乙醇水溶液连续精馏塔

1、化工原理课程设计任务书一、设计题目乙醇-水溶液连续板式精僻塔设计。二、任务要求1、设计一连续板式精僻塔一分离乙醇和水，具体工艺参数如下：(1) 原料乙醇含量：质量分率=29%原料处理量：质量流量=10.8t/h摩尔分率Xd=0.82;Xw=0.022、工艺操作条件：常压精僻，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流，R=(1.22)Rmin。三、设备形式筛板塔四、设计工作日1. 每年330天，每天24小时连续运行六、主要内容确定全套精僻装置的流程，汇出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2. 精僻塔的工艺计算与结构设计：(1) .物料衡算确定理论板数和实际板数；.计算塔径

2、并圆整；.确定塔板和降液管结构；.流体力学校核，并对特定板的结构进行个别调整；.全塔优化，要求操作弹性大于2。3. 计算塔局。4. 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积。5. 绘制塔板结构图。6. 列出设计参数表。第一章设计概述1.1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相问进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精僻、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对丁

3、整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。1.2塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精僻塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。1.3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.3.1泡

4、罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸僻、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：.操作弹性大.无泄漏.液气比范围大.不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在丁结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。1.3.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：(1) .生产能力大(提高20%40%).塔板效率高(提高10%15%)(2) .压力降低(降低30%50%),而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装维修都比较容易1。1.3.3浮阀塔20世纪50年代起

5、，浮阀塔板已大量的用丁工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸僻、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由丁它具有以下优点：.处理能力大.操作弹性大.塔板效率高.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀乂分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异,V-4型阀适用丁减压系统。第二章设计方案的确定及流程说明2.1塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计

6、算，产品流量为10.8t/h,由丁产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.2操作流程乙醇一一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精僻塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精僻装置有精僻塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精僻分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇一水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精僻塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液

7、体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。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。流程示意图如下图第三章塔的工艺计算3.1查阅文献，整理有关物性数据(1)水和乙醇的物理性质表3-1:水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度20C3kg/m沸点101.33kPaC比热容(20C)Kg/(kg.C)黏度(20C)mPa.s导热系数(20C)/(m.C)表面张力(20C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8(2)常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表3-2表32乙醇一水系统t

8、xy数据沸点t/C乙醇摩尔数/%沸点t/C乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.6P42.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.75F72.3676.9391.34.1629.9278.675.99

9、79.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46;水相对分子质量：183.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数xw0.02Xf0.29/460.1380.29/460.71/183.1.2平均摩尔质量Mf=0.13846+(1-0.138)18=21.86kg/kmolMd=0.8246+(1-0.82)18=40.96kg/kmolMw=0.0246+(1-0.02)18=18.5

10、6kg/kmol3.2全塔物料衡算总物料衡算D+W=F+S(1)易挥发组分物料衡算Fxf=Dxd+Wxw(2)包摩尔流假设S=V=(R+1)D(3)通过xf0.138xd0.82由RMIN专用计算程序知Rmin=1.082由工艺条件决定R=1.85Rmin=1.081.85=2F=10.8103/21.86=494.1kmol/h联立上式(1)、(2)、(3)得：S=203.4kmol/hW=629.7kmol/hD=67.8kmol/h3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数Nt的求取根据乙醇水气液平衡表1-6,作图图2：乙醇水气液平衡图0.10.fl0.50.30-20.1

11、000.70卜80.91液相摩尔分数由图可知总理论板数为15,第十三块板为进料板，精馆段理论板数为12,提留段理论板数为3（包括蒸馆釜）3.3.2全塔效率的估算用奥康奈尔法（O'conenell）对全塔效率进行估算:根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：yiXd0.82yi30.485yi50.107由相平衡方程式y因此可以求得：x10.798x130.138x150.01可得迅口1(1)xx(y1)1.15;155.88;1611.86td78.40c（塔顶第一块板）tf84.90c（加料板）tw97.2°c（塔底）化工原理课程设计全塔的相

