乙醇_正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案

1、- 正丙醇连续筛板式精馏塔的设计方案流程的设计及说明1 设计思路蒸馏方式的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，精馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却等设备，蒸馏过程按操作方式不同可分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合小规模，多品种或多组分物系的初步分离。本次设计采用连续筛板精馏塔，常压精馏。2 装置流程的确定（ 1）物料的储存和输送在流程中设置原料罐，产品罐及离心泵。原料可泵直接送入塔，使程序连续稳定的进行。（ 2）参数的检测和调控流量，压力和温度是生产中的重要参数，必须在流程中

2、的适当位置装设仪表，以测量这些参数。同时，在生产过程中，物料的状态。加热剂和冷却剂的状态都不可能避免的会有一些波动，因此必须在流程中设置一定的阀门。（ 3）冷凝装置的确定本设计采用塔顶全凝器，以便于准确地对控制回流比。（ 4）热能的利用精馏过程是组分多次部分汽化和多次部分冷凝的过程，耗能较多，因此选择适宜的回流比使过程处于最佳条件下进行，可使能耗至最低。3 操作条件的确定（1） 操作压力的选取本次设计采用常压操作。除热敏性物料外，凡通过常压精馏不难实现分离要求，并能利用江河水或循环水将镏出物冷凝下来的系统。（2） 加料状态的选择本设计选择q=1 时进料，原因是使塔的操作稳定，精，提镏段利用相同

3、塔径，便于制造。（3） 加料方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。（4） 回流比的选择一般经验值为R （1.1 2.0）Rmin。 本设计采用R 1.5Rmin ， 初步设定后经过流体力学验算，负荷条件，故选择合理。塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷凝温度不要求低于30，工业上多用水冷（5） 板式塔类型的选择本次设计采用连续筛板式精馏塔4 设计方案的确定（ 1）满足工艺和操作要求（2）满足经济上的要求，安全生产，保护环境。5 流程示意图第一章精储塔的物料衡算计算1.1 精储塔的物料衡算1.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数进料组成 x f=0.30+0.001 X (26-2

4、0)=0.306塔顶产品组成 x d=0.92+0.001 X (26-20)=0.926塔底产品组成 x w=0.02+0.001 X (26-20) =0.0261.1.2 物料衡算原料处理量加料量 F=100kmol/h总物料衡算F=D+W Fx F=Dx+Wx乙醇物料衡算 100 X 0.309 = 0.929 乂 D+ 0.029 乂 W联立解得 D=31.111 kmol/h , W=68.889 kmol/h1.2 回流比的确定本实验任务为分离乙醇-正丙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精储流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔。塔顶上升蒸汽采

5、用全凝 器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器后送至储罐。该物系属易分 离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.3 塔板数的确定1.3.1 相对挥发度的确定因为乙醇一正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉 乌尔定律。olg po A 号(1.1) x po pB o (1.2)t CPaPb双组份理想溶液相对挥发度的计算：oPaoPb乙醇及正丙醇的Antoine常数： (1-1)乙醇A=7.33827B=1652.05c=231.48止丙醇A=6.74414B=1375.1

6、4c=193.0采用试差法：假定一 t值，代入公式(1.1)算出Pao,Pb°,再将计算得到Pao,Pb°,代入到公式(1.2)中，计算出相应的x值，若计算得到的x值与所求的混合液组成x值相同，则假定t 值正确，同时可得到相应的值。计算结果见表：(1-2)塔顶产品塔底产品进料液xD0.926xW 0.026xF 0.306tD 79.330 ctw 96.500 CtF 89.900 CD 2.130w 2.028F 2.0631.3.2理论板数的确定因为塔顶塔底相对挥发度相差不大，故可以按下式计算则平衡方程为:x1 (1)x2.078x1 1.078x平衡方程中相对挥发度

