．。...。.....．。.．．。。。..。.．..。。。.。.。.。．.。.．．.．。。。．..．．...。。.。..。。41７附属设备设计。。。。。。。。.。.．．.。..。。。。....。.。。．.。..．.．。......。．。。。。..。．.．。。。。。．。....。.。。。．．．．...。。。。。。。...。．．．.．..。.．．。．.。。.。．。。437。1产品冷却器设计选型。．...。...．．..．．。.。。．...。..。。．。.．。.．...。。。。．．..。.。。．。.。。．。。．.．。。。。.。。..。.．．.．。。.。.。．．.。..４37．２接管尺寸计算．．。.．。...。。．...。．．.。。。.。。.。。。。..。。．.。。..．．。．。.．．。。.。.．．。．。。.。.。。。。。．。.。。。..。。.．。。．．。．。．。....。..。。。。.447.２。１进料管。。。.。。．。。．.．。..．。．.。.....。.．。。。.。。.。。．.。。..。.。．.．．.。。．。.．.。．．。．。．。。.。。．。。.。.。．.．．..。。．...．.．..．.....。4４7。2。2塔顶蒸汽出口管．。．。。..。....．.．．．．.。.。．．．。。.。。。。。．。。．。。．..。.．。．．．．。．．。．.。...。。..．。..。。．．。...．。。。.。..．4４７。2．3回流液入口管。．。。.．．..．.。.．。...．．。。。。．．．．.。．.。。。。.。。。.．。.．。。．。．.．.。.。。.．..。。．..．.．...。。。。．.。.....。..。。457.2．4塔顶出料管．．。。。...。.。。．。.....。.。。.。..．.．．..。．.．。。。...．。。...．．。．..．..．．。。。..。.。。。.．.。．．..。..．..．。。。．.．..４57。2．5塔底出料管。.．.．。..。。。.。。。．..．．．．．。。.。．。．．．..。．。。．..．。．.．...。．．。。．..。。。..。.．.．...．．．..。。。....。。。.．。。.。。．467.2.６塔底蒸汽入口管。.．．.。。。。。．..。．..．。。..。．...。....。....。。.。。．．.。。．．..。。.．。。。....。．。.。。.。.。.．.．.。。..．。．。4６8设计结果汇总。。..．。.。。..。..。。.。．。。..........．..。..。．。。．。．。。.。.．.．.．。．。。．。。..。.．。.。。.．..。.．..。。.。。。。．.．.．..．．。。..。..．。．.。...。478。1各主要流股物性汇总。...。。。．．。．。。．．。。．。.。。.。．..．。.。.。..。.．。.。。.．．。。.。．.．..．....．.。．。.。。。。。。.。.．．.。...。.．。．..4７8。2浮阀塔设计参数汇总。.。．.．.。。．.。．．。.．。...。.。..．。。.．.。．..。...．.。。。．.。。。．。．。..。..。.。。..．。．.．.．..。。．...。。。．。。.．４78。3产品冷却器设计结果汇总．。.。．．．.。.。。．.。。.。.....．．。。..。。.。。。。。。．．。。。..．。．...．.。.。.。。..。。....。。.。.。．。。.．．.4８8。4接管尺寸汇总。。。..。.。．。。．．。..。。。。。．.。．.．.。.．。。..．。．.．。。。。...。。.。.。。.。。．．.。。．．。...。.。。.。。.．。．.．。.。.。．。。.。．.。．.。...４89设计评述及感悟。。．。.。。..。。.。。。．。。。.。。。．。．。.。。.。。。．..。．.。.。。．。。．.。.。。。..。。.．．...。。。。.。．..．．..．。．.。.。。.．．。.。.。.。.．.。．.。．..．.４910参考文献．.．.．．..。...．．.．。...．.。.．。。。。..。．.。。。。.。.。。。.。．．.．.。．．。..。。.。。。..。。。．.。．...．.．.。..。..。..。。。.。．..。。.。。。。．．．.。....。。.。.．５0１1附录。．．..。．．.．。。.．....．。．.．.。．。.。。.。。。．。.。...。.。。．。。。.。．．。.。。。。..。。。。．。。。.。。.．。..．．。．．..。．．．。．.。.．．。．。.．。。．。.．．．.。。。。。。．..。..。..。51附录1主要符号说明。．..。...．．...。。.．。．。。。..。.．.。...。.。。.．。。.。.。.。.．。...．。.。。.．。．。。．．。．．．.。。．。.。。.。。。。.。.。。．．...。.５1附录2乙醇——水系统的气液平衡数据表.．．.。．.．。。.。...．。.．。．.。.。.．。.。。．.．。．。。.。...。。．．。．.．．。．．.。。5１附录３不同温度下乙醇和水的粘度。.。．....。。．。..。。．....．..．....。....。．。．．。。。.．．。。....。．．。.．．...．.．．。．．。。５2附录4不同温度下乙醇和水的密度．．.。。.．.．。..。....．.。。....。。..．。.。．。。.。.。。..。.。。．.....。。．.。。．。。．．．。．.。.