化工原理課程設(shè)計(jì)

1、 乙醇與水連續(xù)精餾塔課程設(shè)計(jì)題目：乙醇水連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)班級(jí)：2009化工1+3專業(yè)：化學(xué)工程與工藝姓名：王文平(200909197) 楊新峰（200909）宗可云（200909）姜宗保（200909）趙京立 (200909246) 張盼盼（2008）設(shè)計(jì)時(shí)間：2011-12-19目錄第一章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明31.1塔型選擇31.2操作流程3第二章 塔的工藝計(jì)算42.1整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格42.2全塔物料衡算52.3最小回流比與操作回流比62.4理論塔板數(shù)的確定72.5全塔效率的估算72.6實(shí)際塔板數(shù)的求取10第三章 塔的工藝條件及物性計(jì)算113.1操作壓強(qiáng)Pm113.2溫度t

2、m123.3平均摩爾質(zhì)量錯(cuò)誤！未定義書簽。23.4平均密度133.5液體表面張力163.6平均粘度的計(jì)算173.7汽液相體積流率183.8塔徑的計(jì)算193.9精餾塔高度的計(jì)算20第四章 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算214.1 溢流裝置214.2 塔板布置24第五章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算2355.1 氣體通過塔板的壓力降hp液柱275.2 液面落差2675.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）2675.4 漏液2685.5 液泛28第六章 塔板負(fù)荷性能圖2796.1漏液線2796.2液沫夾帶線296.3液相負(fù)荷下限線306.4液相負(fù)荷上限線306.5液泛線30第七章 各接管尺寸的確定及選型337.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算

3、及選型337.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型337.3回流管尺寸的計(jì)算及選型337.4塔頂蒸汽出口徑及選型34第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備348.1冷凝器348.2預(yù)熱器358.3再沸器35設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表36參考文獻(xiàn)36第一章、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明1.1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日330天，每天開動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為140kmol/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。1.2 操作流程乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔

4、釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。流程示意圖如下圖（圖一）第二章、塔的工藝計(jì)算2.1整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格：乙醇和水的汽液平衡數(shù)據(jù)（101.3KPa即760mmHg）不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成數(shù)據(jù)如下（見

5、化工原理課本下冊(cè)P269）（表1）液相摩爾分?jǐn)?shù)x氣相摩爾分?jǐn)?shù)y溫度/液相摩爾分?jǐn)?shù)x氣相摩爾分?jǐn)?shù)y溫度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.8943

6、78.15根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫出以下乙醇圖3與水的t-x（y）相平衡圖（圖2）及乙醇與水的x-y（圖3）：2.2全塔物料衡算原料液中： 設(shè)A組分乙醇；B組分水乙醇的摩爾質(zhì)量：M乙=46.07 kg/kmol；水的摩爾質(zhì)量： M水=18.02 kg/kmol查閱文獻(xiàn)，整理相關(guān)的物性數(shù)據(jù)水和乙醇的物理性質(zhì)（表2）名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量密度20沸 點(diǎn)101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導(dǎo)熱系數(shù)(20)/(m.)表面張力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8 進(jìn)料液的摩爾分?jǐn)?shù)

7、xF =0.24 物料衡算由題意可知：泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1 xD =0.82 qn,F =140kmol/h由全塔物料衡算得：=( qn,D xD qn,F xF )·100%=99% qn,F =qn,D + qn,W qn,F ·xF =qn,D ·xD +qn,W ·xW 聯(lián)立得：qn,D =40.57kmol/h qn,w=99.43kmol/h xD =0.82 xW =0.0033 2.3 最小回流比Rmin和操作回流比因?yàn)橐掖?水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前,操作線已經(jīng)與衡線相切,最小回流比的求法是由點(diǎn)

8、a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求，如圖三 由=0.6072得：Rmin=1.546 圖4 由工藝條件決定R=1.5Rmin=1.5461.5=2.319 精餾塔的氣、液相負(fù)荷 qn,l =Rqn,D =2.319*40.57=94.08 kmol/h qn,V =(R+1)qn,D =(2.319+1)*40.57=134.65 kmol/h qn,l =qn,l + qqn,F =94.08+1*140=234.08 kmol/hqn,v =qn,v =134.65 kmol/h操作線方程的確定精餾段：yn+1 =(R/R+1)xn + xD/(R+1) =0.699xn +0