12、对平均挥发度:(1)精僻段：1151.155.882.60(2)提僻段：/15165.8811.868.35全塔的平均温度:(1)精僻段：tm81.70c2(2)提僻段：tm/191.10c2在81.70c时，根据上图知对应的X=0.297,由化工原理课本附录一(水在不同温度卜的黏度表)查得水0.348mPas,由附录十二(液体黏度共线图)查得乙醇0.40mPas(图中，乙醇的X=10.5,丫=13.8)。在91.10c时，根据上图知对应的X'0.044,由化工原理课本附录十一(水在不同温度下的黏度表)查得水0.313mPas,由附录十二(液体黏度共线图)查得乙醇0.37mPas(图中

13、，乙醇的X=10.5,丫=13.8)。因为LXLi所以，平均黏度：(1)精僻段：L0.2970.40(10.297)0.3480.363mPas(2)提僻段：L/0.0440.37(10.044)0.3130.316mPas用奥康奈尔法(O'conenell)计算全塔效率：Et0.49(l)02451.1(1)精僻段：Et0.49(2.600.363)0.2451.154.7%(2)提僻段：ET,0.49(8.350.316)0.2451.142.5%3.3.3实际塔板数实际塔板数Et(1)精僻段：Np12/54.7%21.94，取整22块，考虑安全系数加一块为23块。(2)提僻段：N

14、p3/42.5%7.06，取整8块，考虑安全系数加一块，为9块。故进料板为第24块，实际总板数为31块。第四章精偕塔主题尺寸的计算4.1精储段与提储段的汽液体积流虽4.1.1精8留段的汽液体积流量整理精僻段的已知数据列丁表3(见下页),由表中数据可知:液相平均摩尔质量：M=(21.86+40.34)/2=31.1kg/Kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(84.9+78.4)/2=81.7C表3精储段的已知数据位置进料板塔顶(第块板)摩尔分数Xf=0.138yf=0.485y1=XD=0.82X1=0.798摩尔质量/kg/kmolMlf=21.86Mvf=31.58MLf=40.

15、34Mvl=40.96温度/C84.978.4在平均温度下查得h2o971.1kg/m3,伊舟735kg/m3液相平均密度为：,','1XLm1XLmLmCH3CH2OHH2O其中，平均质量分数X'lm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，plm=814.2kg/m3精僻段的液相负荷L=RD=2>67.8=135.6Kmol/hLn=LM/pim=135.6彳1.1/814.2=5.18m3/h由PVnRTmRTMPMRT所以PMmRTRTV精僻段塔顶压强P4101.3105.3KPa若取单板压降为0.7,则进料板压强PFPD0.723121.4KPa气相平均

16、压强Pm气相平均摩尔质量PPF105.3121.4F113.35KPa2Mvm31.5840.96236.27气相平均密度vmPMvm121.436.271493RT8.314(81.7273)汽相负荷V=(R+1)D=67.8彳=203.4VMvmvm203.436.271.49334941.3m/s精僻段的负荷列丁表4表4精e留段的汽液相负荷名称汽相液相平均摩尔质量/kg/kmol36.2731.1平均密度/kg/m31.493814.2体积流里/m/h4941.3(1.373m3/S)5.18(0.00144m3/S)4.1.2提僻段的汽液体积流量整理提僻段的已知数据列丁表5,采用与精僻

17、段相同的计算方法可以得到提僻段的负荷，结果列丁表6。表5提储段的已知数据位置塔釜进料板质量分数xw'=0.025yw'=0.234Xf'=0.29yf'=0.706摩尔分数Xw=0.01Yw=0.107Xf=0.138Yf=0.485摩尔质量Mlv=18.28MLf=21.86/kg/kmolMlv=21.0Mvf=31.58温度/C97.284.9表6提储段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol20.0726.293平均笞度/kg/m918.51.079体积流里/m/h13.76(0.00382m3/s)4955.9(1.377m3/s)4.2塔

