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课程设计指导书筛板精馏塔西北民族大学化工学院 王爱军2007.8- 29 -目录绪言（一） 课程设计的目的（二） 设计说明书的内容及要求（三） 课程设计完成的时间一、 精馏塔设计内容和要求二、 精馏塔的设计步骤三、 乙醇水物系主要物性参数四、 参考书目录绪言（一） 课程设计的目的环境工程原理课程设计是一个综合性的教学环节，它可以达到如下目的：1. 巩固和深化理论知识、拓宽知识面。如精馏装置是生产和科研中常见的典型单元操作之一，它的设计中涉及到环境工程原理课中流体力学、传热、传质及部分机械知识，还要涉及到设备的制造、安装、检修及操作方面的知识。通过设计科将在各门课、各章节中分散学到的知识综合起来分析和解决问题。2. 培养设计能力。在设计中，设计方案的选择、工艺计算、设备形式的选择及尺寸的计算，都要考虑到技术上的可行性及经济上的合理性。通过各种方案的对比、评选，找到最佳方案。3. 培养自学能力。按照任务书的要求，学生必须自己查阅有关参考资料及手册，选择适当的数据、公式，对计算结果要自行判断其正确性。（二） 设计说明书的内容及要求设计说明书文字要简练，字迹要工整，各种计算方法要举例说明。所用公式、数据要注明出处。公式及程序中的符号及单位要注明。1.说明书文字部分内容（1）任务书（2）说明书目录（3）精馏方案的说明（4）计算举例（5）计算结果列表说明（6）对本设计的评述及某些问题的讨论（7）符号说明（8）参考书目录2.说明书图示部分内容（1）换热器剖面图（三） 课程设计完成的时间3周，其中集中教学18课时。一、精馏塔设计内容和要求进料泵预热器精馏塔冷凝器再沸器回流泵中间罐精馏装置的主体是精馏塔，还有一些其它附属设备，如原料预热器、塔顶蒸汽冷凝器、冷却器、塔釜再沸器、液体输送泵等，构成一个完整的精馏装置。如图1所示。图1 精馏流程示意图（一）精馏塔工艺设计内容有：1.物料衡算通过全塔物料衡算，确定塔的生产能力。2.精馏塔的工艺尺寸的确定工艺尺寸指塔径和塔高。3.塔板结构设计塔板结构设计包括溢流装置的设计和塔板上传质元件的设计。塔板上传质元件种类很多，如泡罩、浮阀、筛孔等，但它们的设计方法大同小异，故在此仅以筛孔为例。4.热量衡算通过热量衡算，可算出消耗蒸汽用量及冷却水用量。（二）附属设备选型计算包括：1.再沸器的选型计算2.冷凝器的选型计算3.原料预热器的选型计算4.泵的选型计算如时间有限，在上述换热器种可选一种进行计算即可。二、精馏塔的设计步骤（一）精馏塔的工艺设计1.精馏方案的选择方案的选择包括：安排流程结构、选择所用设备的型式。如再沸器、冷却器、冷凝器、预热器、进料泵、回流泵等。操作条件：确定塔的操作压力、进料状态、回流温度、冷凝器冷却器中冷却介质、再沸器余热其中加热介质等。操作压力的选择：根据混合液的特性、工艺上的要求来确定。如热敏性物料需采用减压精馏，如苯乙烯乙苯的精馏。对常压下呈气态的混合物则应采用加压精馏，如从空气中分离氧和氮。而象乙醇水、甲醇水溶液就可以在常压下精馏。进料状态：进料状态取决于物料的来源。为了精馏塔本身的操作方便，多采用泡点进料，这样不受外界条件的干扰，便于操作。同时，塔的精馏段、提馏段上升蒸汽量变化小，塔的两段直径可以相同，便于设计和制造。但物料温度如果低于泡点，就需要一个预热器。回流温度：回流方式对回流温度有直接的影响。为了便于控制回流比，多采用强制回流，因此多为冷回流。在设计中应考虑冷回流对塔内实际回流量的影响。塔釜的加热方式及加热介质的选择：精馏塔釜可以用电加热、水蒸气加热和其他载体加热。对小型实验装置可考虑用电加热，它便于调节、使用方便。实际生产过程中如果温度不超过180，多采用水蒸气加热，它安全且便于调节。正气加热多采用间接蒸汽加热，只有当塔釜中残液是水或与水不相溶且易于分离的物料，才考虑用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热可以省去一个再沸器。塔顶冷凝器的冷凝方式和冷凝介质的选择：塔顶可以选用分凝器或全凝器。一般塔顶产品在后继工段以气态使用是应用分凝器气相出料。反之，以液相使用时，则用全凝器液相出料。用分凝器时，理论上可将其当一块理论板，回流温度是回流液的泡点温度。采用全凝器时，回流液常被过冷后进入塔内，使塔内上升蒸汽部分冷凝而产生回流。在理论板计算和热量衡算及塔径计算时，应注意到这一点。