7、,Dw2.130 2.028 2.078由于泡点进料，q=1,在最小回流比的条件下，过对角线上(0.306,0.306 )点做垂直于x 轴的竖直线与平衡线的交点即为(xe,ye) ,xe xF 0.306 ,Ye0.4782.078 0.3061 1.078 0.306RminxdYeYe xe0.926 0.4780.478 0.3062.605 ,取回流比 R 1.5Rmin 1.6 2.605 4.168(1)精储塔的气、液相负荷：L R D 4.168 31.111 129.671kmol / hL L qF 129.671 100 229.671kmol / hV (R 1)D (4

8、.168 1) 31.111 160.782kmol/hV V (1 q)F V 160.782kmol/h(2 )求操作线方程精微段操作线方程DXdV129.671 x160.78231.111160.7820.926 0.807x 0.179提储段操作线方程y =xVW229.671-68.889=XW X V160.782160.7820.026 1.428x 0.011(3)逐板法求理论板层数塔顶为全凝器:2.078 x1y11 1.078 x1Xi 0.858y2 0.807xi 0.179精储段：y30.796X30.653y40.706X40.536y50.612X50.432y

9、60.350X60.350y70.461X70.2920.011 1.428 0.292 0.011 0.406X80.247y90.342X90.200y100.275X100.154yn0.209Xii0.133y120.150X120.078y130.100X130.051y140.062X140.031y150.033X150.0160.807 0.858 0.179 0.871Xw此时进入提留段Xfy81.428x7X20.765全塔理论板数为Nt (15 1) 14(不包括再沸器)其中精储段为6块，提留段为8块，第七块为进料板1.3.3全塔效率(A代表乙醇，B代表正丙醇)Et0.4

10、9( l)0.245titD tW79.330 96.500万87.915 C2根据安托因定律:lg PoBr-clg pa07.338271652.0587.915 231.482.165oPalg Pb°6.744141375.1487.915 193.01.849oPb146.218Kpa70.661Kpa2.069PAo 146.218武 70.661查文献得87.915 C下的黏度为A 0.424mpa/s B 0.542mpa/sL Xf A (1 Xf) B 0.424 0.306 0.694 0.5420.506mpa/s由经验式可得：Et0.49( l)全塔效率：E

11、t0.49(2.069 0.506) 0.245 0.4845 48.45%1.4 实际板层数的求取精储段实际板层数Ni612.381348.42%提镭段实际板层数N2816.511748.42%N Ni N213 17 30第二章塔的物性数据计算2.1操作压力的计算塔顶操作压力pd=100 kPa每层塔板压降A p=0.7 kPa进料板压力pF 100 0.7 13 109.1kpa塔釜压力pW 100 30 0.7 121kpapd pF 100 109.1.精微段平均压力pm - 104.55kpa22提储段平均压力可 pF pW 109.1 121.0 115.05kpa222.2 .

12、操作温度的计算塔顶温度td=79.330 C进料板温度tf=89.900 C塔底温度tw=96.500 C精微段平均温度tm=79.330 89.900 84.615 C2提储段平均温度tm 89.900 96.500 93.200 C22.3 平均摩尔分数的计算2.3.1 塔顶平均摩尔质量的计算由XD=y1=0.926，代入平衡方程得 x 1=0.858气相：Mvdm0.926 46液相：MLDM0.858 462.3.2进料板平均摩尔质量的计算第七块为进料板x7=0.292气相：Mvdm0.461 46液相：M ldm0.292 46(1 0.926) 60 47.036kg/kmol(1

13、 0.858) 60 47.988kg/kmoly 7=0.461(1 0.461) 60 53.546kg/kmol(1 0.292) 60 55.912kg/kmol2.3.3塔底平均摩尔质量的计算由塔底 X15=0.016,贝U y15=0.033气相：Mvdm 0.033 46 (1 0.033) 6059.538kg / kmol液相：M ldm0.016 46 (1 0.016) 6059.776kg /kmol精微段平均摩尔质量:气相:液相:液相：MLmM VDMM VFM47.03653.54622M LDMM LFM47.98855.91222M VFMM VWM53.546