５3附录5不同温度下乙醇和水的表面张力...。．。...．．。．。。．。。。．...．..．.．。.．.．.．。．.。．．。。.．．．．.。.。。。．。。。.。．５３1２附图。．．．.．.....。。。..．.．．．．．．.。。.．．．。。..．。。。。。．.．.。。。．.．.．。。。．。.。。．．。。.。..。．．．.。.。.。．..。..。．。.．。...。。．。...。．.。.。。。..．.。。..。.．..。.．533ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学2设计任务书一、设计题目：乙醇—-水体系浮阀式精馏塔设计二、设计任务及条件1。进精馏塔料液含乙醇25％（质量分数)，其余为水。2．产品乙醇含量不得低于9４％（质量分数)。3．残液中乙醇含量不得高于0．1%(质量分数）。4.生产能力为日产（２４小时）1１5吨94％的乙醇产品.5.操作条件:精馏塔顶压力进料状况4kＰａ（表压)泡点进料回流比R/Rmin=１。45不大于66７Ｐa1０1．325kPa（表压)单板压降加热蒸汽压力6。设备型式:浮阀塔三、设计内容及要求1。设计方案的确定及流程说明２.精馏塔的工艺计算（包括物料衡算、理论塔板数、回流比、总板效率、平均参数、塔高、塔径设计等）3。塔板结构设计及流体力学验算4.塔板负荷性能图的绘制5.附属设备的设计(包括产品冷却器和接管选型）6。设计结果汇总（包括主要设备尺寸及衡算结果等）7．设计评述及心得感悟8.附图：图解理论板（包括塔顶和塔底区域的局部放大图)，塔板负荷性能图(精馏段和提馏段各一个）,生产工艺流程图及主题设备图（2号图）。4

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学3设计方案的确定及流程说明3.1塔的类型选择本设计任务为分离乙醇—水混合物。对二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。一般来讲，板式塔的空塔速度较高,因而生产能力较大，塔板效率稳定,操作弹性大,且造价低,检修、清洗方便，因而在工业上应用较为广泛。考虑到设计、制造及生产技术的成熟稳定性,确定采用板式塔进行精馏操作。３。2塔板类型的选择在板式塔的塔板类型中，浮阀塔板吸收了泡罩塔板和筛孔塔板的优点,具有结构简单、制造方便、造价低，塔板开孔率大,生产能力大,操作弹性大，塔板效率高等诸多优点。因此优先选用浮阀塔板。３。3塔压确定工业精馏可在常压、加压或减压下进行。确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的.一般来说,常压精馏最为简单经济,可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益。若无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压精馏可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂,减少冷凝和冷却费用.在相同的塔径下，适当提高塔的操作压力还可以提高塔的处理能力.减压精馏可以防止某些易分解组分在精馏过程之中受热分解.乙醇——水物系在操作温度下非常稳定,在综合平衡操作可行性及设备、操作费用各因素之后,确定采用塔顶压力为(101。3２５＋4）ｋPa进行操作.3.４进料热状况的选择工业上均采用接近泡点的液体进料或泡点进料,这样可以保证进料温度不受季节、气温变化和前道工序波动的影响,塔的操作也比较容易控制。因此本设计采用泡点进料。３.5塔釜加热方式的确定蒸馏塔塔釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。但本设计案例具5

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学有其特殊性，由于其塔底产物接近于纯水，而且在实际生产中直接蒸汽加热有更高的热效率。结合设计任务要求,确定其塔釜加热方式为蒸汽直接加热。３。6塔顶冷凝方式泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。3。7塔板溢流形式U形流的液体流径比较长,可以提高板效率，其板面利用率也高，但是液面落差大，只适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流的液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。双溢流的优点是液体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低,一般用于直径大于２m的塔中.阶梯式双溢流的塔板结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合。通过对本例中的液体流量、塔径等进行初步估计，确定选用单溢流塔板。3.８塔径的选取板式塔的塔径依据流量公式计算,在设计时,一般依据严重液沫夹带时的极限空塔气速来决定。在估算出塔径后，还应按塔径系列标准进行圆整，并进行流体力学验算。