塔顶冷凝温度不要求低于30时，工业上多用水冷，冷却水可以是江、河、湖水，如果用自来水就需考虑用循环水，因此冷却水进口温度不仅因气候条件而异，还要注意到冷却水循环系统的出口温度。如果要求冷却到低于30，就需采用冷冻水或其它冷却剂。在操作条件及流程安排中，首先是根据工艺条件来决定，同时也要从经济上的合理性来考虑。例如釜液温度较高时，可以用来预热原料，以回收部分热能，节省加热介质。又如原料温度较低，可以去冷却塔顶蒸汽，可节省部分冷却剂。2.物料衡算对全塔作总物料衡算： （1）对全塔A组分作物料衡算： （2）式中：分别为进料、馏出液、残液流率，Kmol/h；分别为进料、馏出液、残液A组分组成，mol%。通过（1）（2）式可以求出塔顶馏出液及塔釜残液量，即确定出塔的生产能力。如果采用直接蒸汽加热，物料衡算式为： （3） （4）式中：塔釜加入的直接加热蒸汽流量，Kmol/h。基于恒摩尔流假设，等于塔釜上升蒸汽量。3.回流比的选择可以用通常的办法：首先算出最小回流比，然后取，作为适宜回流比。也可选择若干个回流比，然后计算设备投资费用、操作费用和综合费用，从中选择最为适宜的回流比。4.理论塔板数的计算对理想溶液，可以用相对挥发度关联向平衡关系式，并与操作线方程式联解而得出理论塔板数。对非理想溶液，则可以采用插值法进行计算。对上述两种情况，均可用yx图图解法求理论塔板数。5.塔板效率及实际塔板数的计算塔板效率目前仍没有可靠的计算方法。当无实测数据时，可用式（5）估算： （5）式中：相对挥发度（以塔顶、塔底平均温度计）；对乙醇水物系，算出的塔板效率更接近实际数据。分别为以塔顶馏出液组成及塔釜液组成算出的相对挥发度。进料液中任意组分的摩尔分率；任意组分的液体粘度，cp（以塔顶、塔顶平均温度计）。实际板数为： （6）式中：理论板数（不包括塔釜）；实际板数。6.塔径的初步计算塔径的大小是根据在塔中上升的蒸汽量m3/s和蒸汽通过塔时的允许气速m/s所决定的。气体体积流量除以允许气速即得塔的有效截面积，即满足下式： （7）式中：塔的有效截面积，m2；塔的横截面积，m2；降液管面积，m2；塔内上升蒸汽量，m3/s 允许气速， m/s。在精馏过程中，塔内不同截面上升蒸汽的密度不同，所以求出的也是不同的。一般精馏段内采用塔顶状态下的数值，而提馏段采用塔底状态下的数值。如果算出的塔径不同时，可以去较大者或者上下两段用异径塔。用（7）式算出塔径后，应按照容器的标准直径加以圆整。允许气速必须低于泛点气速，两者之比称为泛点百分率。泛点百分率一般可取0.650.85，即：。泛点气速可用下式计算： （8）式中：液体的密度，kg/m3；蒸汽的密度，kg/m3；负荷系数。负荷系数与液体表面张力、塔板间距、气体和液体的流量和密度均有关。液体表面张力为20达因/厘米时负荷系数的值可由图2查得。图2 筛板塔的泛点关联图图中：液体的体积流率，m3/s；蒸汽的体积流率，m3/s；塔板间距，m当所处理的混合液表面张力值与20达因/厘米相差较大时，从图2查得的要用下式折算成表面张力为时的值。 （9）塔板间距的大小，直接影响上升蒸汽中雾沫夹带量的多少。塔板间距大时，汽液分离空间较大，小的液滴有可能相互碰撞形成大的液滴而沉降下来。这样，在相同的气速下，雾沫夹带量少。但是塔板间距大，塔的总高度会增加，因此不能过分加大板间距，以免增加设备投资，所以必须全面考虑，不可片面。塔板间距大小的确定还应考虑物料的性质，如物料容易起泡或不清洁需要经常检修时，塔板间距还应大些。通常可根据表1初选塔板间距。塔板间距随着塔径的增大而增加。应当指出，初步选取塔板间距时，塔径还是未知的，所以应先估计一个塔径范围，然后选塔板间距再根据塔径计算。表1 不同塔径时的塔板间距塔径，米0.30.50.50.80.81.61.62.02.04.0塔板间距，毫米200300300350350450400600500700lwwdHTlwhwhowhl图3 溢流装置7.溢流装置的设计溢流装置的设计，主要取决于溢流堰的高度，降液管尺寸、降液管底至塔板间的距离等。参见图3。（1）液流程数有溢流的塔板上液体在板上横向流过，它必须克服塔板上各种元件及鼓泡气体的阻力，所以进口端的液面必须高于出口端的液面，要在板上形成液面落差。液面落差太大，气体通过塔板就不均匀。这时液面低处气体通过较多，液面高出气体通过较少。这种气体分布不均匀的状态，会降低塔板效率。液面落差太大时，气体甚至会走短路。为了减小液面落差，可以缩短液体走过的路程。因此当液量很大或塔径很大时，就要采用双流型。