18、径的计算由丁精僻段和提僻段的上升蒸汽量相差不大，为便丁制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量:VsVsjVst1.3731.377231.375m/s汽塔的平均液相流量:Ls=L0.0°1440.003820.00263m3/s2汽塔的汽相平均密度:vjvi21.4931.07921.286Kg/m3汽塔的液相平均密度:ijij814.2918.53L2j866.35Kg/m塔径可以由下面的公式给出:D4必由丁适宜的空塔气速U(0.60.8)Umax，因此，需先计算出最大允许气速Umax。UmaxC0.00263866.351.3751.286从史密

19、斯关联图取塔板间距Ht0.4m，板上液层高度hi60mm0.06m,那么分离空间:Htn0.40.060.34m0.0496(S(普)查得：020=0.074,由于CC2°()°.2,需先求平均表面张力:201乙醇2水塔顶:118.3mN/m262.0mN/mmD0.79818.3(10.798)62.041.08mN/m进料板：1=17.7mN/m2=61.0mN/mmF0.13817.7(10.138)61.055.02mN/m塔底:1=17.0mN/m2=59.0mN/mmW0.0117.0(10.01)59.058.58mN/m精僻段液相平均表面张力27.1355.

20、02提僻段液相平均表面张力255.0258.5841.08mN/m56.80mN/m全塔液相平均表面张力227.1355.0258.5846.91mN/mC=0.074号)0.2=0.0878UmaxCcccrc866.351.286=0.0878X2.277m/s1.286u=0.7X2.277=1.594m/sD41.375"=1.05m3.141.594根据塔径系列尺寸圆整为D=1000mm此时，精僻段的上升蒸汽速度为:Uj=%3ZZ1.754D212提僻段的上升蒸汽速度为:5=学y,752安全系数：旦土Umax1.754ce=0.7702.277UT1.752=0.769Um

21、ax2.277和-均在0.6-0.8之间，符合要求。UmaxUmax4.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算:ZHP(N2S)HtSHtHfHwHp-塔顶空间(不包括头盖部分)Ht-板间距N-实际板数s-人孔数Hf-进料板出板间距Hw-塔底空间(不包括底盖部分)已知实际塔板数为N=31块，板间距Ht0.4m由丁料液较活洁，无需经常活洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：31.S乙12.873个8取人孔两板之间的间距Ht0.6m，则塔顶空间HP1.2m，塔底空间Hw2.5m,进料板空间高度Hf0.8m,那么，全塔高度：Z1.2(3123)0.416.7m4.4.塔板结

22、构尺寸的确定由丁塔径大丁800mm,所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC40mm，破沫区宽度Ws70mm,查得堰长Lw650mm弓形溢流管宽度Wd120mm弓形降液管面积Af0.0534m2A,降液管面积与塔截面积之比6.8%Ar堰长与塔径之比少0.650D降液管的体积与液相流量之比，即液体在降液管中停留时间一般应大丁5s液体在精僻段降液管内的停留时间土色0.0534。.414.83s5s符合要求Lst0.00144Af?Ht液体在精僻段降液管内的停留时间0.05340.45.59S5S符合要求0.003824.5弓形降液管采用平直堰，堰高hwhihowhL-板上液层深度，一般不宜

23、超过60-70mmhow-堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算L-how=0.00284E(3LwE-液体的收缩系数LS-液相的体积流量Lw-堰长精僻段2-518z-how=0.00284E(-)30.0113E0.65,LWLs5.18由0.65云一扃15.21D(Lw)0.652,5查手册知E=1.04则how=0.00113Xl.04=0.0118mLw=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部离塔板距离品,考虑液封，取h0比hw小15mm即h0=0.0482-0.015=0.0332同理，对提僻段_2u13.763how=0.00284E()30.0218E0

