乙醇水溶液连续精馏塔

1、化工原理课程设计化工原理课程设计任务书一、设计题目乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计。二、任务要求1、设计一连续板式精馏塔一分离乙醇和水，具体工艺参数如下：(1) 原料乙醇含量：质量分率 =29%(2) 原料处理量：质量流量 =10.8t/h(3) 摩尔分率 Xd=0.82;Xw=0.022 、工艺操作条件：常压精馏，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、设计工作日每年 330天, 每天 24 小时连续运行六、主要内容1. 确定全套精馏装置的流程，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. 精馏塔的工艺计算与结构设计

2、：(1) .物料衡算确定理论板数和实际板数；( 2) . 计算塔径并圆整；( 3) . 确定塔板和降液管结构；( 4) . 流体力学校核，并对特定板的结构进行个别调整；( 5) . 全塔优化，要求操作弹性大于 2。3. 计算塔高。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间进行紧密接触，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：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、

3、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，塔设备的性能对于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；按单元操作分为精馏塔、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。

4、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泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、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：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。132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%）（2）.塔板效

5、率高（提高10% 15%）（3） .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，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、 减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：(1).处理能力大.操作弹性大(3).塔板效率咼.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型浮阀又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

6、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型阀适用于减压系统。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小时计算，产品流量 为10.8t/h，由于产品粘度较小，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，用泵送入精馏塔。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。精馏装置有精馏塔、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。

7、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馏分离， 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馏塔进料板，在进料 板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后， 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4页共33页化工原理课程设计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20 rkg / m 3沸点101.33kPar比热容(20 r) Kg/(kg.r)黏度(20 r)mPa.s导热系 数

8、(20 r)/(m.r)表面张力(20 r )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32表3 2乙醇一水系统tx y数据沸点t/r乙醇摩尔数/%沸点t/ r乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.6:42.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.28

9、99.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.75:72.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41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xw0.0

10、2xD 0.82第5页共33页0.29/460.29/46 0.71/180.138化工原理课程设计第9页共33页3.1.2平均摩尔质量Mf =0.138 46+ (1-0.138)18=21.86 kg/kmolM d= 0.82 46+ (1-0.82)18=40.96kg/kmolM w =0.02 46+ (1-0.02)18=18.56kg/kmol3.2全塔物料衡算总物料衡算D+W=F+S易挥发组分物料衡算恒摩尔流假设通过S=V=(R+1)D(3(1)(2)xF 0.138xD 0.82由RMIN专用计算程序知 Rmin=1.082由工艺条件决定 R=1.85Rmin=1.08 1

11、.85=2F=10.8 103/21.86=494.1kmol/h联立上式(1)、(2)、(3)得：S=203.4kmol/hW=629.7kmol/h D=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. 9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，精馏段理论板数为12,提留段理论板数为3 （包括蒸馏釜）332全塔效率的估算用奥康奈尔法（Oconenell）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：yiXd0.82yi3 0.485yi5 0.1。7由相平衡方程式y因此可以求得：x10

12、.798x130.138x150.01可得止卫1 (1)xx(y 1)1.15; 155.88; 1611.86td 78.40c（塔顶第一块板）tf84.90c（加料板）tw 97.20c （塔底）化工原理课程设计全塔的相对平均挥发度:（1）精馏段：1 151.15 5.882.60（2）提馏段：/15 165.88 11.868.35全塔的平均温度:（1）精馏段：tm 匕 f 81.70c2（2）提馏段：，/tw t f0tm91.1 c2在81.7c时，根据上图知对应的X=0.297，由化工原理课本附录一（水在不同温度下的黏度表）查得水0.348mPa s，由附录十二（液体黏度共线图）查

13、得乙醇 0.40mPa s （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0.313mPa s，由附录十二（液体黏度共线图）查得乙醇 0.37mPa s （图中，乙醇的 X=10.5，丫=13.8）。因为LXi Li所以，平均黏度：（1）精馏段：L 0.297 0.40 (1 0.297) 0.3480.363mPa s（2）提馏段：L/0.044 0.37(1 0.044) 0.3130.316mPa s用奥康奈尔法（Oconenell）计算全塔效率：Et 0.49 （ l） 0.2

14、45 1-1（1）精馏段：Et 0.49 (2.60 0.363) 0.245 1.154.7%（2）提馏段：Et/0.49 (8.35 0.316) 0.245 1.142.5%3.3.3实际塔板数实际塔板数Et（1）精馏段：Np 12/54.7%21.94，取整22块，考虑安全系数加一块为第10页共33页化工原理课程设计23块。(2)提馏段：Np 3/42.5%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 精馏塔主题尺寸的计算4.1精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.1精馏段的汽液体积流量整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可