精馏段和提馏段的汽液负荷及物性是不同的，故设计时两段的塔径应该分别计算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径；若二者相差较大,应采用变径塔。3．９适宜回流比的选取适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比.确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin,根据经验取实际操作回流比为最小回流比的1。2～2.０倍。乙醇—水混合物系属易分离物系，最小回流比较小，结合此设计任务要求，操作回流比取最小回流比的1。4５倍。3.1０操作流程乙醇-水溶液经预热器预热至泡点后，用泵送入精馏塔进料板。塔顶上升蒸气采用全冷凝后,进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。6

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品用于预热原料液,冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备.热量自塔底蒸汽输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。在每层板上,回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。按照设计任务书要求绘制生产工艺流程图一份，附后。4塔的工艺设计4.1精馏塔全塔物料浓度计算：Ｆ原料液流量（kmoｌ/s)ｘF原料组成（摩尔分数)塔顶组成（摩尔分数）塔底组成(摩尔分数)Ｄ塔顶产品流量（kmol/s）xDW塔底残液流量(kmoｌ/s）ｘWＶ0加热蒸汽量（ｋmol/s）M乙醇=４6.07ｋｇ/ｋｍoｌM水=18。０２kg/ｋｍｏl进料组成：塔顶组成：塔底组成：日生产量：０.９４/4６.07ｘＤ=xW=0.９4／46。０70．06／18.020。８５97０70.０01/46．07０．001/46。０70．9９9/18．020．000391115０008640０[０。8５9７０746．０７（10.8５9707）１８．０2］D=115ｔ/ｄ＝＝0.031590kmol／s则以纯净乙醇计的产量为DxD=０.０31590×０.85970７=0。027158kmｏl/s4。2理论板的计算4．2．1最小回流比的计算根据1。０１３25×10５Ｐa下乙醇—-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x—y曲线7ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学图.已知乙醇——水为非理想物系,其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切,对应的回流比为最小的回流比。最小回流比的求法是由点（0．８59７，0.8597）向平衡线的下凹部分作切线，该线与q线的交点坐标为(xq=0．115３，yq=0.355)。见图1.１０。90.80。70。６y0．５0。4（0．１153，0.355）0。30．20．10ｘ0.1x0．8x0WF0。20.30．40。50。60.７Ｄ0。91x图1最小回流比计算图q=1。0,xq＝ｘF=0.1153，yq＝０。355,ｘD=0。8５97,xＤｙq0.８59７0．3552．1０6Ｒminｙqｘq０.3550．1１5３Ｒ=１．45Rｍiｎ=1．45×2。106=３．０５4精馏段操作线方程为：ＲxＤyR1xR1０。7533x0．21２1提馏段操作线方程可以根据精馏段操作线与ｑ线交点(0.１153,0。299０）和点(0.0０0３91，0)这两点坐标确定,y＝2。5974x-0。00062５2.4.2.２理论板数的计算关于理论板层数的计算，通常可以采用图解法和逐板计算法。从ｘ－y图中不难看８

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学出，若采用图解法在x－y图中画阶梯求解理论板数,会因为曲线间距离太小而无法准确作图。因此采用逐板计算法求取理论板数。考虑到乙醇——水为非理想物系，在采用逐板计算法时不能将相对挥发度视为常数代入计算。因此对于平衡线上的点,考虑用插值法由气相组成求取各点对应的相对挥发度，然后求取其液相组成.而对于操作线上的点，依然是根据相应的操作线方程由其液相组成求取其气相组成。首先用相平衡方程和精馏段操作线方程进行逐板计算,直到ｘn≤ｘq时,改用提馏段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算，直至xm≤ｘW为止。计算过程如下.因为塔顶采用全凝器：y1=ｘD＝0．859７用插值法求得对应的相对挥发度为:１（0.8５９70。849１）(1。0３6781．0８217）1。0８217１。０49８60。８6400．8491x1由相平衡方程计算：y10。８597x1(１ｙ1)y11．04986（10。859７)0。85９70.8５３7351ｙ２由精馏段操作线方程求得：y2＝0．７533ｘ2＋0.２12１=0.７533×0。853７35+0．212１=0。