24、.65由J0.65D尝404(Lw)250.6525查手册得E=1.074how=0.0218Xl.074=0.0234mhw=0.06-0.0234=0.366mh0=0.0366-0.015=0.016m4.6.开孔区面积计算已知Wd=0.12m进取无效边缘区宽度Wc=0.05m破沫区宽度Ws=0.075m阀孔总面积可由下式计算222,X、Aa2x、rxrarcsin()180rD1x=«-(WsWd)§(0.0750.15)0.275mr=DWc0.50.050.45m22220.2752所以Aa20.2750.450.27500.45arcsin()0.462m18

25、000.454.7筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm筛孔数目n115800Aa(1158000)0.4622377.762378t15开孔率半坪10.07%(在5-15%范围内)(t/d)232气体通过筛孔的气速为U0里Aa则精僻段U0J提8留段UoT1.3730.10070.4621.3770.10070.46229.51m/s29.60m/s第五章塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板的压力降hpm液柱p气体通过塔板的压力降(单板压降)hphcnhhp气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液

26、柱phc气体通过筛板的干板压降，m液柱hi气体通过板上液层的阻力，m液柱h克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力hc干板压降hchc=0.051(也产1CoLuo筛孔气速，m/sCo孔流系数vl分别为气液相密度，Kg/m3根据d2/=5/3=1.67查干筛孔的流量系数图Co=0.78精僻段hc0.051(2951)2(地3)0.134m液柱0.78814.2提僻段hc0.051(2960)2(1079)0.0863m液柱0.789板上充气液层阻力h1板上液层阻力hl用下面的公式计算：hl0hL°(hwhqhL板上活液层高度，m反映板上液层充气程度的因数，可

27、称为充气因数降液管横截面积Af=0.0534m3,塔横截面积At=E3.14120.785m244精僻段UaVsAtAf1.3730.7850.05341.877动能因子FaUa.v1.8771.4932.293查充气系数0与Fa的关联图可得0=0.55Vs则hl=0hL=0.55X0.06=0.033m提僻段ua旦71.882AtAf0.7850.05431.955动能因子Fa=Ua.v1.8821.079查充气系数0与Fa的关联图可得0=0.58则hl0hl=0.58>0.06=0.03485.1.3由表面张力引起的阻力h液体表面张力的阻力h4Lgd0精僻段h-一，-3441.081

28、0一0.00411814.29.810.005'提僻段h3456.80100.00504m918.59.810.005综上，故精僻段hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m液柱压降pgh=814.2X9.81R.170=1.4KPa提僻段hpgh=918.2>9.81>0.126=1.1KPa5.2液面落差对丁筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响5.3液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果,ev0.1Kg液/Kg气ev公式63.25.7106UaLHthf精僻段e63

29、.25.71031.8770.0879Kg/Kg0.1Kg/Kg41.08100.402.50.06提8留段ev63.2I5.71031.8820.0641Kg/Kg0.1Kg/Kg56.80106故在本设计中液沫夹带常量ev在允许范围内，不会发生过量液沫夹带5.4漏液漏液验算Uow4.4C0(0.0056一0.13hLhFl厂vK=->1.5-2.0UowU0筛孔气速Uow漏液点气速精僻段Uow4.4C0.0.00560.13hLhl/v4.40.772.0.00560.130.060.00411814.2/1.4937.73m/s实际孔速u029.51m/su0w

30、稳定系数为K29.513.821.57.73提僻段Uo,min4.4Co""l/V4.40.7720.00560.130.060.00504918.5/1.0799.16m/s稳定系数为K29丝6故在本设计中无明显漏液。5.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H应服从的关系HdHt篇乙醇-水组分为不易发泡体系故取错误！未找到引用源精僻段Hthw0.60.400.04820.269m乂HdhphLhd板上不设进口堰hd=0.153(U0)2=0.153X0.06672=0.00068m液柱Hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m液柱Hd

31、(Hthw)=0.269提僻段Hthw0.60.400.03660.262mhd=0.153(uo')2=0.153X(0.272)2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m液柱Hd(Hthw)=0.262o故在本设计中不会发生液泛现象第六章塔板负荷性能图6.1精储段塔板负荷性能图6.1.1漏液线Uo.min7.73Vs.min-dOnuomin=0.785>0.0052>2378X7.73=0.361m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线16.1.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7106evL3.