14、59.53822M LFMM LWM55.91259.776Mvm =50.291kg/kmol51.950kg/kmol提储段平均摩尔质量:56.542kg / kmol22MLm =气相： MVm57.844 kg/kmol2.4平均密度的计算2.4.1 气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即精微段气相平均密度Vmpm M VmRTm104.55 50.2913 1.768kg/ m8.314 (84.615 273.15)提储段气相平均密度Vmpm MVmRTm115.05 56.54232.136kg / m8.314 (93.200 273.15)2.4.2 液相平均密度的计算

15、液相平均密度依下式计算Lm塔顶液相平均密度的计算由 tD=79.330 C,查手册得A=743.097kg/m3, B=749.430kg/m3塔顶液相质量分数计算0.858 46a 0.8220.858 46 (1 0.858) 60LDm13744.216kg/m 0.828/743.097 0.178 749.430进料板液相平均密度的计算由t f=89.900 C ,查手册的A=730.220kg/m3, B=737.612kg/m3进料板液相质量分数计算0.292 46 0.240 0.292 46 (1 0.292) 6013LFm 735.370 kg / m3 0.240 73

16、0.220 0.760 737.612塔底液相平均密度的计算由t w=96.500 C ,查手册得a =721.845kg/m3, b =730.090kg/m3塔底液相质量分数计算0.016 46a 0.0120.016 46 (1 0.016) 60LWm0.012 721.845 0.988 730.0903739.866kg/m精储段液相平均密度LmLDM LFM2744.216 735.37023739.793kg/m提储段液相平均密度LmLFM LWM735.370 739.86623737.618kg/m2.5液相平均表面力的计算液相平均表面力依下式计算Lm2.5.1塔顶液相平均

17、表面力的计算mN / m(2-1)tD 79.330 C80 6018.28 20.2580 79.33018.28 ADmADm 18.346mN/m80 6019.4021.2780 79.33019.40 BDmBDm 19.463mN/mDmx1 ADm (1 xi) BDm0.85818.346 (1 0.85)8 19.463 18.505mN/m名称60 c80 c90 c100 c乙醇20.2518.2817.2916.29止丙醇21.2719.4018.4517.502.5.2进料板液相平均表面力的计算tF 89.900 C908090 89.90017.29 18.2817

18、.29FAm 17.300mN /mFAM90 8090 89.90018.45 19.4018.45 FBmFBm 18.460mN/mFmXx FAm (1 X7) FBm 0.292 17.300 (10.292) 18.460 18.12lmN/m2.5.3塔底液相平均表面力的计算tw96.500 C100 90100 96.50016.29 17.2916.29 WAmWAm16.640mN / m100 90100 96.50017.5018.4517.50 WBmWBm17.832mN /mWm X15 WAm(1X15 )WBm 0.01616.640 (10.016)17.8

19、32 17.813mN/m精储段液相平均表面力LmDm Fm218.505 18.121 18.313mN / m提储段液相平均表面力LmFm Wm218.121 17.813 17.967mN/m2.6液相平均黏度的计算液相平均黏度依下式计算Lm2.6.1 塔顶液相平均黏度的计算mpa /stD 79.330 C80 6080 79.3300.495 0.6010.495 ADmADm0.498mpa/s80 6080 79.3300.6190.8990.619 BDmBDm0.628mpa/sDmX1 ADm (1 X1 )BDm 0.858 0.498 (10.858)0.628 0.5

20、16mpa/s(2-2)名称60 c80 c90 c100C乙醇0.6010.4950.4060.361止丙醇0.8990.6190.5220.4442.6.2 进料板液相平均黏度的计算tF 89.900 C908090 89.9000.406 0.4950.406 AFmAFm0.407mpa/s90 8090 89.9000.522 0.6190.522 BFmBFm0.523mpa/s0.292) 0.523 0.489mpa/sFmX7 AFm (1 %) BFm 0.292 0.407(12.6.3 塔底液相平均黏度的计算tw96.500 C100 90100 96.5000.361