15、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=817C表3精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第块板)摩尔分数Xf=0.138yf=0.485y仁Xd=0.82X1=0.798摩尔质量/ kg / kmolMlf=21.86Mvf=31.58MLf =40.34Mvl =40.96温度/C84.978.4在平均温度下查得 h2o 971.1kg/m3,735kg/m3液相平均密度为：XLmXLmLmCH 3CH 2OHH 2O其中，平均质量分数 Xlm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，p

16、lm =814.2kg /m3精馏段的液相负荷L=RD=2 07.8=135.6Kmol/h由 PV nRT m RT MPMRTPM m RT RT VLn=LM/ p im=135.6X31.1/814.2=5.18 m3 / h精馏段塔顶压强 P4101.3 105.3KPa若取单板压降为0.7,则进料板压强Pf Pd0.723 121.4KPa气相平均压强PmPPf 105.3 121.4F113 35KPa211 W. W V/1 vl Cl2气相平均摩尔质量Mvm31.58 40.9636 ”36.2 72气相平均密度vmPMvm121.4 36.271 493所以RT 8.314

17、 (81.7 273)汽相负荷 V= (R+1)D=67.8X3=203.4VM vmvm203.4 36.271.49334941.3m /s第13页共33页精馏段的负荷列于表4表4精馏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体积流量/m /h4941.3(1.373 m /s)5.18(0.00144 m /s)4.1.2提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表5,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的 负荷，结果列于表6。表5提馏段的已知数据位置塔釜进料板化工原理课程设计质量分数Xw=0.025yw=

18、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提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg / kmol20.0726.293平均密度/kg / m918.51.079体积流量/m /h13.76(0.00382 m /s)4955.9(1.377 m /s)4.2塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，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：V

19、sVsjVst21.373 1.377231.375m /sv第14页共33页汽塔的平均液相流量:Ls=L sj LST20.00144 0.00382230.00263m /s汽塔的汽相平均密度:vj vi21.493 1.07921.286Kg /m3汽塔的液相平均密度:化工原理课程设计814.2 918.523866.35Kg /m塔径可以由下面的公式给出:D第47页共33页由于适宜的空塔气速U （0.6 0.8） Umax，因此，需先计算出最大允许气速UmaxUmax取塔板间距Ht 0.4m，板上液层高度hi 60mm 0.06m，那么分离空间:Ht h 0.4 0.060.34 m0

20、.002631.375 866.351.2860.0496从史密斯关联图（和（牛）查得：C20=O.O74,由于C C20（）0.2，需先求平均表面张力:201乙醇2水塔顶：1 18.3mN/m2 62.0mN/mmD0.798 18.3 (1 0.798) 62.041.08mN / m进料板：1=17.7mN/m2 =61.0mN/mmF0.138 17.7 (10.138) 61.055.02mN/m塔底:1 =17.0mN/m2 =59.0mN/mmW0.01 17.0 (10.01)59.058.58mN /m精馏段液相平均表面张力27.13 55.02提馏段液相平均表面张力255.

21、02 58.5841.08mN /m56.80mN / m全塔液相平均表面张力227.13 55.025858 46.91mN/mc=。.074 煜)0.2=0.0878Umax C=0.0878X. 866.35 1.2862.277m/s1.286u=0.7X2.277=1.594m/sD4 1.375 =1.05m .3.14 1.594根据塔径系列尺寸圆整为 D=1000mm此时，精馏段的上升蒸汽速度为:5 =警 37 1.754D212提馏段的上升蒸汽速度为:普 1.752Uj安全系数：U max必4 =0.7702.277虹心=0.769U max 2.277卫匚和 卫匚均在0.6

22、-0.8之间，符合要求。U max U max4.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算:Z HP (N 2 S)Ht SHt Hf HwHp-塔顶空间(不包括头盖部分)Ht-板间距N-实际板数S-人孔数H f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Ht 0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗， 可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：31S 12.873 个8取人孔两板之间的间距Ht 0.6m，则塔顶空间Hp 1.2m，塔底空间Hw 2.5m， 进料板空间高度Hf 0.8m，那么，全塔高度：Z 1.2 (312 3) 0.4 3 0.6 0.8 2.51

23、6.7m4.4.塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm,所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC 40mm，破沫区宽度Ws 70mm，查得堰长 Lw 650mm弓形溢流管宽度 Wd 120mm弓形降液管面积Af 0.0534m2A降液管面积与塔截面积之比L 6.8%Ar堰长与塔径之比 丘 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于5s液体在精馏段降液管内的停留时间Af ?HtLst0.0534 0.4 14.83s 5s 符合要求0.00144液体在精馏段降液管内的停留时间Af ?HtLst0.0534 0.45.59S 5S 符合要求0.003824

