填料精馏塔课程设计精馏塔设计计算1 操作压力与基础数据（1）操作压力精馏塔操作按操作压力分为常压、加压和减压操作。

精馏操作中压力影响非常大。

当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度会增大，对分离有利。

但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。

因此在设计时一般采用常压蒸馏。

当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。

对于乙醇–水系统在常压下相对挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压蒸馏。

（2）气、液平衡关系数据如表1：平均温100 95.5 89 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 度t液相乙0 1.9 7.21 9.66 12.38 16.61 23.37 26.08 醇x气相乙0 17 38.91 43.75 47.04 50.89 54.95 55.8 醇y平均温81.5 80.7 79.8 79.7 79.3 78.74 78.41 78.15 度t液相乙32.73 39.65 50.79 51.98 57.32 65.63 74.72 89.43 醇x气相乙59.26 61.22 65.65 65.99 68.41 73.85 78.15 89.43 醇y根据以上数据绘出 x-y 平衡图（3）物料平衡计算 ① 物料衡算。

已知:F = 3000t %40=F ω %94=D ω %2=W ωkmol kg M O H H C /07.4652=kmol kg M O H /02.182=摩尔分率 ：%7.2002.18/6007.46/4007.46/40=+=F x%97.8502.18/607.46/9407.46/94=+=D x %79.002.16/9807.46/207.46/2=+=W x 进料平均相对分子质量 ：kmol kg M /83.2302.18793.007.46207.0=⨯+⨯=② 根据气、液平衡表（x-y-t 表）利用内插法求塔顶温度 LD t ，VD t 。

塔釜温度 W t ，进料温度F t 。

a 、 塔顶温度LD t ，VD t23.7841.7815.7841.7815.7843.8915.7897.85=⇒--=--VD VD t t ℃21.7841.7815.7841.7872.7443.8972.7497.85=⇒--=--LD LD t t ℃b 、 塔釜温度 W t13.981005.9510009.1079.0=⇒--=--W W t t ℃ c 、 进料温度 F t25.831.847.821.8461.1637.2361.167.20=⇒--=--F W t t ℃③ 回流比的确定查乙醇 – 水物系在101.3 kpa 下的温度组成图可知，对组成为乙醇的摩尔分数为0.207的进料，泡点为81.9℃、露点为91.7℃。

又因进料的平均摩尔质量 kmol kg M m /83.23793.002.18207.007.46=⨯+⨯= 查附录十三可知30℃时 k kg kj C //512.22c = ，k kg kj C o h //174.42=液体变蒸气时 k kg kj C //329.32c = ， k kg kj C o h //220.42=乙醇和水的平均比热容k kg kj C //83.3L = ，k kg kj C //04.4V = 乙醇和水的汽化潜热分别为kg kj r /8602c = ，kg kj r o h /21542=将料液由30℃升温至81.9℃所需热量为：)/(4737)309.81(83.383.23L kmol kj i i F =-⨯⨯=-继续加热使之完全汽化。

本设计中所需的汽化潜热都是在正常沸点下的值，可认为沸点低的乙醇在81.9℃完全汽化再升温至91.7℃ 则)/(39896]2154)9.817.91(83.3[207.007.46)]9.817.91(04.4860[V kmol kj i i L =+-⨯+⨯⨯-⨯+=- 119.13989647371)()(=+=--+-=--=L V F L L V L V F V i i i i i i i i i i q403.91119.1119.11=-=-q q q 线方程为739.1403.911-=---=x q x x q qy F q 线与平衡线的交点e ，查图知：207.0=≈F e x x ，526.0=e y 代入式05.1207.0526.0526.08597.0min =--=--=e e e D x y y x R取min 5.1R R =，则R=1.58 。

④ 相对挥发度α： t=95.5℃时，58.109.1)17100()9.1100(17)1()1(1=⨯--⨯=--==x y x y x y x y A B B A α t=78.41℃时，21.173.74)15.78100()73.74100(15.78)1()1(2=⨯--⨯=--==x y x y x y x y A B B A α 90.5221.158.10221=+=+=ααα2、精馏塔的工艺计算 （1）物料衡算① 物流示意图（略） ② 物料衡算a 、 已知：F=3000t ，年开工300天。

kmol kg M /83.23=。

进料摩尔流量 )/(48.1783.23243001030003h kmol F =⨯⨯⨯=已求得 %7.20=F x ，%97.85=D x ，%79.0=W x 。