21、 0.4060.361 AWmAWm 0.377mpa/s100 90100 96.5000.444 0.5220.444BWmBWm 0.471mPa/sWm X15 AWm(1 X15) BWm 0.016 0.377 (10.016) 0.471 0.469mpa/s精储段液相平均黏度,Dm FmLm 20.516 0.489 0.503mpa / s精储段液相平均黏度Wm FmLm 20.489 0.469 0.479mpa/s第三章精储塔的塔体工艺尺寸计算3.1塔径的计算3.1.1 精储段的气、液相体积流率为VM Vm Vs3600 Vm160.782 50.2913600 1.76

22、831.270m /s, LMLmLs 3600 Lm30.0025m /s129.671 51.9503600 739.793由U max C 1，式中CVC20（）°.2,C20由史密斯关联图查取，图的横坐标20t/年 (739293)120.0400VsV 1.2701.768取板间距H=0.40m,板上液层高度hL=0.06m,则HT hl 0.40 0.06 0.34m查图得C2o=0.074,校正到表面力为18.313 mN/mC C20()0.2 0.074 (18313)0.20.07272020u max0.0727739.793 1.7681.7681.485m/

23、s取安全系数为0.7,则空塔气速为D4 1.2703.14 1.040u 0.70Umax 0.70 1.485 1.040m/s1.247m按标准塔径圆整后 D=1.4 m塔截面积为AT= D2 X 1.42 1.539m244 1 270实际空塔气速为 u - 0.825m/s 1.5393.1.2 提储段气、液相体积流率为VsVMVm3600 Vm160.782 56.5423 ,1.182m /s3600 2.136LsLMLm229.671 57.844 0.005 m3/s3600 Lm 3600 737.618史密斯关联图的横坐标为LsVs(，产 照5(73型8)120.0786

24、l 1.1822.136查图得 Go=0.0690,校正到物系表面17.967mN/m.C 020()0.2 0.0690 (17.967)0.20.06752020八”% 737.618 2.136u max 0 0677*I 1.252m/ s2.136空塔气速为4 1.182,3.14 0.876u 0.7即 0.7 1.252 0.876m/s1.311m按标准塔径圆整后 D=1.4 m塔截面积为AT -X D2 314 1.42 1.539m244实际空塔气速为u 1182 0.768m/s1.539精储塔有效高度的计算精储段有效高度为Z (N1 1)Ht (13 1) 0.4 4.

25、8m提储段有效高度为Z (N2 1)Ht (17 1) 0.4 6.4m在进料板上方设两个人孔，其高度为1.6m,故精储塔的有效高度为H Z Z 1.6 4.8 6.4 1.6 12.8m3.2塔板主要工艺尺寸的计算3.2.1 溢流装置计算应塔径D=1.4m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下:堰长l w取 lw 0.66D 0.66 1.4 0.924m溢流堰高度 hw由hw=hL-how,选用平直堰，堰上液层高度维 E(Lh)231000 lw近似取E=1,则精储段how2.840.0025 3600、2 3()23 0.0129m10000.9242.840.005 36

26、002 3提储段how()23 0.0205m10000.924取板上清液层高度hL=60mm故提储段 h w=0.06 -0.0129=0.0471 m精储段hw =0.06 0.0205=0.0395 m弓形降液管宽度 W和截面积ACI-ZQ80.01M.4O. L o.oa co6 C.QS 0.04 O.UJiU.-40.5oft a?i.q由出0.66,查弓形降液管的参数图, D得 AL 0.0722 , Wd 0.124AtD故 Af 0.0722AT 0.0722 1.538 0.111m20.124D0.124 1.4 0.174m依下式验算液体在降液管中停留时间，即精储段tt

27、AfHT0.111 0.400.002517.76 5s提储段AfHT0.111 0.40Ls0.0058.88 5s故降液管设计合理降液管底隙高度hohoLs精储段取uo'=0.08m/s ,lwuo'提储段取uo'=0.18m/s精微段降液管底隙高度ho0.00250.034m提储段降液管底隙高度ho0.924 0.080.0050.924 0.180.0301m精储段 hw ho 0.04710.034 0.0131m0.006m提储段hw ho 0.03950.0301 0.0094m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hw'=50