24、.5弓形降液管米用平直堰，堰咼hwhhhowhL -板上液层深度，一般不宜超过 60-70mmhow -堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算L - hw=0.00284E（）3LwE-液体的收缩系数L S-液相的体积流量Lw-堰长精馏段5 18 how = 0.00284E()30.0113E0.65由 Lw 0.65DLs(Lw)2.55.180.652,515.21查手册知 E=1.04 则how =0.00113X1.04=0.0118mLw=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部离塔板距离 帕,考虑液封，取 帕比hw小15mm即 h=0.0482-0.015

25、=0.0332同理，对提馏段2一13.76 ohow = 0.00284E()3 0.0218E0.65由 Lw 0.65DLs(Lw)2513.760.6540.4查手册得 E=1.074how =0.0218Xl.074=0.0234mhw =0.06-0.0234=0366mh。=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D1x=-(Ws WJ (0.075 0.15) 0.275mr=D Wc 0.5 0.05 0.45m22220.275所以 Aa 20

26、.2750.450.2750 0.45 arcsin()18000.4520.462m4.7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=3 5=15mm筛孔数目 n 115800叭 （115800） 0.462 2377.76 2378t15开孔率卫翠T 0907 10.07% （在5-15%范围内）（t/d）232气体通过筛孔的气速为 Uo出Aa则精馏段U0J提馏段UoT1.3730.1007 0.4621.3770.1007 0.46229.51m/s29.60m/s第五章 塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板

27、的压力降hpm液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)hp hc h hhp气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱he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he干板压降hehe= 0.051(虫)2C0LUo筛孔气速，m/sCo 孔流系数v l 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 C0 =0.78精馏段 hc 0.051(29151)2(193) 0.134m 液柱0.78814.2提馏段 hC 0.051(296)2(1079)0.0863m 液柱0.78918.55.1.

28、2板上充气液层阻力h1板上液层阻力hl用下面的公式计算：h|0 hL0( hw how)九板上清液层高度，m0反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积Af=0.0534m3,塔横截面积At =_D 3.14 1 0.785m2441精馏段u；VsAt Af1.3731.8770.785 0.0534动能因子F；u；v 1.877 1.493 2.293查充气系数0与Fa的关联图可得0=0.55则 hi= ohL=O.55X).O6=O.O33m提馏段u；V竺771.882At Af 0.785 0.0543动能因子F；=u；.v 1.882 1.079 1.955查充气系数0与

29、F；的关联图可得0 =0.58则hhl=0.58 0.06=0.0348精馏段h5.1.3由表面张力引起的阻力h4 56.80 10提馏段918.5 9.81 0.0050.00504m液体表面张力的阻力h -Lgd。34 41.08 100.00411814.2 9.81 0.005综上，故精馏段hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m 液柱压降 p gh =814.2X9.81 .17O=1.4KP;提馏段 hp gh=918.2 9.81 X.126=1.1KP;5.2液面落差对于筛板塔，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

30、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,ev 0.1 Kg液/Kg 气ev公式5.710 6L3.2UaHthf精馏段ev65.7 1031.8773.20.0879Kg / Kg O.lKg / Kg3.20.064lKg / Kg O.lKg / Kg6提馏段 ev5.7 10 31.88256.80 10 41.08 10 3 0.40 2.5 0.06 0.4 2.5 0.06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 0.13hL h ) L/ VK=-U1.5-2.0U

31、owU0筛孔气速 Uow漏液点气速精馏段uow 4.4C00.0056 0.13hL h l / v4.4 0.772 .0.0056 0.13 0.06 0.00411 814.2/1.4937.73m/s实际孔速 u029.51m/ s u0w稳定系数为K 29.513.821.57.73提馏段Uo,min 4.4C。0.13h h/ V4.4 0.7720.0056 0.13 0.06 0.00504 918.5/1.0799.16m/s稳定系数为K29 3.23 1.59.16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Hd应服从的关系Hd Ht hw乙醇-水组

32、分为不易发泡体系 故取错误!未找到引用源精馏段Ht hw0.6 0.40 0.0482 0.269m又 Hd hp hL hd板上不设进口堰2 2hd=0.153 ( u。)=0.153 X 0.0667 =0.00068m液柱Hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m 液柱Hd (Ht hw)=0.269提馏段Ht hw0.6 0.40 0.0366 0.262mhd=0.153 ( u。)2=0.153 X (0.272 ) 2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m 液柱Hd (Ht hw)=0.262。故在本设计中不会发生液泛现象第六章塔板负荷

33、性能图6.1精馏段塔板负荷性能图6.1.1漏液线u 0.min 7.73Vsmin 一d0nuomin =0.785 X0.0052 X2378 X7.73=0.361m 3/s4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:5.7 10 6 ev P-3.2UaHt hfVsAtAf1.785 0.05340.732hf=2.5hL=2.5 (hw+how), hw=0.0482how=2.84/1000 W4 (3600Ls/0.792)2/3=0.928LS2/3则 hf=0.121+2.32 Ls2/3HT-hf=0

