1、化工原理課程設計任務書一、設計題目乙醇-水溶液連續板式精僻塔設計。二、任務要求1、設計一連續板式精僻塔一分離乙醇和水，具體工藝參數如下：(1) 原料乙醇含量：質量分率=29%原料處理量：質量流量=10.8t/h摩爾分率Xd=0.82;Xw=0.022、工藝操作條件：常壓精僻，塔頂全凝，泡點進料，泡點回流，R=(1.22)Rmin。三、設備形式篩板塔四、設計工作日1. 每年330天，每天24小時連續運行六、主要內容確定全套精僻裝置的流程，匯出流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2. 精僻塔的工藝計算與結構設計：(1) .物料衡算確定理論板數和實際板數；.計算塔徑

2、并圓整；.確定塔板和降液管結構；.流體力學校核，并對特定板的結構進行個別調整；.全塔優化，要求操作彈性大于2。3. 計算塔局。4. 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積。5. 繪制塔板結構圖。6. 列出設計參數表。第一章設計概述1.1塔設備在化工生產中的作用與地位塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣液或液液兩相問進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。可在塔設備中完成常見的單元操作有：精僻、吸收、解吸和萃取等。此外，工業氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對丁

3、整個裝置的產品質量和環境保護等各個方面都有重大影響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業的極大重視。1.2塔設備的分類塔設備經過長期的發展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精僻塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內件結構分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多，根據目前國內外的現狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.3.1泡

4、罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸僻、吸收等單元操作使用的設備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優點：.操作彈性大.無泄漏.液氣比范圍大.不易堵塞，能適應多種介質泡罩塔的不足之處在丁結構復雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.3.2篩板塔篩板塔液是很早就出現的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業規模的研究，形成了較完善的設計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優點：(1) .生產能力大(提高20%40%).塔板效率高(提高10%15%)(2) .壓力降低(降低30%50%),而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝維修都比較容易1。1.3.3浮閥塔20世紀50年代起

5、，浮閥塔板已大量的用丁工業生產，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸僻、脫吸等傳質過程。浮閥式之所以廣泛的應用，是由丁它具有以下優點：.處理能力大.操作彈性大.塔板效率高.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F1型浮閥的結構簡單，制造方便，節省材料，性能良好。F1型浮閥乂分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應加長外，其余結構尺寸與F1型輕閥無異,V-4型閥適用丁減壓系統。第二章設計方案的確定及流程說明2.1塔型選擇根據生產任務，若按年工作日300天，每天開動設備24小時計

6、算，產品流量為10.8t/h,由丁產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，選用篩板塔。2.2操作流程乙醇一一水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精僻塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。精僻裝置有精僻塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精僻分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。乙醇一水混合液原料經預熱器加熱到泡點溫度后送入精僻塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液

7、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，進行熱和質的傳遞過程。流程示意圖如下圖第三章塔的工藝計算3.1查閱文獻，整理有關物性數據(1)水和乙醇的物理性質表3-1:水和乙醇的物理性質名稱分子式相對分子質量密度20C3kg/m沸點101.33kPaC比熱容(20C)Kg/(kg.C)黏度(20C)mPa.s導熱系數(20C)/(m.C)表面張力(20C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8(2)常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表3-2表32乙醇一水系統t

8、xy數據沸點t/C乙醇摩爾數/%沸點t/C乙醇摩爾數/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.6P42.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.75F72.3676.9391.34.1629.9278.675.99

9、79.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質量：46;水相對分子質量：183.1.1進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數xw0.02Xf0.29/460.1380.29/460.71/183.1.2平均摩爾質量Mf=0.13846+(1-0.138)18=21.86kg/kmolMd=0.8246+(1-0.82)18=40.96kg/kmolMw=0.0246+(1-0.02)18=18.5

10、6kg/kmol3.2全塔物料衡算總物料衡算D+W=F+S(1)易揮發組分物料衡算Fxf=Dxd+Wxw(2)包摩爾流假設S=V=(R+1)D(3)通過xf0.138xd0.82由RMIN專用計算程序知Rmin=1.082由工藝條件決定R=1.85Rmin=1.081.85=2F=10.8103/21.86=494.1kmol/h聯立上式(1)、(2)、(3)得：S=203.4kmol/hW=629.7kmol/hD=67.8kmol/h3.3塔板數的確定3.3.1理論塔板數Nt的求取根據乙醇水氣液平衡表1-6,作圖圖2：乙醇水氣液平衡圖0.10.fl0.50.30-20.1