28、mm3.2.2塔板布置塔板的分布因D> 1400mm故塔板采用分块式。查塔板分块数表得塔径mm800 120014001600180020002200 2400塔板分块数3456塔板分为4块。边缘区宽度的确定取安定区宽度 W W 0.07m,边缘区宽度Wc 0.04m开孔区面积计算开孔区面积A按下式计算，即2.22r._XAa 2(x . r X arcsin ) 180 rD1 4x (Wd Ws) 二 (0.174 0.07) 0.456 m22D1.4r 一 Wc0.04 0.66 m22223.14 0.660.4562故Aa 2 (0.4560.660.456arcsin) 1

29、.099 m1800.66筛孔计算及其排列苯-甲苯物系无腐蚀性，可选用6 =3mn<钢板，取筛孔直径d°=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3 x dc=3X 5=15 mm1.158Aa 1.158 1.099筛孔数目n =2- 2一 5656个t0.015开孔率为 A 0.907(空)2 0.907 ()2 10.1%,Aat15每层塔板的开孔面积A精储段气体通过筛孔的气速提储段气体通过筛孔的气速3.3筛板的流体力学验算0.101 1.099 0.111m2Vs 1.270-,U0 11.441m/sA。0.111u0Vs1.18210.0648m/sA00.1113

30、.3.1塔板压降干板阻力hc计算 干板阻力依下式计算uo 2 V hc 0.051()2()COL由do/5/3 1.67 ,查干筛孔的流量系数图得c 0=0.782精微段干板阻力为hc0.051(11网)21.7680.0261m0.782739.793提储段干板阻力位吊0.051(10648)22.1360.0274m0.782737.618气体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力依下式计算h10hL精微段ua00 0.889m/sAt Af1.539 0.111F。ua. v 0.8891.768 1.182kg1/2/(s m1/2)查充气系数关联图0 0.635故 hi0hL0(

31、hw how) 0.635 (0.0471 0.0129) 0.0381m提储段a =V= 1.1丝一0.828m/sAt Af 1.539 0.111时 a - v 0.8282.136 1.210kg1/2/(s m1/2)查充气系数关联图10.625故 hi 二hL 0.625 (0.0395 0.0205) 0.0375m液体表面力的阻力计算液体表面力所产生的阻力由下式计算4 LLgd0精储段液体表面力阻力h4 LLgd04 18.313 10739.793 9.81 0.0050.00201m提储段液相表面力阻力4 LLgd04 17.967 10 3737.618 9.81 0.0

32、050.00199m气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算：hp hchih精储段气体通过每层塔板的液柱高度hp =0.0261 0.0381 0.00201 0.0662m提储段气体通过每层塔板的液柱高度hp =0.0274 0.0375 0.00199 0.0669m气体通过每层塔板的压降依下式计算pp hp Lg精储段气体通过塔板压降pp hp Lg 0.0662 739.793 9.81 480.438pa 0.7kpa提储段气体通过塔板压降pp hp Lg 0.0669 737.618 9.81 484.091 pa 0.7kpa3.3.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且通过

33、计算，次塔德塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差 的影响。1.液沫夹带液沫夹带可依下式计算：5.7 10 6 / ua 、eV ()l Ht hfhf 2.5hL 2.5 0.06 0.150m6精储段液沫夹带eV5.7 10 3 (壁89产 0.0180kg液/kg气 0.118.313 10 30.40 0.150提储段液沫夹带eV5.7 10 3 (0.828)3.2 0.0146 kg 液/kg 气0.117.967 100.40 0.1503.3.3漏液对筛板塔，漏液点气速可依下式计算：U0,min 4.4C0 (0.0056 0.13hL h ) l/ V精储段漏液点气速uow 4

34、.4 0.782(0.0056 0.13 0.06 0.00201) 739.793/1.762 7.512m/s实际孔速 u011.441 7.512提储段漏液点气速Uow 4.4 0.782 . (0.0056 0.13 0.06 0.00199) 737.618/2.130 6.840m/s实际孔速 U0 10.648 6.840U011.441 _精储段稳定系数kuw . 1.523 1.5提储段稳定系数U010.648Uow6.8401.557 1.5故在本设计中无明显漏液3.3.4液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd应服从：Hd (Ht hw)乙醇-正丙醇物系属一般物系，取 0.