如图4所示为塔板上液流的两种流动型式。图（a）为单流型，也称为径向流。这时，液体从上一块塔板的降液管进入塔板的受液盘，板上液体从一侧向另一侧径向流过整个塔板，通过降液管而流入下一块塔板。图（b）为双流型，也称为半径向流。当塔径较大或液体量较大时，为了降低液面落差，将液体分成两路，即从两侧降液管流入下一块塔板。液体在塔板上径向流过板块塔板，在塔板中央通过降液管进入下一块塔板。当塔径大于22.4米或液流量大于110米3/小时时，可考虑采用双流型。图5 弓形的宽度与面积（a） （b） 图4 有溢流的塔板上液流程数（2）降液管尺寸经液管的形式一般有圆形、弓形等，目前生产中多采用弓形降液管。降液管必须保证泡沫在管内有一定的时间能够分离，通常控制液体在管内停留时间大于35秒，或是降液管中液体流速低于0.1米/秒。对于易起泡沫的物料，液体在降液管中停留时间应长些。弓形降液管的特征尺寸为弦长，因为弓形降液管的弦长即为溢流堰长，所以也叫溢流堰长。对于单流型塔板溢流堰长取塔径的0.60.8倍，而对双流型塔板溢流堰总长取塔径的1.21.4倍。对于弓形降液管可根据溢流堰长与塔径之比由图5查得之比之后，求出。（3）溢流堰高从图3可以看出清液层高度为； （10）式中：溢流堰高，m；溢流堰上液头高度，简称堰液头，m。溢流堰高直接影响塔板上清液层高度。清液层高增高时，气体通过板上液体的时间增加，气液接触时间增加，这对传质有利。但清液层高过高了，气体通过液层的阻力加大，造成塔板压将大。同时，由于液层高，雾沫夹带量也会加大，漏液量也会加大，这些又都是不利的。所以对筛板塔而言，取50100mm，真空操作时塔板压将更需严格控制，可取25mm左右。堰液头取决于液体流量及堰长的大小，可由下式计算： （11）式中：液体流量，m3/h；堰长，m；液流收缩系数，可由图6查得。图6 液流收缩系数一般不宜大于6070mm，如超过此值应改为双流型塔板。但不得小于6mm，否则溢流不均匀。如果液流量过小，不能达到6mm的要求，可采用如图7所示的齿形堰。60ohn图7 齿形堰当齿形堰上的液层高度不超过齿顶时可用下式计算堰液头： （12）当液层高度超过齿顶时，可用下式试查求取堰液头： （13）式中：齿缝深度，m。应用此式时，式中、均为已知数，每设一个代入式中来求，当等于已知数时，所设即可用。当选定一个板上清液层高度后，经过上述计算算出，即可用式（10）求出堰高。（4）降液管底缘到塔板的距离rWcWdWsx降液管受液盘图8 塔板布置降液管底缘到下一塔板的间隙，应比溢流堰高小6mm以上，以保证一定的液封，防止气体从降液管上升。但也不宜小于2025mm，以免锈屑等沉淀物堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，产生液泛。液相通过此间隙的流速一般不大于降液管内线速度为宜，以免局部阻力过大。8.塔板布置塔板上的面积可分为如下四个区域（如图8所示）：溢流区域，是布置降液管及受液盘的区域；鼓泡区域，是气液两相进行接触实现传质过程的区域；无效区域，是最外边一排筛孔与塔壁之间的孤条形区域，这个区域不排孔，根据塔板安装要求，这个区域宽度取50mm； 安定区域，是鼓泡区与受液盘、降液管之间不开孔的区域，以防止严重漏液或大量气泡被带入降液管中，这个区域的宽度，一般取70mm。鼓泡区的面积可以由下式计算：式中：，m；，m；弓形降液管宽度，m。其值可由下式求得： （15）筛孔直径一般取38mm，最常用的是45mm，孔中心的间距。开孔区所开筛孔面积与开孔区面积之比称为开孔率。开孔率是影响筛板性能的重要因素，在相同的空塔气速下，开孔率大则通过筛孔的气速就小，则筛孔的动能因数就小。反之，开孔率小则孔动能因数就大。孔动能因数过小，塔板漏液严重，板效率低；孔动能因数过大，雾沫夹带量太大，也会降低板效率。在泡沫工况操作时，要求开孔率在510%。筛孔在板上可按同心圆、正方形或正三角形排列。工业生产中最常见的就是正三角形排列，如图9所示。从图中可以看出开孔率为：td0图9 筛孔的开孔方式 （16）当开个直径为的孔时，总开孔面积。总开孔面积与鼓泡区面积之比就是开孔率，即： （17）所以，筛孔数为： （18）9.筛板塔操作失常条件的校核经过上述计算得出的塔径和塔板的各种几何尺寸还要经过以下一些经验验算校核，以保证塔在比较高的塔板效率下正常工作，也就是保证塔内不发生液泛，不产生过量雾沫夹带，也不产生严重的泄漏。