11、000.70卜80.91液相摩爾分數由圖可知總理論板數為15,第十三塊板為進料板，精館段理論板數為12,提留段理論板數為3（包括蒸館釜）3.3.2全塔效率的估算用奧康奈爾法（O'conenell）對全塔效率進行估算:根據乙醇水體系的相平衡數據可以查得：yiXd0.82yi30.485yi50.107由相平衡方程式y因此可以求得：x10.798x130.138x150.01可得迅口1(1)xx(y1)1.15;155.88;1611.86td78.40c（塔頂第一塊板）tf84.90c（加料板）tw97.2°c（塔底）化工原理課程設計全塔的相

12、對平均揮發度:(1)精僻段：1151.155.882.60(2)提僻段：/15165.8811.868.35全塔的平均溫度:(1)精僻段：tm81.70c2(2)提僻段：tm/191.10c2在81.70c時，根據上圖知對應的X=0.297,由化工原理課本附錄一(水在不同溫度卜的黏度表)查得水0.348mPas,由附錄十二(液體黏度共線圖)查得乙醇0.40mPas(圖中，乙醇的X=10.5,丫=13.8)。在91.10c時，根據上圖知對應的X'0.044,由化工原理課本附錄十一(水在不同溫度下的黏度表)查得水0.313mPas,由附錄十二(液體黏度共線圖)查得乙醇0.37mPas(圖中

13、，乙醇的X=10.5,丫=13.8)。因為LXLi所以，平均黏度：(1)精僻段：L0.2970.40(10.297)0.3480.363mPas(2)提僻段：L/0.0440.37(10.044)0.3130.316mPas用奧康奈爾法(O'conenell)計算全塔效率：Et0.49(l)02451.1(1)精僻段：Et0.49(2.600.363)0.2451.154.7%(2)提僻段：ET,0.49(8.350.316)0.2451.142.5%3.3.3實際塔板數實際塔板數Et(1)精僻段：Np12/54.7%21.94，取整22塊，考慮安全系數加一塊為23塊。(2)提僻段：N

14、p3/42.5%7.06，取整8塊，考慮安全系數加一塊，為9塊。故進料板為第24塊，實際總板數為31塊。第四章精偕塔主題尺寸的計算4.1精儲段與提儲段的汽液體積流雖4.1.1精8留段的汽液體積流量整理精僻段的已知數據列丁表3(見下頁),由表中數據可知:液相平均摩爾質量：M=(21.86+40.34)/2=31.1kg/Kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(84.9+78.4)/2=81.7C表3精儲段的已知數據位置進料板塔頂(第塊板)摩爾分數Xf=0.138yf=0.485y1=XD=0.82X1=0.798摩爾質量/kg/kmolMlf=21.86Mvf=31.58MLf=40.

15、34Mvl=40.96溫度/C84.978.4在平均溫度下查得h2o971.1kg/m3,伊舟735kg/m3液相平均密度為：,','1XLm1XLmLmCH3CH2OHH2O其中，平均質量分數X'lm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，plm=814.2kg/m3精僻段的液相負荷L=RD=2>67.8=135.6Kmol/hLn=LM/pim=135.6彳1.1/814.2=5.18m3/h由PVnRTmRTMPMRT所以PMmRTRTV精僻段塔頂壓強P4101.3105.3KPa若取單板壓降為0.7,則進料板壓強PFPD0.723121.4KPa氣相平均

16、壓強Pm氣相平均摩爾質量PPF105.3121.4F113.35KPa2Mvm31.5840.96236.27氣相平均密度vmPMvm121.436.271493RT8.314(81.7273)汽相負荷V=(R+1)D=67.8彳=203.4VMvmvm203.436.271.49334941.3m/s精僻段的負荷列丁表4表4精e留段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質量/kg/kmol36.2731.1平均密度/kg/m31.493814.2體積流里/m/h4941.3(1.373m3/S)5.18(0.00144m3/S)4.1.2提僻段的汽液體積流量整理提僻段的已知數據列丁表5,采用與精僻

17、段相同的計算方法可以得到提僻段的負荷，結果列丁表6。表5提儲段的已知數據位置塔釜進料板質量分數xw'=0.025yw'=0.234Xf'=0.29yf'=0.706摩爾分數Xw=0.01Yw=0.107Xf=0.138Yf=0.485摩爾質量Mlv=18.28MLf=21.86/kg/kmolMlv=21.0Mvf=31.58溫度/C97.284.9表6提儲段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質量/kg/kmol20.0726.293平均笞度/kg/m918.51.079體積流里/m/h13.76(0.00382m3/s)4955.9(1.377m3/s)4.2塔

18、徑的計算由丁精僻段和提僻段的上升蒸汽量相差不大，為便丁制造，我們取兩段的塔徑相等。有以上的計算結果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量:VsVsjVst1.3731.377231.375m/s汽塔的平均液相流量:Ls=L0.0°1440.003820.00263m3/s2汽塔的汽相平均密度:vjvi21.4931.07921.286Kg/m3汽塔的液相平均密度:ijij814.2918.53L2j866.35Kg/m塔徑可以由下面的公式給出:D4必由丁適宜的空塔氣速U(0.60.8)Umax，因此，需先計算出最大允許氣速Umax。UmaxC0.00263866.351.3751.286從史密