34、.4-0.121+2.32Ls2/3=0.279-2.32 Ls2/33.2Ls/(m 3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.3851.2611.158P 1.065可作出液沫夹带线22/3解得 Vs=1.595-13.27L s5710 6 3VS20.141.08 100.732(0.279 2.32 LS3)6.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m作最小液体负荷标准，由how = 0.00284E(3600Ls)30.86 ELw30.0062 0.653E=1.04,则 Lsmin ()2 0.000523m /s0.00

35、284 1.043600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.6.1.4液相负荷上限线AfHT5s作为液体在降液管中停留时间的下限,5律T 0汽 04 000427m%LS55据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线46.1.5液泛线令出 (Ht hw)Hd hphLhdhphchL hhihLhwhow联立得Ht1 hw (1) howhchdh整理得:aV!=)、A0.0020,004 0.006 0.0080.01Ls/ (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

36、= 1.45m3/sVs，min= 0.427m3/s故操作弹性为 Vs，max/Vs min= 3.40第七章 各接管尺寸的确定及选型7.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：GfFM l.f 494.1 21.86 1.08 104kg/h33进料温度tf=84.9 C,在此温度下乙醇=732.5Kg/m水=968Kg/m3885.4 Kg/mX 1_x0.291 0.2912732.5968则其体积流量：Vl,fGfL,F41.08 10885.43312.20m /h 0.00339m /s取馆内流速：uF 2.0m/s则进料管管径：Dlf J4；4 0.00339 0.0465m 4

37、6.5mm uf V 3.14 2则可选择进料管 54mm 3mm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：Gw WMl.w 629.7 21.0 13223.7kg/h出料温度tw=97.2 C,在此温度下乙醇=719Kg/m水=960Kg/ni0.0251 0.0257199603952 Kg/m体积流率：sW G； 1囂7 1389m3/h 0.00386m3/s取釜液出塔的速度ui =0.5m/s则釜液出口管管径：DW . 4 0.00386 0.0572m 57.2mm 3.14 1.5则可选择釜液出口管68mm 3mm热轧无缝钢管，

38、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：GW WMlw 135.6 40.96 5554.18kg/h回流温度td=78.4 C,在此温度下乙醇=734Kg/m水=974Kg/m3x 1 x 0.8210.8227349743d 768 Kg/m体积流率：Vsl Gw 5554.18 7.232m3/h 0.002m3/s d 768取釜液出塔的速度uw=1.5m/s40 002则釜液出口管管径：Df J.0.0715m71.5mm 3.14 0.5则可选择回流管83mm 3.5mm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s

39、vPMRT105.3 40.968.314 (78.4 273)31.476 Kg/m塔顶上升蒸汽的体积流量：Vsv 虫 3 67.8 40.96 5644m3/h 1.568m/ss,W1 .476取适当流速u=16m/sd= 4 1.5680.353m353mmV 16所选规格为：400mm 12.8m m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VsosMPM127 18RT 8.314 (97.2273)30.743Kg/m3 67.8 1833Vs。4927.6m3/h 1.369m3/s0.743取适当流速u=20m/s41 36

40、9d=0.295m295mmV 2016.41m/s则可选择水蒸气进口管350mm 12m m承插式铸铁管，此时管内流速第八章 精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器(1)冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需 设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。(2)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)qm 1= (R+1)DM DQ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=78.4 C时查表得

41、 r=1100.2KJ/Kg贝UQ=qmw =(2+1) X 67.8x40.96 X100.2/3600=2546KJ/s取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20r和30r平均温度25r 下水的比热 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量：qm2QCpc(t225464.203 (30 20)60.58Kg /s又 Q=KA tm2K 取 700W m / r所以，传热面积:A=T t1 T t210t =m ,T t1, 78.4 20InInT t278.4 30=53.2 rA=2546000700 53.2=68.4 m28.2预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点

42、所需的热量Qf可记为：Qf WfCpfg tfj其中tfm =(84.9+35)/2=60.0 C (设原料液的温度为35度)在进出预热器的平均温度以及tfm =60 C的情况下可以查得比热Cpf=3.485KJ/kgC,所以,Qf =10.8 X1000 X3.845 (84.9-35)=2072000KJ/h釜残液放出的热量Qw WwCpw(tw1 tw2)若将釜残液温度降至tw2=45C那么平均温度 twn=(97.2+45)/2=71.1 C其比热为Cpw=4.213KJ/kg.C，因此,Qw=18,56W29.7 4.213 97.2-45)=2570000KJ/h可知，Qw Qf，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点设计结果一览