８552０８继续用相平衡方程和精馏段方程逐板计算,当求得ｘ24=0.10２30３<xq=０.1153(加料板)，改用提馏段操作线方程，当x28=0。０00257<xW＝0．０003９１时，停止计算，即NＴ＝28。因为采用直接蒸汽加热，塔釜不能起到一层理论板的作用。塔内安装28层理论板即可满足分离要求，加料板为第24层理论板.计算结果列表如下。９ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学表1逐板计算法求解理论板层数计算结果列表序号1yαx备注0．8597070.8５５2080。8504４３0．8４53330。８４02250．83５2310．83０31０0.825４２80．8２０５500。81５6450。8104420.8０４6620.7９8１８8０.７908７8０。78２5230。7727680.7612８30．74793４0．７3２464０.７1325６0．686602０.645761０.5７785９0。４４215６0。2651０３０。0867470。０196７70。0０3３2５1.0498５８1.０6３5651。078０841。0890751.０９84311。1０7５7８1．1165９０1.1２55３41．13446８１.1457０６1.15９65４1。１751501．1９250３１.21２38０1。23６148１.2638941．29４１681。328147１.３773691。４61415１。６146821。931３7７３.11３1286．９5507０１０.36332１12。05733713.18０１７012.９8３6110.８5３7350．84740９０.８４06260。83384５0。827２１60．8206840．8１４20２0。8０７7270。８０121６0．794３09０。7866360。77804２0。7683390。７５724７0．74４２９80。7２90５1０.７113310。６9079５０．665２960。6299130．5７5６９90.4855600．3０5４１7０．10230３进料板234５67８91０1１12131415161７1８1920２1２223２４2526２72８０．03363８改用提馏段操作线方程0。0078１60.0０15210．000257<xWｘＷ=0．00０391将逐板计算的结果绘制成阶梯图,如图２所示。1０ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学10．９0。80。７0．６0.50.４0。３0。20．10０0。１０。20．30．40。5０。６0.70．8０．91图２理论板计算结果阶梯图将塔顶、塔底区域分别放大,如图3、图4所示。１1ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇-—水精馏塔设计天津大学0。0５0。040.03０.０20．０10０0.0１0.020.0３0.０40.０５图3塔顶区域放大图0。90。８5０。８0.7５0。7０。7０．750．80．８５0。９图4塔底区域放大图12

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学４.2。3塔板效率的计算根据设计要求，塔顶压力pＤ=１05.３25kPa.根据上面的计算结果，塔体内需要28块理论板才能满足分离要求。假设总板效率为0。5,则所需的实际板数目为NＰ＝(NＴ–１）/ＥT=56.按照设计要求中的单板压降不大于667Ｐａ计，塔底压力为ｐW=pＤ+NP×0.6６7ｋPa＝105．325+56×0。66７=1４2。6７7kPa４.２。３.1塔顶的温度tＤ的计算根据常压下塔顶的xD=0。８５97０７查出其所对应的温度ｔ0＝7８。2０℃,以及对应的气相组成y=0.8640０6。用Anｔoｉｎe方程计算出t０温度下C,W组分的饱和蒸汽压分别为:1630。8681０７.30２43７8.20+273.1543。569１0０。8４08kPap０C0１6５7.4591０7．０７405６7８。20+273．１546.1344。023２kPaｐ0W0用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为ｐｙC1０1。3250。864０061。0098C0pxＣ100．8４080.８5970７0CｐyW0101.325（10.８６40０6）2。2311W0ｐｘW44。02３2（１０．85９7０7)W对组分C,W的常数分别为ＣC,CW，于是可得：ＣＣ=Ｔ0lｏg（γC0）=（273．15+78.20）×lg(１.0０９8)=1。4922ＣW=T０log(γW0）=（２73．15+78．20)×lg(2．2311）=12２。4513此时考虑到精馏塔内塔顶压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为tD=7９℃。用Antoine方程计算出tD温度下A，B组分的饱和蒸汽压分别为:1６３0。8６810７。3024３7９+273。15４3。56９1０4．0815ｋPap0C1657．４59107.０７40567９+273。15４６。134５.4860kPap0W忽略压力的影响,可以认为压力变化不大时组分C,W的常数ＣC，ＣＷ不变，溶液浓度为xW的活度系数可表示如下:CC1。