35、5,则精储段(Hthw)0.5 (0.400.0471)0.2236m提储段(HthW)0.5 (0.400.0395)0.2198m而板上不设进堰，hd依下式计算：ls 2hd 0.153( )2lwh0精微段hd 0.153 (0.0025 )2 0.000969m0.924 0.034提储段hd 0.153 (一0005一) 0.0049m0.924 0.0301精微段 Hd 0.0632 0.06 0.000986 0.127 (Ht hw)提储段 田 0.064 0.06 0.0049 0.1289 (Ht 百)故在本设计中不会发生液泛现象。3.4塔板负荷性能图3.4.1 漏液线由

36、U0, min4.4C0 (0.0056 0.13hL hc) l/ VU 0, minVs, min,hL hw how ，howAo284 E(Lh)231000lw2.84Lh 23得 Vs, min 4.4coAo , 0.0056 0.13hwE( ) h l/ v1000lw整理得:精微段Vs,min 3.819 - 0.0206 0.377Ls23提储段Vs, min2 33.819 . 0.0102 0.311Ls在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表:LsVs0.00070.0020.0040.0080.012精福段2.9172.8122.6712.3

37、721.994提福段2.7282.6482.5052.2201.843由此表数据即可作出漏液线3.4.2 液沫夹带线由eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由uaVsAt Afhf2.5hLhow2.841000近似取E=1,精储段hfHt提留段hfHt精储段eV提储段eV5.7 10 6 , eV (Vs1.539 0.1112.5(hw how),3600 Ls)23lw 0.924 m2.5hf2.5hf5.7(0.0471 2.83uaHthf0.700Vs3600l s0.924)2/3 1.760ls2/30.1180.282 1.760ls233(0.0395 2

38、.84 1036001s0.924)2/32/31.760ls0.0990.30110 618.313 10 35.7 10 617.967 101.760ls230.700Vs0.282 1.760ls230.700Vs3.23 - 23 0.301 1.760ls0.10.1整理得:精储段2 32.446 15.268ls2 3提储段 Vs 2.595 15.1781s在操作围，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算结果列于下表:Vs0.00070.0020.0040.0080.012精福段2.3252.2032.0611.8351.645提福段2.4752.3542. 2121.9871

39、.799由此表数据即可作出液沫夹带线3.4.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，得2 32.84 E 36001s ,0.0061000lw取 E=1,精储段Ls, min0.006 10002.840.92436000.000790提储段Ls, min0.006 10002.840.92436000.000790据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.4.4 液相负荷上限线4s作为液体在降液管中停留时间的下限,精储段Ls, max提储段Ls,maxAfHT4AfHTAfHT 4Ls0.111 0.40 0.011140.111 0.

40、40 0.0111据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3.4.5 液泛线令 Hd Ht hw，HdhphLhd , hphc hL h,hlo hL, hLhwhowHt01 hw01 how hchdhow2.8410 3e4) lw2/3近似取E=1,0.924m ,0.5, Ht 0.4m2/3s精微段how 2.84 10 3 (3600Ls)2/3 0.703L0.924hc整理得:提储段:整理得:Ls 2 hd0.153(-)lwh。Uo 20.051(-)(CVs29.067how2.84hdhc0.153 (Ls0.924 0.031)2186.476Ls2V)L0.