（1）降液管内液泛条件保证操作时降液管内不致液泛的条件是降液管内液提清液层高度不能超过降液管高度的一半，否则将影响液体的流动，造成液泛。根据这种关系即有下式： （19）降液管中清液层高度可由下式计算： （20）式中：气体通过塔板的压降，m；液体通过降液管的阻力，m。为了计算必须计算气体通过塔板的压降，这个压力降可以看成是气体通过干板（即没有液层的塔板）压力将和通过液层压力降之和，即： （21）式中：气体通过干板的压力降，m；充气系数，可查图10。图10 充气系数和动能因子间的关系图中：，称为鼓泡区域上的气体动能因子。是以鼓泡区域面积为基准的气体速度。气体通过干板的压力降就是气体穿过筛孔的压力降，由于塔板较薄，所以忽略其摩擦阻力，只计算通道突然缩小又突然扩大产生的阻力，即： （22）式中：通过筛孔的气速，m/s；重力加速度，m/s2；孔流系数，可由图11求得。图11 干板孔流系数筛孔直径（m），筛板厚度（m）筛孔用冲压加工制造的筛板，其厚度应满足强度和刚度要求，一般要求塔板厚度。对碳钢，对不锈钢。液体通过降液管的阻力，包括液体流经降液管的阻力和流体通过降液管底部与塔板间隙时的阻力，而以通过底部间隙的阻力最大，所以计算是可以只取后者，即： （23）如果校验结果不能满足式（19），首先要判断一下过大的原因是什么，分别检查一下、和中哪一个其主要作用，找出主要原因后即可针对性地调整设计参数来降低。另外为保证液体在降液管中有足够的停留时间，需用下式校验液体在管中的平均停留时间： （24）式中：降液管横截面积，m2；降液管中清液层高，m；液体流量，m3/s。如果停留时间不足35秒，应适当加大堰长在进行校核。（2）雾沫夹带量的验算雾沫夹带在考虑塔板间距时已经进行过定型的分析，这里要进行进一步的验算，要保证雾沫夹带量不致过大，以免影响塔板效率。一般塔内雾沫夹带量要求低于0.1千克液滴量/千克气体。雾沫夹带量可用下式计算： （25）式中：液体的表面张力，达因/厘米；以有效面积为基准的气体速度，m/s；泡沫层高度，m；一般泡沫层高度如果0.1千克液滴量/千克气体，塔板效率将严重下降，这是应考虑加大塔径或塔板间距，不过由于增加塔径涉及的其他因素更多，一般先增大塔板间距为宜，仍不能满足时再考虑改变塔径重新计算。（3）塔板严重泄漏的校核气速达到刚好使液体不从筛孔泄漏时的速度，称为漏液点气速，它是气速的下限，这个气速值可以通过计算得到。对于漏液点气速的干板压降由下式计算： （26）式中：与漏液点气速相应的干板压力降，m；液体表面张力引起的压力降，m。 （27）而干板压降又可写成： （28）因式（26）与式（28）相等，所以可以求出漏液点气速为： （29）筛板塔操作条件下孔的气速和漏液点气速之比称为稳定系数，即： （30）一般要求至少。只要计算出和，保证的数值满足上述关系，即可保证塔在操作时不致严重泄漏。10.筛板塔的操作性能图当一定物系在结构尺寸一定的塔内操作时，只有气体和液体的流量是个可能变化的因素，也是对塔的正常操作有直接影响的因素。生产中必须将它们控制在一个许可的范围内，否则会严重降低塔板的效率，甚至破坏塔的正常操作。塔的正常操作范围可以用操作性能图来表示，这个图右可以叫负荷性能图。它以气体的体积流量为纵坐标，也体的体积流量为横坐标绘制。每一个塔板一经设计完成，就有一定的负荷性能图。图12时筛板塔的操作性能图的示意图。图上各条线代表的意义，分述如下：41235VmaxVminVhLhOVhLh设计点图12 筛板塔操作性能图漏液线1：表示塔板在漏液时的气体流量与液体流量之间的关系。当气体流量低于漏液线1，将发生严重漏液，所以它表示塔内气速的下限值。此曲线可由式（29）得出。过量雾沫夹带线2：表示雾沫夹带量在0.1千克液体/千克气体时气体流量与液体流量之间的关系。气体负荷超过此线，将有过量的雾沫夹带，使塔板效率严重下降。此曲线可由式（25）得出。液相下限线3：液体流量如果低于此线，堰上的液力流量变得不稳定，降低板效率。由式（11）算出时即可得到此曲线。液相下限为一直线。液相上限线4：液体流量如果超过此线，降液管中停留时间太短，其中泡沫液的气泡来不及分离，造成泡沫夹带，严重时会造成降液管中液体流不下来，即发生液泛。如果降液管中清液层高达到与板间距相等，那将是一个极限情况，所以将式（24）中的用代入即可算出最大液流量，即： （31）所以液相上限线为一直线。液泛线5：当气体和液体负荷过大时，降液管内泡沫层高度有可能升高达超过板间距，此时就会发生液泛。此曲线可由式（19）得出。