9、.247精餾段：ym+1 =1.738xm -0.7382.4理論塔板數(shù)的確定理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。由圖5可知：理論塔板總數(shù)為：12塊 精餾段為10塊 提餾段為2塊進(jìn)料板位置 NF=112.5全塔效率的估算板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：計(jì)算。其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa.s。2.5.1塔頂、塔釜及進(jìn)料的溫度確定由t-x-y（圖五）圖可知: 塔頂溫度tD=78.12，塔底溫度t= 86.4， 進(jìn)料溫度tF =82.2全塔的

10、平均溫度： 精餾段：提餾段：塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：t = =82.26塔頂、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度圖7圖6根據(jù)乙醇與水溶液x-y相平衡圖（圖7）可以查得：y1=xD=0.82 x1=0.817 yF=0.54 xF=0.24 yW=0. 28 xW=0.0033 由相平衡方程式可得因此可以求得：D=1.094；F=3.273; W=7.158平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。壕s段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。禾狃s段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。合嗥胶夥匠虨椋喉?、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度由t-x-y圖可知: 塔頂溫度tD=8.12，塔底溫度tw=86.4進(jìn)料溫度tF =82.2全塔的平均溫度： 精餾段：提餾

11、 段：塔頂和釜的算術(shù)平均溫度：t = =82.26在80.16時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的XD=0.462，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在84.3時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的XW=0.16，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因?yàn)樗?，平均黏度：?） 精餾段：（2） 提餾段：用奧康奈爾法()計(jì)算全塔效率：（1）精餾段：（2）提餾段：2.6實(shí)際塔板數(shù)的求?。?）精餾段：已知=1.892 L=0.378mPa·

12、;s=0.49=0.532 =18.819塊（2）提餾段： 已知=4.84 L=0.346mPa·s=0.49=0.432 =2/0.4324.625塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：= + =24塊全塔效率：ET=12/24=50%加料板位置在第20塊塔板進(jìn)料板壓強(qiáng)PF =105.3+19*0.7=118.6 kpa 塔釜壓強(qiáng)PW=105.3+5*0.7=108.8 kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm精 =(105.3+118.6)/2=111.95kpa提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm提 =(108.8+118.6)/2=113.7kpa3.2溫度tm根據(jù)乙醇與水的t-x（y）相平衡圖可知：塔頂 =78.1

13、2 進(jìn)料板=82.2 =3.3平均摩爾質(zhì)量根據(jù)乙醇與水的t-x（y）相平衡圖可知：塔頂=0.82 =0.817 = 0.8246+ (1-0.82) 18=40.96kg/kmol=0.81746+（1-0.817）18=40.88 kg/kmol進(jìn)料板：= 0.56 =0.24= 0.5646+（1-0.56）18=33.68kg/kmol=0.2446+（1-0.24）18=24.36 kg/kmol塔釜： yW=0.28 xW=0.003 = 0.2846+ (1-0.28) 18=25.84kg/kmol=0.00346+（1-0.003）18=18.08 kg/kmol精餾段的平均摩

14、爾質(zhì)量=(40.88+33.68)/2= 37.28kg/kmol= (40.88+24.36)/2=32.62 kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量=(33.68+25.84)/2=29.76kg/kmol=(25.84+18.08)/2=21.96kg/kmol塔頂40.96kmol/h精餾段平均摩爾質(zhì)量37.2840.8832.62進(jìn)料板33.68提餾段平均摩爾質(zhì)量29.7624.3621.96塔釜25.8418.083.4平均密度 m乙醇密度表4溫度5060708090100110765755746735730716703圖9水的密度表四405060708090100992.2988.1

15、983.2977.8971.8965.3958.4圖10圖10依下式 （為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）D=(0.82×46)/(0.82×46+0.18×18)= 0.924 w=(0.0033×46)/(0.0033×46+0.9967×18)=0.0076根據(jù)t-圖可知：塔頂：進(jìn)料板：塔釜：精餾段液相平均密度：提餾段汽相平均密度：汽相密度根據(jù)，精餾段汽相平均密度提餾段汽相平均密度=113.7*32.04/8.314*(273.15+84.3)=1.226液相平均密度的計(jì)算如下圖：表6塔頂737.4塔釜732.4973.4968.20.6570.04