32、2HtLVsuAtAf1.7850.05340.732hf=2.5hL=2.5(hw+how),hw=0.0482how=2.84/1000t<04(3600Ls/0.792)2/3=0.928Ls2/3则hf=0.121+2.32Ls2/3HT-hf=0.4-0.121+2.32Ls2/3=0.279-2.32Ls2/33.25.7106_S3S20.141.08100.732(0.2792.32Ls3)2/3解得Vs=1.595-13.27LsLs/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.3851.2611.158P1.065可作出液沫火带线26.1

33、.3液相负荷下限线对丁平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由_3600Ls2how=0.00284E(勺30.86ELw30.00630.653E=1.04，则Lsmin(-)2-0.000523m/s0.002841.043600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限液相负荷上限线AfHT5s作为液体在降液管中停留时间的下限AfHT0.05340.43,5,Ls，minuu0.00427m/sLs55据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线46.1.5液泛线令Hd(Hthw)HdhphLhdhphchLhh1","hw联立得H

34、t1hw(1)howhchdh整理得：aV；b'CL；d'LS/3a'J。")(A°C。)2l0.051(/40.005223782(1.493)0.0710.78)2814.2b'Ht(1)hw0.60.4(0.60.551)0.04820.1940.153(lwh°)20.153(0.650.0332)2328.5d'2.84103E(1)(3600)2/32.84lw21031.074(10.55)(3600)31.4330.650.071V：=0.194-328.5L"1.433L?列表计算如下Ls/(m3

35、/s)0.0040.0060.00810.010Vs/(m3/s)1.4661.3781.2771.155由此表数据即可做出液泛线5根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下:5OZ7V-一)>AO0.0020.0040.0060.0080.01Ls/(m3/s)5操作线精储A)在负荷性能图A上，作出操作点A,连接OA,即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs,max=1.46m3/sVs,min=0.5m3/s故操作弹性为Vs,max/Vsmin=2.926.2提储段塔板负荷性能图6.2.1漏液线Uo.min9.16Vs.min穿d0n

36、u°min=0.785>0.0052>2378X9.16=0.427m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线16.2.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：5.7106%L3.2HTUahfuAtAf1.7850.05340.732hf=2.5hL=2.5(hw+how),hw=0.0366how=2.84/1000X074(3600Ls/0.65)2/3=0.958Ls2/3则hf=0.0915+2.395Ls2/3HT-hf=0.4-0.0915-2.395Ls2/3=0.309-2.395Ls2/33.25.710641.0810

37、30.732(0.3092.395Ls；)0.1Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.5511.4231.316P1.221可作出液沫火带线22/3解得Vs=1.768-13.70Ls6.2.3液相负荷下限线2,3600Ls2how=0.00284E(')30.006LwE=1.07430.00620.653Ls,min(.)20.000498m/s0.002841.0743600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线36.2.4液相负荷上限线5s作为液体在降液管中停留时间的下限AfHTAfHT0.05340.43,5,Ls,min0.00

38、427m/sLs55据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线46.2.5液泛线a，0.0512(v)(A。)2l0.051,1.079、22()0.00427(/40.005223780.78)2918.5b'Ht(1)hw0.60.4(0.60.581)0.03660.2040.1532(lwh°)0.153'-_""一、2(0.650.0216)776.2336002/3336003d,2.84103E(1)()2.841031.074(10.58)(尸1.513lw0.65'222c0.0452V：=0.204-776.2匚-1.5

