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文档简介

目录

1目录.................................................................1

2设计任务书..........................................................4

3设计方案的确定及流程说明............................................5

3.1塔的类型选择..................................................5

3.2塔板类型的选择...............................................5

3.3塔压确定.....................................................5

3.4进料热状况的选择.............................................5

3.5塔釜加热方式的确定...........................................5

3.6塔顶冷凝方式.................................................6

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

3.8塔径的选取...................................................6

3.9适宜回流比的选取.............................................6

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

4塔的工艺设计.......................................................7

4.1精储塔全塔物料浓度计算:......................................7

4.2理论板的计算.................................................7

4.2.1最小回流比的计算........................................7

4.2.2理论板数的计算..........................................8

4.2.3塔板效率的计算.........................................13

423.1塔顶的温度力的计算................................13

423.2塔底的温度仅和总板效率比的计算..................14

424实际板数的计算...........................................16

425进料温度的计算...........................................16

4.3平均参数的计算................................................17

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

432平均温度的计算...........................................17

433平均压力的计算...........................................17

化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计

4.3.4气液两相平均密度的计算..................................18

4.3.4.1气液相组成的计算...................................18

434.2各液相平均密度的计算...............................19

434.3平均相对分子量的计算..............................20

434.4各气相平均密度的计算..............................21

4.3.5平均表面张力的计算......................................22

4.3.6气液两相平均体积流率的计算..............................25

4.4塔径的初步设计...............................................26

4.4.1精微段塔径的计算........................................26

4.4.2提储段塔径的计算........................................27

4.5塔高的设计计算...............................................28

5塔板结构设计........................................................30

5.1溢流装置计算..................................................30

5.2塔板及浮阀设计..............................................31

521塔板的结构尺寸............................................31

522浮阀数目及排列..........................................32

5.221精微段浮阀数目及排列...............................32

5.222提微段浮阀数目及排列..............................34

5.3塔板流体力学验算...............................................35

5.3.1气相通过浮阀塔板的压降..................................35

531.1精微段压降的计算.................................35

531.2提储段压降的计算..................................36

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

532.1精储段液泛计算.....................................36

532.2提储段液泛计算....................................37

533雾沫夹带..................................................37

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

6塔板负荷性能图......................................................38

6.1雾沫夹带线....................................................38

6.2液泛线.......................................................38

2

化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计天津大学

6.3液相负荷上限线..............................................39

6.4漏液线......................................................39

6.5液相负荷下限线..............................................39

6.6塔板负荷性能图..............................................40

661精谯段塔板负荷性能图....................................40

662提偏段塔板负荷性能图....................................41

7附属设备设计.......................................................43

7.1产品冷却器设计选型...........................................43

7.2接管尺寸计算................................................44

7.2.1进料管.................................................44

7.2.2塔顶蒸汽出口管.........................................44

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

7.2.4塔顶出料管.............................................45

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

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

8设计结果汇总.......................................................47

8.1各主要流股物性汇总...........................................47

8.2浮阀塔设计参数汇总..........................................47

8.3产品冷却器设计结果汇总......................................48

8.4接管尺寸汇总................................................48

9设计评述及感悟....................................................49

10参考文献...........................................................50

11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...............................53

12附图..............................................................53

3

化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计天津大学

2设计任务书

一、设计题目:乙醇——水体系浮阀式精储塔设计

二、设计任务及条件

1.进精储塔料液含乙醇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:

精储塔顶压力4kPa(表压)

进料状况泡点进料

回流比R/Rmin—1.45

单板压降不大于667Pa

加热蒸汽压力10L325kPa(表压)

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.精储塔的工艺计算(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(精储

段和提偏段各一个),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——水精储塔设计天津大学

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一水混合物。对二元混合物的分离,应采用连续精储流

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储操作。

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

工业精储可在常压、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,常压精储最为简单经济,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

压精偏可提高平衡温度,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。减压精储可以防止某些易分解组分在精储过程之中受热分解。

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

蒸僧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——水精储塔设计天津大学

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。

精储段和提储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。乙醇一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L45倍。

3.10操作流程

乙醇一水溶液经预热器预热至泡点后,用泵送入精储塔进料板。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——水精储塔设计天津大学

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。精储装置有

精储塔、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储分离,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精微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)

D塔顶产品流量(kmol/s)m塔顶组成(摩尔分数)

W塔底残液流量(kmol/s)xw塔底组成(摩尔分数)

Vo加热蒸汽量(kmol/s)

M乙醇=46.07kg/kmol

M水=18.02kg/kmol

进料组成:

塔顶组成:

XD=0,94//脱46%06/16、02

塔底组成:0.859707

AVV46%999/18.02

日生产量:0.000391

115000

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

86400[0.85970746.07(10.859707)