总物料 F = D + W ，易挥发组分W D F W x Dx Fx += 解得 )/(086.4h kmol D =，)/(394.13h kmol W = b 、 塔顶产品的平均相对分子质量：.46kmol078597.kgM=⨯=+⨯-%18.42135(/%)9702.1(85.)塔顶产品流量：).4h086kgD=/⨯42=164(.172135.C、塔釜产品的平均相对分子质量：.46kmol07kg.079+⨯=⨯-%M=18242.18/)%)(7902..01(塔釜产品流量).39413h=⨯W=kg18(/.333.242244F = D + W = 172.164 + 244.333 = 416.497(kg/h)③物料衡算结果如表2：（2）热量衡算①热流示意图（略）②热量衡算a、加热介质和冷却剂的选择（a）加热介质的选择本设计选用300kpa(温度为133.3℃)的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。

（b）冷却剂的选择。

常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。

受本地气温限制，冷却水一般为10 - 25℃。

本地最热月份平均气温为25℃，故选用25℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。

b 、 冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷：)()1(LD VD C I I D R Q -+= ，其中VD I —— 塔顶上升蒸气的焓，kcal/kmol ，LD I —— 塔顶馏出液的焓，kcal/kmol 。

水乙（V V D LD VD H H x I I ∆-+∆=-)x 1D其中乙V H ∆ —— 乙醇的蒸发潜热，kcal/kmol水V H ∆ —— 水的蒸发潜热，kcal/kmol沸点下蒸发潜热数据如表3注：1 kcal = 4.184 kJ蒸发潜热与温度的关系：=∆2H 38.0121)11(r r V T T H --∆，其中r T ——对比温度。

由沃森公式计算塔顶温度下的潜热： 78.23℃时，对乙醇681.02.51623.7815.27322=+==C r T T T 681.02.5163.7815.27311=+==C r T T T 对水，同理得：523.02=r T ，576.01=r T蒸发潜热乙V H ∆=9469)681.01681.01(946938.0=--⨯（kcal/kmol ）水V H ∆=338.10174)576.01523.01(972938.0=--⨯（kcal/kmol ） 对全凝器作热量衡算（忽略热量损失）)()1(LD VD C I I D R Q -+=选择泡点回流，因为塔顶乙醇含量很高，与露点相接近，所以：水乙V D V D LD VD H x H x I I ∆-+∆⨯=-)1(代入数据得：)/(04.6713338.10174)8597.01(94698597.0kmol kcal I I LD VD =⨯--⨯=- )/(06.7076804.6713086.4)158,1(h kcal Q C =⨯⨯+=c 、 冷却介质消耗量： )/(804.7076)2535(106.70768)(12h kg t t C Q W PC C C =-⨯=-=d 、 加热器的热负荷及全塔热量衡算。

选用300kpa （温度为133.3℃)的饱和水蒸气为加热介质。

列表计算乙醇、水在不同温度下混合的比热容[单位：kcal/(kg ·℃]如表4注：1 kcal =4.18kJ乙醇：24.4)25.8321.78(841.0)(1-=-⨯=-⨯F LD p t t C 02.13)25.8313.98(875.0)(1=-⨯=-⨯F W p t t C 水： 04.5)25.8321.78(1)(2-=-⨯=-⨯F LD p t t C 88.14)25.8313.98(1)(2=-⨯=-⨯F W p t t C29.4)25.8321.78()106.094.0841.0()1(21-=-⨯⨯+⨯=-+=⎰D p D p pC C dt C ωω 84.14)25.8313.98()198.002.0875.0()1(21=-⨯⨯+⨯=-+=⎰W p W p pC C dt Cωω根据表2有：D = 172.164 kg/h ，W = 244.333 kg/h)/(58.738)29.4(164.17221.7825.83h kcal dt C D dt C D Q p p D -=-⨯===⎰)/(90.362584.14333.24413.9825.83h kcal dt C W dt C W Q p p W =⨯===⎰对全塔进行热量衡算：C W D S F Q Q Q Q Q ++=+ 为了简化计算，以进料焓为基准做热量衡算： F C W D S Q Q Q Q Q -++== -738.58+3625.90+70768.06-0 = 73655 （kcal/h ） 塔釜热损失为10%，则η = 0.9，则)/(818399.073655'h kcal Q Q SS ===η式中 S Q ——加热器理想热负荷，kcal/h S Q '——加热器实际热负荷，kcal/h D Q ——塔顶馏出液带出热量，kcal/hW Q ——塔底带出热量，kcal/h加热蒸汽消耗量：)300333(/.12168kpa k kg kj H r ，水蒸气=∆)/(54.1582.41.216881839'h kg H Q W r S h ==∆=水蒸气热量衡算结果如表5：(3) 理论板数的计算虽然本设计的相对挥发度在改变，但仍可用捷算法计算。