16、2806.45952.38進(jìn)料板734.3精餾段汽相平均密度970.5精餾段液相平均密度提餾段汽相平均密度1.2260.505提餾段液相平均密度833.333.5液體表面張力Lm液體平均表面張力按下式計(jì)算： 塔頂：tD=78.12 xD=0.82 根據(jù)內(nèi)插法求tD=78.12時(shí)，B 由化工原理原理上冊(cè)查AA=17.91mN/m B=62.9mN/m LDm=xD×A+(1- xD)×B=0.82×17.91+(1-0.82)× 62. 9=26.0082 mN/m進(jìn)料板：tF=82.2 xF= 0.24根據(jù)內(nèi)插法求tD=82.2時(shí)，B 由化工原理原理上冊(cè)

17、查AA=17.70mN/m B=61.16mN/m LFm=xF×A+(1- xF)×B=0.24×17.70+(1-0.24)×61.16=50.73 mN/m塔釜：tw= 86.4 xw= 0.0033根據(jù)內(nèi)插法求tD=86.4時(shí)，B 由化工原理原理上冊(cè)查AA=17.45mN/m B=60.87mN/m Lwm=xw×A+(1- xw)×B=0.0033×17.18+(1-0.0033)×60.87 =60.73mN/m精餾段液體表面平均張力：Lm精=(LDm+LFm)/2=(26.0082+50.73)/2=

18、38.37 mN/m提段液體表面平均張力：Lm提=(Lfm+Lwm)/2=(50.73+60.73)/2=55.73mN/m塔頂78.12塔釜86.417.9117.4562.960.8726.008260.73進(jìn)料板82.2精餾段液體表面平均張力37.27417.761.16提餾段液體表面平均張力52.74550.733.6平均黏度的計(jì)算Lm液體平均黏度的計(jì)算按下式計(jì)算：塔頂：tD=78.12 xD=0.82 由化工原理原理上冊(cè)查A、BA=0.45mPa·s B=0.4mPa·sLDm=10xi lgi=10（0.82×lg0.45+(1-0.82)×

19、lg0.4）=0.441mPa·s進(jìn)料板：tF=82.2 xF=0.24由化工原理原理上冊(cè)查A、BA=0.42mPa·s B=0.35mPa·sLFm=10xi lgi=10（0.24×lg0.42+(1-0.24)×lg0.35）=0.366mPa·s塔釜：tW=86.4 xW=0.0033由化工原理原理上冊(cè)查A、BA=0.39mPa·s B=0.31mPa·sLwm=10xi lgi=10（0.0033×lg0.39+(1-0.0033)×lg0.31）=0.310mPa·s精餾段

20、液體平均黏度：Lm精=(LDm+LFm)/2=0.404 mPa·s提餾段液體平均黏度：Lm提=(Lwm+LFm)/2=0.338mPa·s表8塔頂78.312塔釜86.40.450.390.40.310.4410.310進(jìn)料板82.2精餾段液體平均黏度0.4040.420.35提餾段液體平均黏度0.3380.3663.7汽液相體積流率精餾段氣相體積流率：qn,V =(R+1)qn,D =(2.319+1)*40.57=134.65 kmol/hvs=qn,VMv,m /3600=134.65*37.55/(3600*1.431)=0.98m3/s液相體積流率：qn,L=R

21、qn,D=2.319*40.57=94.08kmol/hLS=(94.08*33.654)/(3600*819.915)=0.00107m3/sLh= 3600Ls=3600×0.00107= 3.86m3/h提餾段：qn,l =qn,l + qqn,F =94.08+1*140=234.08 kmol/h(234.08*23.32)/(3600*892.855)=0.0017 m3/s提餾段：= 3600=3600×0.0017= 6.11m3/s氣相體積流率：qn,v =qn,v =134.65 kmol/h=（134.65*37.55)/(3600*1.215)=1.