19、斯關聯圖取塔板間距Ht0.4m，板上液層高度hi60mm0.06m,那么分離空間:Htn0.40.060.34m0.0496(S(普)查得：020=0.074,由于CC2°()°.2,需先求平均表面張力:201乙醇2水塔頂:118.3mN/m262.0mN/mmD0.79818.3(10.798)62.041.08mN/m進料板：1=17.7mN/m2=61.0mN/mmF0.13817.7(10.138)61.055.02mN/m塔底:1=17.0mN/m2=59.0mN/mmW0.0117.0(10.01)59.058.58mN/m精僻段液相平均表面張力27.1355.

20、02提僻段液相平均表面張力255.0258.5841.08mN/m56.80mN/m全塔液相平均表面張力227.1355.0258.5846.91mN/mC=0.074號)0.2=0.0878UmaxCcccrc866.351.286=0.0878X2.277m/s1.286u=0.7X2.277=1.594m/sD41.375"=1.05m3.141.594根據塔徑系列尺寸圓整為D=1000mm此時，精僻段的上升蒸汽速度為:Uj=%3ZZ1.754D212提僻段的上升蒸汽速度為:5=學y,752安全系數：旦土Umax1.754ce=0.7702.277UT1.752=0.769Um

21、ax2.277和-均在0.6-0.8之間，符合要求。UmaxUmax4.3塔高的計算塔的高度可以由下式計算:ZHP(N2S)HtSHtHfHwHp-塔頂空間(不包括頭蓋部分)Ht-板間距N-實際板數s-人孔數Hf-進料板出板間距Hw-塔底空間(不包括底蓋部分)已知實際塔板數為N=31塊，板間距Ht0.4m由丁料液較活潔，無需經常活洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔的數目S為：31.S乙12.873個8取人孔兩板之間的間距Ht0.6m，則塔頂空間HP1.2m，塔底空間Hw2.5m,進料板空間高度Hf0.8m,那么，全塔高度：Z1.2(3123)0.416.7m4.4.塔板結

22、構尺寸的確定由丁塔徑大丁800mm,所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區寬度WC40mm，破沫區寬度Ws70mm,查得堰長Lw650mm弓形溢流管寬度Wd120mm弓形降液管面積Af0.0534m2A,降液管面積與塔截面積之比6.8%Ar堰長與塔徑之比少0.650D降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應大丁5s液體在精僻段降液管內的停留時間土色0.0534。.414.83s5s符合要求Lst0.00144Af?Ht液體在精僻段降液管內的停留時間0.05340.45.59S5S符合要求0.003824.5弓形降液管采用平直堰，堰高hwhihowhL-板上液層深度，一般不宜

23、超過60-70mmhow-堰上液流高度堰上的液流高度可根據Francis公式計算L-how=0.00284E(3LwE-液體的收縮系數LS-液相的體積流量Lw-堰長精僻段2-518z-how=0.00284E(-)30.0113E0.65,LWLs5.18由0.65云一扃15.21D(Lw)0.652,5查手冊知E=1.04則how=0.00113Xl.04=0.0118mLw=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部離塔板距離品,考慮液封，取h0比hw小15mm即h0=0.0482-0.015=0.0332同理，對提僻段_2u13.763how=0.00284E()30.0218E0

24、.65由J0.65D嘗404(Lw)250.6525查手冊得E=1.074how=0.0218Xl.074=0.0234mhw=0.06-0.0234=0.366mh0=0.0366-0.015=0.016m4.6.開孔區面積計算已知Wd=0.12m進取無效邊緣區寬度Wc=0.05m破沫區寬度Ws=0.075m閥孔總面積可由下式計算222,X、Aa2x、rxrarcsin()180rD1x=«-(WsWd)§(0.0750.15)0.275mr=DWc0.50.050.45m22220.2752所以Aa20.2750.450.27500.45arcsin()0.462m18

25、000.454.7篩板的篩孔和開孔率因乙醇-水組分無腐蝕性，可選用3mm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篩孔數目n115800Aa(1158000)0.4622377.762378t15開孔率半坪10.07%(在5-15%范圍內)(t/d)232氣體通過篩孔的氣速為U0里Aa則精僻段U0J提8留段UoT1.3730.10070.4621.3770.10070.46229.51m/s29.60m/s第五章塔板的流體力學驗算5.1氣體通過塔板的壓力降hpm液柱p氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)hphcnhhp氣體通過每層塔板壓降相當的液柱高度，m液