39、13Ls3525150210CVS=)>A列表计算如下Ls/(m3/s)0.0010.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.0401.8421.671.4411.116由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下:0.0020.0040.0060.0080.01Ls/(m3./s)B:在负荷性能图B上，作出操作点A,连接OA,即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs,max=1.45m3/sVs,min=0.427m3/s故操作弹性为Vs,max/Vsmin=3.40第七章各接管尺寸的确定及选

40、型7.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：GfFML.F494.121.861.08104kg/h进料温度tf=84.9C，在此温度下乙醇=732.5Kg/m3水=968Kg/m3则其体积流量:Vl,f0.29732.510.299683f885.4Kg/mGf.41.0810L,F885.43.312.20m/h0.00339m/s取馆内流速：uF2.0m/s则进料管管径：Dlf；40.003390.0465m46.5mm,uf'3.142则可选择进料管54mm3mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.874m/s7.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：GwWMl.w629.7

41、21.013223.7kg/h出料温度tw=97.2C，在此温度下乙醇=719Kg/m水=960Kg/n30.02510.0257199603952Kg/m体积流率:VsWGw13223.713.89m3/h0.00386m3/sl,w952取釜液出塔的速度ul=0.5m/s则釜液出口管管径：DW.40.003860.0572m57.2mm.3.141.5则可选择釜液出口管68mm3mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.279m/s7.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：GWWMl.w135.640.965554.18kg/h回流温度td=78.4C，在此温度下乙醇=734Kg/m3水=9

42、74Kg/n33d768Kg/mX£X0.8210.8212734974体积流率：VslGw5554.187.232m3/h0.002m3/sd768取釜液出塔的速度uw=1.5m/s一M0002则釜敝出口管管径：DifJ.0.0715m71.5mm3.140.5则可选择回流管83mm3.5mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速0.441m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型svpmRT105.340.968.314(78.4273)31.476Kg/m塔顶上升蒸汽的体积流量：VsvGW367.840.965644m3/h1.568m/ss,w1.476取适当流速u=16m/sd=41.568

43、0.353m353mm16所选规格为：400mm12.8mm承插式铸铁管，此时管内流速14.25m/s7.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量VsosM30.743Kg/mPM12718RT8.314(97.2273)367.81833Vso4927.6m3/h1.369m3/s0.743取适当流速u=20m/s41369d=0.295m295mm20则可选择水蒸气进口管350mm12mm承插式铸铁管，此时管内流速16.41m/s(1) 第八章精偕塔的主要附属设备8.1冷凝器冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置丁塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这

44、样可以减少台架，且便丁维修、安装，造价不高。冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q=qmiri=CPcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMDQL单位时间内的传热量，J/s或Wqm1,qm2热、冷流体的质量流量，kg/s;r1,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kgt=78.4C时查表得r=1100.2KJ/Kg贝UQ=qm1r1=(2+1)X67.8x40.96X100.2/3600=2546KJ/s取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20C和30C平均温度25C下水的比热Cpc=4.203KJ/Kg.K丁是冷凝水用量：2546Q“，qm260.58Kg/sCpc(t2t)4

45、.203(3020)乂Q=KAtm一-2-K取700Wm/C所以，传热面积:A=53.2CTt1Tt210t=m:Tt1:78.420lnlnTt278.430A=2546000=68.4m270053.28.2预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量Qf可记为：QfWfCpf(tf2tQ其中tfm=(84.9+35)/2=60.0C(设原料液的温度为35度)在进出预热器的平均温度以及tfm=60C的情况下可以查得比热Cpf=3.485KJ/kg.C,所以，Qf=10.8刈000X3.845*84.9-35)=2072000KJ/h釜残液放出的热量QwWwCpw(tw1tw2)若将釜残液温度降至tw2=45C那么平均温度t