22、156m3/s液相體積流率：=234.08*23.32/（3600*892.855）= 0.0017 m3/s表9 汽液相體積流率計(jì)算0.981.156 m3/s0.001070.0017 m3/s3.8.塔徑的計(jì)算板間距與塔徑的關(guān)系塔徑 D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距 HT/mm200300250300300450350600400600表10塔徑的確定，需求，C由下式計(jì)算：,由smith圖查取，取板間距HT=0.35m，板上液層高度，則史密斯關(guān)聯(lián)圖圖11圖中 HT塔板間距，m； hL板上液層高度，m；V ,L分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s；

23、 V，L 分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3 。精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為：=0.028查smith圖得：=0.058 C=C20（）0.2 =0.058×（）0.2 =0.066umax=C=0.066×=1.578m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u=0.70umax=0.70×1.578=1.105m/s則精餾段塔徑D=1.338m提餾段塔徑的確定：圖的橫的坐標(biāo)為：=0.041查smith圖得：= 0.061 =0.061×（）0.2 =0.074max=0.074×=2.005m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.70

24、max=0.70×2.005=1.404m/s則提餾段塔徑=1.161m（3）按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，D=1.4m塔截面積： =1.539m2精餾段實(shí)際空塔氣速為：=1.008m/s提餾段實(shí)際空塔氣速為：=1.188 m/s3.9精餾塔高度的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：-塔頂空間（不包括頭蓋部分）-板間距N-實(shí)際板數(shù)S-人孔數(shù)-進(jìn)料板出板間距-塔底空間（不包括底蓋部分）已知實(shí)際塔板數(shù)為N=21塊，板間距HT=0.35由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔7塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè) 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：第四章、塔板主要工藝尺

25、寸的計(jì)算4.1溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。塔徑：D=1.4m溢流堰長lw單溢流：，取堰長lw=0.6D，即lW=0.6×1.4=0.84 m溢流堰出口堰高h(yuǎn)WhW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度可用Francis計(jì)算，即精餾段： Lh= 6.43m3/h,所以 Lh/lW2.5=9.94, =0.6液流收縮系數(shù)計(jì)算圖圖12查上圖得:E=1.038，則 依式hOW=，得hOW=0.0114m取板上清夜層高度，故hW=0.05-0.0114=0.0386m提餾段： m2/hLh/lW2.5=9.94查得:E=1.145，則hOW=0.017

26、m取板上清夜層高度，故=0.033m降液管寬度Wd和截面積Af因?yàn)椋樯蠄D得：Wd/D=0.115,Af/AT =0.055，所以 Wd=0.115D=0.115×2.2=0.253mAf=0.055×3.799=0.209m2由式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即精餾段：=15.93s5s提餾段： =10.39s5s故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為0.06m/s依式得：精餾段：=0.023m,即20mm提餾段： =0.035 m，即20mm故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4.2.塔板布置 塔板的分塊 本設(shè)計(jì)塔徑D=1.4m，故塔板采用分塊

27、式，以便通過入孔裝拆塔板。查表得，塔板分為4塊。 表十一 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456 邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度：Wc=0.03m，溢流堰前的安定區(qū)寬度：Ws=0.07m開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按下式計(jì)算：其中= =0.377m=0.67m=0.954m2 篩板的篩孔和開孔率因乙醇-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 篩孔數(shù)目 開孔率 （在5-15%范圍內(nèi)）氣體通過篩孔的氣速為 則 精餾段 提餾段 第五章、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.1 氣體通過塔板的壓力

28、降液柱氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱氣體通過篩板的干板壓降，m液柱氣體通過板上液層的阻力，m液柱克服液體表面張力的阻力，m液柱 干板阻力干板壓降 =篩孔氣速，m/s孔流系數(shù)分別為氣液相密度，Kg/m3 塔板孔流系數(shù)根據(jù)d2/=5/3=1.67 查干篩孔的流量系數(shù)圖C0 =0.78精餾段 液柱提餾段 液柱 板上充氣液層阻力板上液層阻力用下面的公式計(jì)算：板上清液層高度，m反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)降液管橫截面積=0.209m2, 塔橫截面積=1.539m2充氣系數(shù)與動(dòng)能因子Fa的關(guān)系 圖15精餾段 動(dòng)能因子 查充氣系數(shù)與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得

29、=0.57 則 hl=hL=0.57×0.05=0.0285m提餾段 動(dòng)能因子 Fa= 查充氣系數(shù)與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得 =0.59 則 hl=0.59×0.05=0.0295m 由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻力 精餾段 m提餾段 故 精餾段 hp=0.038+0.0285+0.00371=0.07321m液柱 壓降 =819.915×9.8×0.08121=0.65KPa提餾段hp=0.041+0.0295+0.00482=0.07532m壓降 =892.855×9.8×0.07532=0.66KPa5.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液