上述五条线所围成的区域为塔板正常操作的范围。塔板的设计点和操作点必须落在此范围内，否则塔就不能正常操作。当物系一定时，塔板负荷性能图的形状由塔结构尺寸决定，因此在设计时，可由设计点在负荷性能图中位置，适当调整塔板的结构参数来改变负荷性能图。性能好坏要由操作弹性来判断。在一定的气液比之下操作，在操作性能图上可以用通过原点的斜率为的直线OCD表示，此直线在图上与操作性能线有两个交点，它们分别代表该塔此时操作的上下限，上限时的气体负荷，下限时的气体负荷，它的操作弹性即为：操作弹性= 见图12。操作弹性大，其操作范围就大，塔的设计就好；反之，操作弹性小，塔设计的就差。图13 板式塔的高度组成HfHaHzHbHs另外，同一个塔其操作弹性大小也和操作条件有关。如果用OAB线即气液比比较高时和用OEF线即气液比比较低时，所得出的操作弹性是不同的，上下限的控制条件也是不同的。生产中由于气液量的变化，塔的操作条件也会发生波动，因此必须及时进行调节。在上述计算中，应注意到气、液相负荷雁塔高分步是变化的，所以精馏段和提留段的塔板间距、塔板布置可以有不同，以保证每一般都在正常操作范围之内。11.塔高的确定板式塔的高度有主体高度、顶部空间高度、底部空间高度和裙座高度部分所组成。（如图13所示）。图14 裙座高度H1H2基础环出料管封头切线主体高度由实际板数和板间距决定。但进料板之间距离比一般板间距稍大些。另外还要考虑安装检修的需要，塔径小于800mm的塔开设手孔，塔径大于800mm是开设人孔。开手孔的板间距不小于450mm，开人孔的板间距不小于600mm。通常每10块左右可开设一人孔（每34块塔板开设一手孔）。顶部空间高度是指塔顶第一层塔板到顶部封头切线的距离，为减小塔板出口气体中夹带的液体量，一般取1.21.5m。底部空间高度是指最末一层塔板到底部封头切线的距离。为了塔底有较大的贮液空间，要求液体能有1015min的停留时间，据此可由釜液流量和塔径即可求出此高度。裙座高度是指塔底封头切线到基础环之间的距离。这个高度是由塔底封头切线至出料管中心距离和出料管中心到基础环的距离组成。的最小尺寸是由出料管管径和允许的弯曲半径决定的；则由工艺条件决定，如考虑与出液管相连的再沸器高度或出料泵所需位头等等。如图14所示。（二）附属设备的选型计算1.热量衡算应用热量衡算可以确定加热蒸汽用量和冷却水的用量。对图15中虚线表示的范围作热量衡算。热量均以0的液体为起点作计算。进入系统的热量有：（1）加热蒸汽带入热量（kW） （32）式中：加热蒸汽用量，kg/s；加热蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。图15 精馏塔热量衡算t2QWQBt1QFQVQRQl（2）进料带入热量（kW） （33）式中：进料流率，kg/s；进料的比热，kJ/kg进料温度，。（3）回流带入热量（kW） （34）式中：回流比；馏出液流率，kg/s；回流液的比热，kJ/kg回流温度，。离开系统的热量有：（1）塔顶蒸汽带出热量（kW） （35）式中：塔顶饱和液比热，kJ/kg塔顶蒸汽露点温度，；塔顶蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg。（2）残液带出热量（kW） （36）式中：残液流率，kg/s；残液的比热，kJ/kg塔底泡点温度，。（3）散于周围的热量（kW）热量衡算式为： （37）移项得故 （38）如果塔顶冷凝器为全凝器，则冷却水用量可用下式计算： （39）式中：冷却水用量，kg/s；、冷却水进、出口温度，冷却水的比热，kJ/kg。在配置这些附属设备时，应当注意到一方面消耗着大量的加热蒸气提供供给热量，在另一方面又用大量冷却剂移出热量，在可能的情况下，应考虑有效的回收一部分热量，以节约能源。2.选择或设计换热器换热器包括原料预热器，产品冷凝器、冷却器和再沸器。确定其型式，计算传热面积，选择系列产品或设计换热器。3.选择原料泵和回流泵4.确定精馏塔主要接管尺寸接管包括塔顶蒸汽出口管、回流液进口管、进料管、残液排出管及再沸器联接管等。三、乙醇水物系主要物性参数1.