41、051(Vs0.79 0.111)2(1.762740.004)0.0158Vs211802.278Ls2 72.969Ls2/3103600Ls0.924)2/32/30.703LsLs0.153()lwh00.051端)2(Co0.153 (V)LLs0.924 0.032)2 175.004Ls20.051(Vs0.79 0.111)2(2.125732.902)0.0192V s2s27.931 9114.792Ls260.156Ls23精微段负荷性能图在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表:Vs0.00070.0020.0040.0080.012精福段2.91

42、72.8122.6712.3721.994提福段2.7282.6482.5052.2201.843由此表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示:一雾沫夹带线一液泛线r-漏液线液相负荷下限线 一P一液相负荷上限线提留段负荷性能图雾沫夹带线-液泛线TL漏液线f液相负荷下限线液相负荷上限线* P由图可以看出，该筛板的上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查的:精微段Vs,max =1.988 m3/s , Vs,min =0.632 m3/s提储段Vs,max =1.735 m3/s , Vs,min =0.612 m3/s故精储段的操作弹性为Vs”1988 3.14V

43、s, min0.632提储段的操作弹性为Vs空空3.00Vs, min0.578第四章热量衡算前已算得：塔顶温度tD=79.330C塔底温度tw =96.500 C进料板温度tF =89.900 C4.1 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，本设计用饱和水蒸汽作为加热介质，原因水蒸气 清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。4.2 冷却剂的选择常用的冷却剂有水和空气本设计建厂地区，夏季天气炎热，故用25c的冷凝水，出口温度为354.3 比热容及汽化潜热计算乙醇、正丙醇汽化热和热容数据（6-1 ）温度乙醇止丙醇汽化热热容汽化热热容(kJ/kg)(kJ/kg K)(kJ/kg)(kJ /kg

44、K)0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96塔顶温度tD下的比热容4.3.1tD79.330 C80 7080 79.3304.3.2tF3.01 2.88

45、3.01 CpadCpad 3.001kJ/kg K 3.001 46 138.059kJ / kmol K80 702.89 2.79CPDxD C PAD80 79.3302.89 Cpbd(1 xD )CPBD进料温度下的比热容89.900 C90 8080 89.9003.14 3.013.14 Cpaf90 8080 89.9002.92 2.892.92 CpbfCPF xF C paf(1 xF )CPBFCpbd 2.883kJ/kg K 2.88360 172.980kJ/kmol K0.926CpafCpbf138.059 0.0743.139kJ/kg K2.920kJ/

46、kg K172.9803.1392.9200.306 144.380 0.694 175.182140.643kJ/kmol K46 144.380kJ/kmol K60 175.182kJ/kmol K165.756kJ / kmol K4.3.3塔底温度下的比热容tW96.500 C4.3.44.44.4.1100 903.29 3.14100 902.96 2.92CpwXwC PAW100 96.5003.29 Cpaw100 96.5002.96 Cpbw(1 XW )C PBW塔顶温度下的汽化潜热tD79.330 C80 70Cpaw3.237 kJ / kg K 3.237CPB

47、F 2.946kJ/kg K0.026 148.925 0.97480 79.3302.946176.760838.05 859.32838.05 AD80 7080 79.330725.34 741.78725.34BD46 148.925kJ/kmol K60 176.760kJ/kmol K176.036kJ/kmol KAD 839.475kJ/kgBD 726.441kJ/kgDXD AD (1 XD) BD0.926热量衡算0C时塔顶上升的热量Qv839.4750.074726.5441 831.110kJ / kg塔顶以0c为基准QV VCPDtD V dMvd 160.782

48、140.643 79.330 160.782 831.110 47.036 8079182.816kJ / h4.4.2 回流液的热量Qr此为泡点回流，根据t-x-y 图查此时组成下的泡点，tR 79.330 C ,CprCpd 140.643kJ/kmol KQR LCPRtR 120.671 140.643 79.330 1446766.473kJ / h4.4.3 塔顶镭出液的热量Qd因镭出口与回流口组成相同，所以 CPD 140.643kJ/kmol KQDDCPDtD 31.111 140.643 79.330 347111.935kJ / h4.4.4 进料液的热量QfQFFC PFtF 100 165.756 89.900 1490146.440kJ/h4.4.5 塔底残液的热量QWQWWCPWtW68.889 176.036 96.500 1170250.096kJ / h4.4.6 冷凝器消耗的热量QcQc QV QR QD 8079182.816 1446766.473 347111.935 6285304.408kJ / h4.4.7 再沸器提供的热