30、面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常的操作效果，Kg液/Kg氣 （1）精餾段 （2）提餾段故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶。5.4 漏液漏液驗(yàn)算K=>u0 篩孔氣速 uow漏液點(diǎn)氣速（1）精餾段實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 （2）提餾段穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從的關(guān)系 乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故?。?）精餾段 又板上不設(shè)進(jìn)口堰u0=0.092hd=0.153（u0')2=0.15

31、3×0.0922=0.00129m液柱 Hd=0.07821+0.0285+0.00129=0.108m液柱=0.233 （2）提餾段hd=0.153（u0')2=0.153×（0.220）2=0.0074Hd=0.07532+0.0295+0.0074=0.112m液柱=0.262。故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象第六章、塔板負(fù)荷性能圖6.1漏液線（1）精餾段：=0.785×0.0052×4910×6.14=0.592m3/s（2）提餾段：=0.785×0.0052×4910×5.71=0.55m3/s據(jù)此可

32、以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線。6.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： （1）精餾段hf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.0386m how=2.84/1000×1.038×(3600LS/0.84)2/3=0.78LS2/3 則hf=0.097+1.95 LS2/3 HT-hf=0.35-0.097-1.95 LS2/3=0.253-1.95 LS2/3 解得VS=2.522-19.67LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)2.212.0

33、261.8721.7351.6091.4911.3791.273表12（2）提餾段：hf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.033m how=2.84/1000×1.145×(3600LS/0.84)2/3=1.14LS2/3 則hf=0.083+2.85 LS2/3 HT-hf=0.35-0.083-2.85 LS2/3=0.267-2.85 LS2/3 解得VSS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)2.4922.1941.9431.7191.5141.3221.240.967

34、表13可作出液沫夾帶線。6.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由=（1）精餾段：E=1.038,則 （2）提餾段：E=1.145,則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限。6.4液相負(fù)荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。6.5液泛線令 ， 聯(lián)立得 整理得： （1）精餾段： 0.0158-1.221列表計(jì)算如下 表14Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.9232.7322.4902.179（2）提餾段： 0.0123-1.364 表15Ls/

35、(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)3.3743.2013.0042.794由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的精餾段負(fù)荷性能圖如下：圖16由圖可知：故操作彈性為Vs，max/Vs，min=3.4469/0.592=5.8222提餾段負(fù)荷性能圖：圖17由圖可知：故操作彈性為Vs，max/Vs，min=3.7712/0.55=6.875第七章、各接管尺寸的確定及選型7.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型料液質(zhì)量流體：進(jìn)料溫度tf=82.2，在此溫度下A=734.3Kg/m3 B=970.5Kg/m3則 Kg/m3則其體積流量：取館內(nèi)流速：則進(jìn)料管管

36、徑：則可選擇進(jìn)料管冷拔無縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.937m/s7.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型釜液質(zhì)量流率：出料溫度tw=86.4，在此溫度下A=732.4Kg/m3 B=968.2Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度ul=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇釜液出口管熱軋無縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.42m/s7.3回流管尺寸的計(jì)算及選型回流液質(zhì)量流率：回流溫度td=78.12，在此溫度下乙醇=737.4Kg/m3 水=973.4Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇回流管熱軋無縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.509m

37、/s7.4塔頂蒸汽出口徑及選型Kg/m3塔頂上升蒸汽的體積流量：取適當(dāng)流速 u=16m/sd=所選規(guī)格為：承插式鑄鐵管，此時(shí)管內(nèi)流速17.61m/s第八章、精餾塔的主要附屬設(shè)備8.1冷凝器（1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 塔頂全凝器的熱負(fù)荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W；qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgt=78.12時(shí)查表得r=2493KJ/Kg則 Q=qm1r1 =（2.783+1）× 56.3×41.42×2493/3600=6109KJ/s取水為冷凝器介質(zhì)其進(jìn)出冷凝器的溫度為20和30 平均溫度25 下水的比熱 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700W·m-2/所以，傳熱面積： A= =52.96 A=164