汽液平衡数据表31 乙醇水溶液气液平衡数据液相组成（%）气相组成（%）沸点（）乙醇质量分率乙醇摩尔分率乙醇质量分率乙醇摩尔分率0.010.0040.130.05399.90.100.041.300.5199.80.150.0591.950.7799.70.200.082.601.0399.60.300.123.801.5799.50.400.164.901.9899.40.500.196.102.4899.30.600.237.102.9099.20.700.278.103.3399.10.800.319.003.72599.00.900.359.904.1298.91.000.3910.14.2098.752.000.7919.78.7697.653.001.1927.412.7596.654.001.6133.316.3495.85.002.0137.018.6894.956.002.4341.021.4594.157.002.8644.623.9693.358.003.2947.626.2192.69.003.7350.028.1291.910.004.1652.229.9291.311.004.6154.131.5690.812.005.0755.833.0690.513.005.5157.434.5189.714.005.9858.835.8389.215.006.4660.036.9889.016.006.8661.138.0688.317.007.4162.239.1687.9液相组成（%）气相组成（%）沸点（）乙醇质量分率乙醇摩尔分率乙醇质量分率乙醇摩尔分率18.007.9563.240.1887.719.008.4164.341.2787.420.008.9265.042.0987.021.009.4265.842.9486.722.009.9366.643.8286.423.0010.4867.344.6186.224.0011.0068.045.4185.9525.0011.5368.646.0885.726.0012.0869.346.9085.427.0012.6469.847.4985.228.0013.1970.348.0885.029.0013.7770.848.6884.830.0014.3571.349.3084.731.0014.9571.749.7784.532.0015.5572.150.2784.333.0016.1572.550.7884.234.0016.7772.951.2783.8535.0017.4173.251.6783.7536.0018.0373.552.0483.737.0018.6873.852.4383.538.0019.3474.052.6883.439.0020.0074.353.0983.340.0020.6874.653.4683.141.0021.3874.853.7682.9542.0022.0775.154.1282.6544.0023.5175.654.8082.545.0024.2575.955.2282.4546.0025.0076.155.4882.3547.0025.7576.355.7482.348.0026.5376.556.0382.1549.0027.3276.856.4482.050.0028.1277.056.7181.9液相组成（%）气相组成（%）沸点（）乙醇质量分率乙醇摩尔分率乙醇质量分率乙醇摩尔分率51.0028.9377.357.1281.852.0029.8077.557.4181.753.0030.6177.757.7081.654.0031.4778.058.1181.555.0032.3478.258.3981.456.0033.2478.558.7881.357.0034.1678.759.1081.2558.0035.0979.059.5581.259.0036.0279.259.8481.160.0036.9879.560.2981.061.0037.9779.760.5880.9562.0038.9580.061.0280.8563.0040.0080.361.4480.7564.0041.0280.561.6180.6565.0042.0980.862.2280.666.0043.1781.062.5280.567.0044.2781.362.9980.4568.0045.4181.663.4380.469.0046.5581.963.9180.370.0047.7482.164.2180.271.0048.9282.464.7080.172.0050.1682.865.3480.073.0051.3983.165.8179.9574.0052.6883.466.2879.