４922C１0TＤ107９2７３。１5１。０9８1３ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇--水精馏塔设计天津大学CW122。4513Ｗ10TD１079２7３。１5２。２２61计算气相总压力,校验原设温度的正确性：pCxＤpW（１ｘD）ｐW00Ｃ1．0980.8５9７0７10４。0８15kPa+2.2２61（10．8５９７0７)4４。4860１04．568kPa显然与1０5．325ｋＰa略有差异。因此调整温度初值，重复上述计算。直至tＤ=７9．1８4℃时，所计算出的压力值p=１0５.326kPa与pＤ=10５．３２5kPa几乎相等。因此得出塔顶温度ｔD=７９.1８4℃4.2。３.2塔底的温度tW和总板效率ＥT的计算设定总板效率初值为ET=０.5。则实际塔板数为Np=NＴ／ET=28/0。5=56。按照设计条件中所给出的单板压降不能大于667Pa，求得塔底压力为pＷ=ｐD+Ｎｐ×0.６67kPa＝10５.325+5６×0。6６７=14２。677ｋPa根据常压下塔顶的ｘW=0.０0０39１查出其所对应的温度t0=99．80℃，以及对应的气相组成y=0。004991.用Antｏine方程计算出t０温度下Ｃ，Ｗ组分的饱和蒸汽压分别为：1630。868107.30２43９９.80+２7３。1543.56９2２４．449３kPａpp０C０1６5７.４59107。07405６９9.8０+273.１５46．１31０0．596４kPa0Ｗ0用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为pyC1０１。3250.０04991５。7558C0pxC22４.4４930。０003９１0CpyW010１。３2５(１0.０0４991）１.0025W0pxW１00．5964(1０。0003９1）W对组分C，W的常数分别为CＣ，CW,于是可得：CＣ=T0log(γC0）＝(2７3．15＋99.8０）×ｌｇ（5.７5５8）＝28３．4825ＣＷ=T0log(γW0）=（２７３。15+9９．80）×ｌｇ（１.0025）=０．4０５5此时考虑到精馏塔内塔底压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为ｔW=108℃。用Anｔoiｎe方程计算出tＷ温度下Ａ,B组分的饱和蒸汽压分别为：1４

化工传质与分离过程课程设计乙醇—-水精馏塔设计天津大学1630．８68107．30２431０8+273。1５43．569294．２07４ｋＰap０C165７．45９１０７.07405６１08＋２７3.1５46．１313３.8790ｋPap０W忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分C,W的常数CC，CＷ不变，溶液浓度为xW的活度系数可表示如下：ＣC283。4８2５C10TＷ101０827３.155．５608CＷ０。405５Ｗ1０TW10108273.1５1.00245计算气相总压力，校验原设温度的正确性：pCxWｐCW(1xW）pW005.５6０80。00039１2９4。2074kPa+1.00２４5(１０.000３９1)133．87９０134.7９5kPa显然与142.677kPa略有差异。因此需要调整温度初值，重复上述计算。另一方面，还需要考察温度对板效率的影响所引起的塔板数目的变化，也会引起塔底压力的变化。tWtD210879。439３.52Ｃ在tW=1０8℃时，t2根据附录3中提供的乙醇和水的粘度,用内插法求得平均温度下的粘度：W0。3０600.3０６０0。３02７９393。520。３0０６mPas9３94C0.495０。4９50.3618０９3．520.4036mPas80100mｉxxFC（1ｘF)W0．115３0.4036（10．1153）0．3００60．３１25mPａs将此处算出的液相平均粘度带入到ET计算公式中，即可得总板效率为：ET０.170．616lg（ｍｉx)０．170.616lg0．31250。４8１２此时的塔底压力为pW=ｐD+Np×0.667kPa=105.325＋２8／０。4８12×0.６67＝144.136kPa调整温度初值,并以每次得出的总板效率ET带入塔底压力计算式中进行迭代,重复上述计算，直至总板效率ET=０.4820,tＷ=109．97℃时,所计算出的压力值p=1４4.06７６kPa与pD=144．068kPa几乎相等。因此得出塔底温度tW＝109.９７℃，总板效率ＥＴ=０.4820。15