贝ij以纯净乙醇除脩如量为DXD=0.031590x0.859707=0.027158kmol/s

4.2理论板的计算

4.2.1最小回流比的计算

根据L01325xl05Pa下乙醇——水的气液平衡组成可绘出平衡曲线,即x-y曲线

7

化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计天津大学

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=01153,泗=0.355)。见图1。

图1最小回流比计算图

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

精镭段操作线方程为:

y14R10.7533x

0.2121

提储段操作线方程可以根据精储段操作线与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

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化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计天津大学

出,若采用图解法在尤-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储段操作线方程进行逐板计算,直到高加时,改用提储

段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算,直至Xm夕W为止。计算过程如下。

因为塔顶采用全凝器:

yi=m=0.8597

用插值法求得对应的相对挥发度为:

!(0.85970.8491)(1.036781.08217)1.08217

L049860.86400.8491

如由相平衡方程计算:

XI——乎----1,04§貂97(1----0§597)0.8597

0.853735

门由精储段操作线方程求得:

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

继续用相平衡方程和精储段方程逐板计算,当求得%24=0.102303<xq=0.1153

(加料板),改用提储段操作线方程,当尼8=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。

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化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计天津大学

表1逐板计算法求解理论板层数计算结果列表

序号yaX备注

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(用提储段操作线方程

260.08674712.0573370.007816

270.01967713.1801700.001521

280.00332512.9836110.000257<xwxw=0.000391

将逐板计算的结果绘制成阶梯图,如图2所示。

10

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乙醇——水精储塔设计天津大学

00.10.20.30.40.50.60.70.80.91

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。

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化工传质与分离过程课程设计

乙醇——水精储塔设计天津大学

图3塔顶区域放大图

图4塔底区域放大图

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乙醇——水精储塔设计天津大学

4.2.3塔板效率的计算

根据设计要求,塔顶压力〃D=105.325kPao

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

4.2.3.1塔顶的温度加的计算

根据常压下塔顶的XD=0.859707查出其所对应的温度fo=78.2O℃,以及对应的

气相组成y=0.864006。用Antoine方程计算出用温度下C,W组分的饱和蒸汽压分

别为:

1630.868

107.3024378.20+273.1543.569100.8408kPa

P:。

<c1657.459

0107.07405678.20+273.15~~'46.13

Pw°44.0232kPa

用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为

pyc101.3250.8640061.0098

pgxc100.84080.859707-

pyw101.325(10.864006)

wo—6—-p时

2311

44.02320.859707)

对组分C,W的常数分别为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

此时考虑到精储塔内塔顶压力略大于大气压,可设定塔顶温度初值为m=79℃。

用Antoine方程计算出m温度下A,B组分的饱和蒸汽压分别为:

1630.868_

107.3024379+273,1543.569104.0815kPd

1657.459

0107.07405679+273.1546.13

Pw45.4860kPa

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:

CcL4922

C10TD1079273.15

1.098

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C'[122.4513

W10To1079273.15

计算气相总压力,校验量能L度的正确性:

PCXDpW

(1XD)pw

1.098b0.859707104.0815kPa+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m=79.184℃时,所计算出的压力值p=105.326kPa与〃D=105.325kPa几乎

相等。因此得出塔顶温度力=79.184℃

423.2塔底的温度Av和总板效率ET的计算

设定总板效率初值为历=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+NpxO.667kPa=105.325+56x0.667=142.677kPa

根据常压下塔顶的%w=0.000391查出其所对应的温度/o=99.8O℃,以及对应的

气相组成>=0.004991。用Antoine方程计算出/o温度下C,W组分的饱和蒸汽压分

别为:

<c1630.868

0107.3024399.80+273.1543.569

PcQ224.4493kPa

.八1657.459—

口0107.07405699.80+273.15~'46.13100.5964kPa

«W0

用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为

pyc101.3250.004991

3_____________________________________

p^xc2前及除0.000391

101.325(10.004991)

YW______________

1.0025

100V5964(10.000391)

对组分C,W的常数分别为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

此时考虑到精僧塔内塔底压力略大于大气压,可设定塔顶温度初值为AV=108℃o

用Antoine方程计算出Zw温度下A,B组分的饱和蒸汽压分别为:

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乙醇——水精偏塔设计天津大学

1630.868

0107.30243108+273.1543.569

Pc294.2074kPa

1657.459

p0107.074056108+273.15~46.13133.8790kPa

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:

CQ283.4825

C107w10108273.15

5.5608

0.4055

W107\v10108273.151.00245

计算气相总压力,校验原设温度的正确性:

pcxwpcw

(1xw)pw

5.56080.000391294.2074kPa+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。

twID10879.43

在rw=108℃时,

§531C

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:

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

将此处算出的液相平均粘度带入到日计算公式中,即可得总板效率为:

ET().170.6161g(“"*)0.170.616lgO.3125

此时的塔贱掩域为

pw=pD+Npx0.667kPa=105.325+28/0.4812x0.667=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6=0.4820,rw=109.97℃时,所计算出的压力值〃=

144.0676kPa与”D=144.068kPa几乎相等。

因此得出塔底温度/w=109.97℃,总板效率6=0.4820。

15

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4.2.4实际板数的计算

精储段实际塔板数N归23/0.4820=47.7=48层

提,离段实际塔板数以=5/0.4820=10.4H1层

4.2.5进料温度的计算

进料温度力的计算与塔顶温度/的计算过程大致相同。已经求得精储段实际塔

板数可产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+48x0.667=105.325+48x0.667=137.341kPao

根据常压下进料板上的液相组成*=0.115343查出其所对应的温度fo=85.77℃,

以及对应的气相组成y=0.457289。用Antoine方程计算出K)温度下C,W组分的饱

和蒸汽压分别为:

1630.868

%107.3024385.77+273.1543.569135.1598kPa

1657.459

0107.07405685.77+273.15'46.13

Pw°59.5825kPa

用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为

,pyc101.3250.457289

力双2划为网0.115343-

pyw101.325(10.457289)

wo-^—pxw033------------------

59.2825(10.115343)

对组分C,W的常数分别为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

此时考虑到精偏塔内进料板压力略大于大气压,可设定塔顶温度初值为/F=93℃O

用Antoine方程计算出加温度下A,B组分的饱和蒸汽压分别为:

1630.868

“(J107.3024393+273,1543.569176.5000kPa

1657.459

0107.074056108+273.15—46.13

Pw78.4911kPa

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,

溶液浓度为奸的活度系数可表示如下:

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8169.7944

CIOTW1093273.15

1.W6.6012

W10Av1093273.151.0424

计算气相总压力,校验原设温度的正确性:

PCXFpW

(1XF)p

1.90曲0.115343^176.5000kPa+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。

直至加=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加=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储塔,由于泡点进料,根据恒摩尔流假定,则有:

LF且%VV。

LW

全塔物料衡算:Vo+F=D+W

乙醇组分衡算:FXF=DW+WXW

▽W泗

乂一T提储段操作线斜率=2.5974,即W=2.5874Vo

w

VoXqX

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

联立求解得到:

F=0.236584kmol/s

W=0.333320kmol/s

Vo=0.128326kmol/s

4.3.2平均温度的计算

tFto94.2179=.

精镭段平均温度方

8T§6-.702-

tFtw94.2110

提饵段平均温度方

9^9072.0攵

4.3.3平均压力的计算

塔顶压力pD=105.325kPa

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进料压力pF=137.341kPa

塔底压力pw=144.068kPa

精偏段平均压力程pF137.341105.132215.3

pr>2-33k2

提储段平均压力声pF137.341144.104608.

pw27042

4.3.4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:_1,竺(其中a为质量分数)

LAB

混合气体密度公式为:v空等(其中身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:加=0.859707

气相组成中:yD(10.859707)=D1.03680.864006

0.859707~~6iyD)

9

进料液相组成:"=0.115343

气相组成”■:yw(10.115343)=F6.5062,yF

=0.457289

0.115343(1yw)

塔底温度:xw=0.000391

气相组成yw:yw(10.000391)=w12.810,jiv=0.004991

0.000391——6iyw)

①精微段平均组成:

XDXF0.85970.1153100%

液相组成XI

248.75%2

"0.86400.4573100%

气相组成y

266.06%2

②提储段平均组成:

、小后㈤中.XF0.0003910.1153100%

液相组成"257F-----

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气相组成"yw0.0049910.4573100%

223.11%2

434.2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:a=79.18℃

此温度下水密度为0WD:

——如0580971,眦皿=972.293kg/M

WD

乙醇密度为PCD:

73580707468073579.183CD,

―co=735.902kg/m

液相密度为PD-.

1naD1颂9410.94

F735.902972.293,

CD

可得po=746.796kg/m3o

②进料温度:犷=94.21℃

此温度下水密度为PWF:

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

=962.430

乙醇密度为"CF:

1009010094,212,CF

7国).632724716

!____196^^)

液相密度为pF:—,-

FClWF

可得q=887.945kg/m3o

③塔底温度:削=109.97℃

此温度下水密度为"明¥:

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9511109邮.345110109.97,w3

951.022kg/m951vw

乙醇密度为pew:

110100110109.97,cw=703.039kg/jn

703716703

CW

液相密度为pw:

1200110.001

嬴703.039951.022

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