8575.0054.0083.866.9279.7576.0055.3484.167.4279.7277.0056.7184.568.0779.778.0058.1184.968.7679.6579.0059.5585.469.5979.5580.0061.0285.870.2979.581.0062.5286.070.6379.4液相组成（%）气相组成（%）沸点（）乙醇质量分率乙醇摩尔分率乙醇质量分率乙醇摩尔分率83.0065.6487.272.7179.284.0067.2787.773.6179.185.0068.9288.374.6978.9586.0070.6388.975.8278.8587.0072.3689.576.9378.7588.0074.1590.178.0078.6589.0075.9990.779.2678.690.0077.8891.380.4278.591.0079.8292.081.8378.492.0081.8392.783.2678.393.0083.8793.584.9178.2794.0085.9794.286.4078.295.0088.1395.0588.2578.1895.5789.4195.5789.4178.152.密度表32 乙醇水溶液的密度kg/m3 温度质量%10203040506070808.0199098098097097096096016.2198097096096095094092024.6197096095094093093091033.3095095093092091090089042.4394093091090089088087052.0991091088087087086085062.3989088086086084083082073.4887086083083082081080085.66840830810800790780770760100.00800790780770760750750740表33 乙醇水混合蒸汽在沸点下的密度kg/m3 P=1atmmass fr.%密度mass fr.%密度mass fr.%密度00.589350.785701.08550.620400.817751.145100.643450.854801.224150.667500.887851.309200.694550.933901.398250.722600.976951.498300.750651.0201001.5923.比热表34 乙醇水溶液的比热kJ/kgK 温度质量%0305070903.984.314.234.274.274.278.014.404.274.274.274.3116.214.354.314.314.314.3124.614.194.274.404.484.5633.303.944.104.194.354.4442.433.643.854.024.234.4052.093.353.603.854.104.3562.393.143.353.683.944.2773.482.813.103.223.644.0685.662.552.812.933.353.77100.002.262.512.722.973.274. 热焓与汽化潜热表35 乙醇与水混合蒸汽的热焓量及比热气相中乙醇的质量百分数y%冷凝温度t蒸汽的比热kJ/kg溶液的汽化潜热r溶kJ/kg蒸汽的热焓量HkJ/kg蒸汽的热焓量HkJ/kg01001539639.0100.0599.41.02522623.4101.41098.81.03505606.8101.81598.21.03488589.1101.12097.61.03471571.5100.52597.01.035454.5554.9100.43096.01.04438537.599.83595.31.02421518.297.24094.01.01404498.594.94593.20.98388479.391.35091.90.96371459.288.25590.60.94354.5439.785.26089.00.92338419.981.96597.00.89321.5398.677.17085.10.86305378.273.27582.80.82289356.967.98080.80.77273335.162.18579.60.75256315.759.79078.70.72238294.756.7957