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学４。2.4实际板数的计算精馏段实际塔板数N精=2３/0.４8２0=47。７≈４8层提馏段实际塔板数Ｎ提=５/0．４820＝１0。4≈11层4.２．5进料温度的计算进料温度tＦ的计算与塔顶温度tＤ的计算过程大致相同.已经求得精馏段实际塔板数Ｎ精=48层，按照设计条件中所给出的单板压降不能大于667Ｐa,可计算出进料板上的压力为：pF=ｐD＋48×0。667=１05．32５+48×０.667=13７.341kＰa。根据常压下进料板上的液相组成xＦ＝0。115３43查出其所对应的温度ｔ0＝85.77℃，以及对应的气相组成y=0．４572８9。用Ａntｏｉnｅ方程计算出t0温度下C,W组分的饱和蒸汽压分别为:１63０．868107。302４3８５。77+273。15４3。56９１３5.１598ｋＰａｐ0C0１65７.459107.07４0５６8５。77+２73.1５46。135９．58２5kPap０Ｗ0用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为ｐｙＣ101。32５0。４５7289２。９721C0pxＣ22４。44930．1１53４3０CｐyW0101。32５(1０.45７289)１.0433Ｗ0pxW59。58２5(1０。11５34３）W对组分C，W的常数分别为ＣC，CW，于是可得：ＣＣ=T０loｇ(γC0)＝（２７3。1５+85.77)×lg(２．97２1）=16９．７９44CＷ=T0log（γW０）=(27３。15+85。77)×lg（1.0４33)=６。６012此时考虑到精馏塔内进料板压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为ｔＦ=93℃.用Aｎtｏｉne方程计算出tF温度下A，B组分的饱和蒸汽压分别为：1６30.8６810７.30２4393+2７３.1543。５6917６．50０0kPap0C1657．4５91０7.０７４0561０8+2７３．1５46．13７8。４911kPａp０W忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分C,W的常数CC，CW不变,溶液浓度为xF的活度系数可表示如下：16

化工传质与分离过程课程设计乙醇--水精馏塔设计天津大学CＣ169。７9４４Ｃ10TＷ1０9３273。１51.90８9CW6.6０12W10ＴW1０９3273。15１．0424计算气相总压力，校验原设温度的正确性：pCｘFpW（１xF）ｐ００CW1．９0８90.11５34317６。500０kＰa+1．042４（１０．１1534３）7８．49１1１３1．60０kPa显然与１3７。34１ｋPａ略有差异.因此需要调整温度初值,重复上述计算。直至tD=94．21２℃时，所计算出的压力值p=１４7。341kPa与pF=1０5．32５kPa相等。因此得出进料板温度tF＝9４。212℃4.3平均参数的计算4.３。1全塔物料衡算本例为直接蒸汽加热的精馏塔，由于泡点进料，根据恒摩尔流假定，则有：LFLWＶ０VVD且全塔物料衡算：V0+F=D＋W乙醇组分衡算：ＦxＦ=DxD+WxWyq0提馏段操作线斜率＝２．59７4，即Ｗ＝2。5８74Ｖ０Ｖ0xqｘW又w其中已知Ｄ=0.0315９０ｋmol/ｓ，xD=0。８59707,xF=0。11534３，ｘF=０．00039１,联立求解得到：F=0。２３6584ｋmol／ｓＷ＝0．３３３320kmｏl/ｓV0=０．12832６kmoｌ/s4.3。2平均温度的计算ｔFtＤ９4.2179=．81８6。70精馏段平均温度ｔ1ｔ1２2tFtＷ94。2１109=．19072。09提馏段平均温度224。3.3平均压力的计算塔顶压力ｐD=105.325kＰa17

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学进料压力ｐＦ=1３７。34１kPａ塔底压力ｐW＝144。068kPaｐ１pＦpＤ1３7.３４110５。1３221５。33３ｋ精馏段平均压力提馏段平均压力2２p２pFｐW１3７．34１１４4.１046０8.704224.3．4气液两相平均密度的计算4.3。4。1气液相组成的计算已知混合液体密度公式为：1ａａBB（其中a为质量分数)AAL混合气体密度公式为:ＶＭＶT0ＭVVｍ２2.4T（其中Ｍ为平均相对分子质量)仍然是利用附录2中乙醇——水系统的气液平衡数据,直接查出或由各进、出料口液相组成根据相对挥发度关系求得各气相组成：塔顶液相组成:xＤ=0.８597０7气相组成yD：yD（10。8597０７)=D1．０36８yＤ=0。86400６０.８59707（1yＤ)，进料液相组成:xF=０.115343气相组成yＦ：yW(10。115343)=F6.５062，ｙF=0．45７28９0.1１5343（1ｙW）塔底温度：xW=0．000391气相组成ｙW：ｙW（１0．0００39１）=W１２。81０,yＷ=0.0０49９10.000391（1ｙW）①精馏段平均组成：xDｘＦ２0．8５970.１1５3１０0％48．7５%液相组成ｘ12yDyＦ２0。86４00.4５73100%6６.0６％气相组成y12②提馏段平均组成：xWxＦ20．0003910.１１５3１００%5。79%液相组成x2218ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学气相组成y2yWyF0.00４9910。４５73100％2３.1１％224.3．４.2各液相平均密度的计算利用附录３中不同温度下乙醇和水的密度,由各进、出料口液相组成求取个液相平均密度。①塔顶温度：ｔＤ＝７9．１８℃此温度下水密度为ρＷD:８0798０79。18，WD=9７2．２９3kg/m971。7859７２。４0597１.7８5WD乙醇密度为ρCD：37３58０7074６80７3５79。18ＣD,ＣD=735。9０2kg/m３液相密度为ρＤ:1a1aD0.947３５。9０2972.29310。9４，DCDWDD可得ρD=7４６．７９６kｇ/ｍ3。②进料温度:tＦ=９4．２1℃此温度下水密度为ρWF:9594959４.2129６1。88396２.57７96１。88３WＦ，WＦ=962．430乙醇密度为ρCＦ：100９01０094。2１2，CF7２０.6３2716７２4716CF1Fa１aFWＦ0.２5１0．２5，720.63２９62.430液相密度为ρＦ:ＦＣF可得ρF=８87。945kg／m3.③塔底温度：tW=109。９7℃此温度下水密度为ρWW:19ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇—-水精馏塔设计天津大学11０１００951958.345110109.9７，WＷ951。０２2kg／m３9５1ＷW乙醇密度为ρCＷ:１10１00１101０９。9７，CＷ＝7０3。039kg/m370371６703CW液相密度为ρW:１a１aW０。001１０．０0１703.0３９951.０22,ＷCＷＷWW可得ρW=950.687kｇ/m3。所以，对于精馏段，其液相平均密度为：L1FD８87.９457４6．7９6817．371ｋｇ／m322对于提馏段，其液相平均密度为：L２FW887.945９5０.687９19．316kg／m322４.3．4.3平均相对分子量的计算方法一：由4。2.2．１中已经算出的精馏段、提馏段的气液相平均组成来计算气液相的平均分子量。①精馏段:液相平均相对分子量ＭL1=46.０7x１+１８．02×(1-ｘ1)＝46．0７×０。4８75+1８.02×（１－０.487５)=31。70kg/kmｏl气相平均相对分子量MＶ1=46.07y1+18.0２×（１-ｙ1）＝4６。０7×0。66０6+18．02×(1－０。6606)=36。5５ｋg/kmol②提馏段：液相平均相对分子量ML2=46．07x2＋18。0２×（1－ｘ2）=4６。0７×0。0579＋18。02×（1－0.057９）=19．6４ｋg/kmoｌ气相平均相对分子量MV2=46。07y2+１８.０２×（1－y2）=4６。07×0．2３11＋１8。02×（１-0．23１1）=24.50kg/kｍｏl20

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学方法二：由塔顶、进料、塔底的气液相组成分别算出各处的气液相平均分子量，然后再求取精馏段、提馏段的气液相的平均分子量.塔顶液相平均相对分子量:MLDxＤ46。07１xD18．0242．134８ｋg/kｍol进料液相平均相对分子量：MLＦｘF４6.071xF18。0２２1。2554ｋｇ/ｋmol塔底液相平均相对分子量:MLWxW46。０71xW1８．02１8。０３1０kg/kmol则精馏段液相平均相对分子量ＭＭLDMＬFL１242。1３4822１。２3515.４6951kｇ/提馏段液相平均相对分子量ＭL2ＭＬWMLF218.031021。215９5。4６432ｋg／２塔顶气相平均相对分子量：MＶDxD46．0７１xＤ1８。02４2。25５4kｇ／kｍoｌ进料气相平均相对分子量：MVFｘF４6．0７1ｘＦ18。0230．８470ｋg/kｍol塔底气相平均相对分子量:MＶWxW４６。0７1ｘW18.0218。16０0kg/kmol则精馏段气相平均相对分子量MMVＤMVFＶ１２42。255430。８34６７.05５１2kg/2提馏段气相平均相对分子量ＭMVWMVFＶ２２１8．1６00２30。8244７。05０35kg／显然，通过此两种方法得出的结果基本一致。4．3。4．4各气相平均密度的计算MVD２73。154２。2554273.151．4625kg/m3塔顶气相密度VＤ进料气相密度ＶF塔底气相密度ＶW２2．4273。15tD22。427３。157９.18MVF2７3。1５３０。84７０273.１51.02３9kg/m3273。1594．12２2．４273．1５tF22。4MVW２73。151８.1600273．15273。1５10９.９７2２.４2７３.１5ｔW22。40.5７80kｇ/m3２1ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇-—水精馏塔设计天津大学精馏段气相平均密度VＦVD1。0２３91。4６2５1。２432kｇ/m３V122提馏段气相平均密度ＶFVW1．０23９0。５7800。8０10ｋg/m3V2２24.3.5平均表面张力的计算已知二元有机物——水溶液表面张力可用下列各式计算：1/4SWW１/4SCC1／4ＭxWVＷｘＷVWxCVCｘＣVCxWVWxCVC注：W，Ｃ，σW和σC查表可得。qWＣqCVＣ2/3ＢlgＣＶＣ2/3TqＡBＱ,Ａｌｇ2ＳＷ，SWSO1ＳO式中下角标，W、C、S分别代表水、有机物及表面部分;xW、xC指主体部分的分子数，VW、ＶC主体部分的分子体积，δW、δＣ为纯水、有机物的表面张力,对乙醇q=2。首先计算出液相中的乙醇和水在各进出料口温度下的摩尔体积.ＭＣCD４6．０７ＶＣDVCF62。６0mL63.９3mL6５。5３ｍL1８.53mL１8。72mL18.95ｍL735.90２MCCF46.07720.632VＣWM46.０7C703．０３９ＣWMＣＷD18。0２VWDＶＷD9７2。293MＣWD１8.0２962.430VWWM18．0２C９51。０22WW２2ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇-—水精馏塔设计天津大学然后利用附录4中的不同温度下乙醇和水的表面张力数据,计算在tＤ，tF,tＷ温度下乙醇和水的表面张力。①乙醇表面张力的求取:807017．１51879。1870，CD１7.22dyn/cm2塔顶：进料：塔底:CD181００90１５。２16．２９4。2190CF１6.２，ＣＦ１5.78dyn／cｍ２1101０010９。97-100,ＣW1４。40dyn/cm２CW１5。214.４１5．2②水表面张力的求取：807062.６９6４。3679。18７0塔顶:进料：塔底:,ＷD６2.８3dｙn/cm2ＷＤ６4.36100９05８．９160.７99４.2190WＦ60.79,WF6０。０0dyn/cm２110１00５6.9758。91WW5８．911０9。97—100,WW５6.9８ｄyn／cｍ2③塔顶表面张力的求取：2xＷDVWDxVWDxCDＶCD１xVDWＤ2ｘDVCD1xVWＤxDVCＤ2WDCDWDxCＤVCDxWDＶWＤxCDVCＤD0。859７62。6０10．859718。５320．００２2261０.85971８．５30.859762。60２BDｌgWDlg0．００22262．6５24CDCDVq2/３ＣＤＷDVWＤ2/3qＱD０.4４１TＤ１7．２２6２．602２/32/３20。44１27３．1579。18６2。８318．5３0。7６1６23

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学AＤ＝BD+QD=（—2。6524)+（-0.7616)=－3.4１４02SWDＳＣD２又ADlgＳWD10AD10３.414００．0００385４，即ＳCD2ＳＷD０。０00383６，可得φＳCD=0．9806,φSＷD＝0．0194联立方程组SＣDSWDSCD11/4ＳＷDSＣD0．０19４62.８３1/4WD1/4ＣＤ1/40.9８0617．221／4MD则有σMＤ=17。73７0dyｎ／cm2④进料表面张力的求取：2xWFVWＦｘVWFｘCＦVＣF1ｘVFＷF2xFＶCF1xVWFxFVCF2WＦＣFＷＦｘＣFＶＣＦxＷFVＷFxＣFVCＦF2１０.１1531８.72１.55430．115363.9３10.11５318．7２0.1153６３。9３2BFｌgWＦlg1.55430．1915CFCFＶｑ2／３CFＷFVWF2/３qQF0。４４1TF.１5.７8６2３/39360．00３．722273。1594.2１77０。44121/82ＡF=BF+ＱＦ＝0.１91５+(—0。7１2９)=-0.52132ＳＷＦSＣF2又AFlgSWF10AF10０.5213０.３０11,即ＳCF２SWＦ0.28５３,可得φSCF=０．５81６，φＳＷF＝0。４１8４联立方程组ＳCＦSWFSCF1SWFSCF0.41８４60。０01／4０．581615。7８1／４１／41/４WF１/４CFMＦ则有σＭF=29。1５35ｄyn/ｃm224

化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学⑤塔底表面张力的求取：2xWＷＶWWxVWWxCＷVＣW1xVWＷW2xWVCW1xVＷWxWＶ2WWCWWWxCＷＶCWCＷxWＷVWWxCWVＣWＷ210。000391１８。95737。５10.0０039１6５.5３10.00039118。９５0。00０３9165。５32ＢWlgWＷlg７37.５１2．8６776７ＣWCWV2／3qCWWWVＷWqＱＷ0。４４12/３TW14。４065。2/353５６.９８1.952/3２2７3.１5109.９7０.44182ＡW=BＷ+QＷ=２．8６78+（—０.６62８）=２.2０502ＳＷWSCW2又AＷlgＳWW10WA10１60.3２2.2050，即SCW2ＳWW149.86，可得φSCW=０。0０62，φSＷＷ＝0.99３８联立方程组SCWSWWSCW1１/4SWW１/4WWSＣＷCＷ1/40.993８56。981/４0。００6214.4０1/4MＷ则有σMW=5６.５６８４dｙn/cm2⑥精馏段液相平均表面张力：1MFMＤ22９．１517.７423。45dyn／ｃm22⑦提馏段液相平均表面张力:2MFMＷ２29。１５56.5742．8６dyｎ/cm2２4.3．6气液两相平均体积流率的计算在前面的计算中已经得出:最小回流比为Ｒmｉn=2。１06实际回流比为R＝1.45Rmin=１．４5×2．１0６=3。054①精馏段25ﻭ化工传质与分离过程课程设计乙醇——水精馏塔设计天津大学LRD3．０５4０。０315９０。09６5kｍｏl/s摩尔流率VR1D3.054１0。0315９０.１２81kｍol/s质量流率Lm1ML1Ｌ31.700.09653.0574kg/sVMV３６．550.128１4．68０5kｇ/ｓｍ1Ｖ1Lｍ1Ｌ１3．0５740。003７４1m/s３ＬS1817.37１体积流率Vm1V１4。６80５3。7293ｍ／s3VＳ1