26、柱phc氣體通過篩板的干板壓降，m液柱hi氣體通過板上液層的阻力，m液柱h克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力hc干板壓降hchc=0.051(也產1CoLuo篩孔氣速，m/sCo孔流系數vl分別為氣液相密度，Kg/m3根據d2/=5/3=1.67查干篩孔的流量系數圖Co=0.78精僻段hc0.051(2951)2(地3)0.134m液柱0.78814.2提僻段hc0.051(2960)2(1079)0.0863m液柱0.789板上充氣液層阻力h1板上液層阻力hl用下面的公式計算：hl0hL°(hwhqhL板上活液層高度，m反映板上液層充氣程度的因數，可

27、稱為充氣因數降液管橫截面積Af=0.0534m3,塔橫截面積At=E3.14120.785m244精僻段UaVsAtAf1.3730.7850.05341.877動能因子FaUa.v1.8771.4932.293查充氣系數0與Fa的關聯圖可得0=0.55Vs則hl=0hL=0.55X0.06=0.033m提僻段ua旦71.882AtAf0.7850.05431.955動能因子Fa=Ua.v1.8821.079查充氣系數0與Fa的關聯圖可得0=0.58則hl0hl=0.58>0.06=0.03485.1.3由表面張力引起的阻力h液體表面張力的阻力h4Lgd0精僻段h-一，-3441.081

28、0一0.00411814.29.810.005'提僻段h3456.80100.00504m918.59.810.005綜上，故精僻段hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m液柱壓降pgh=814.2X9.81R.170=1.4KPa提僻段hpgh=918.2>9.81>0.126=1.1KPa5.2液面落差對丁篩板塔，液面落差很小，且本設計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象，為保證板式塔能維持正常的操作效果,ev0.1Kg液/Kg氣ev公式63.25.7106UaLHthf精僻段e63

29、.25.71031.8770.0879Kg/Kg0.1Kg/Kg41.08100.402.50.06提8留段ev63.2I5.71031.8820.0641Kg/Kg0.1Kg/Kg56.80106故在本設計中液沫夾帶常量ev在允許范圍內，不會發生過量液沫夾帶5.4漏液漏液驗算Uow4.4C0(0.0056一0.13hLhFl廠vK=->1.5-2.0UowU0篩孔氣速Uow漏液點氣速精僻段Uow4.4C0.0.00560.13hLhl/v4.40.772.0.00560.130.060.00411814.2/1.4937.73m/s實際孔速u029.51m/su0w

30、穩定系數為K29.513.821.57.73提僻段Uo,min4.4Co""l/V4.40.7720.00560.130.060.00504918.5/1.0799.16m/s穩定系數為K29絲6故在本設計中無明顯漏液。5.5液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高H應服從的關系HdHt篇乙醇-水組分為不易發泡體系故取錯誤！未找到引用源精僻段Hthw0.60.400.04820.269m乂HdhphLhd板上不設進口堰hd=0.153(U0)2=0.153X0.06672=0.00068m液柱Hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m液柱Hd

31、(Hthw)=0.269提僻段Hthw0.60.400.03660.262mhd=0.153(uo')2=0.153X(0.272)2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m液柱Hd(Hthw)=0.262o故在本設計中不會發生液泛現象第六章塔板負荷性能圖6.1精儲段塔板負荷性能圖6.1.1漏液線Uo.min7.73Vs.min-dOnuomin=0.785>0.0052>2378X7.73=0.361m3/s據此可以做出與流體流量無關的水平漏液線16.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下:5.7106evL3.

32、2HtLVsuAtAf1.7850.05340.732hf=2.5hL=2.5(hw+how),hw=0.0482how=2.84/1000t<04(3600Ls/0.792)2/3=0.928Ls2/3則hf=0.121+2.32Ls2/3HT-hf=0.4-0.121+2.32Ls2/3=0.279-2.32Ls2/33.25.7106_S3S20.141.08100.732(0.2792.32Ls3)2/3解得Vs=1.595-13.27LsLs/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.3851.2611.158P1.065可作出液沫火帶線26.1

33、.3液相負荷下限線對丁平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負荷標準，由_3600Ls2how=0.00284E(勺30.86ELw30.00630.653E=1.04，則Lsmin(-)2-0.000523m/s0.002841.043600據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限液相負荷上限線AfHT5s作為液體在降液管中停留時間的下限AfHT0.05340.43,5,Ls，minuu0.00427m/sLs55據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線46.1.5液泛線令Hd(Hthw)HdhphLhdhphchLhh1","hw聯立得H

34、t1hw(1)howhchdh整理得：aV；b'CL；d'LS/3a'J。")(A°C。)2l0.051(/40.005223782(1.493)0.0710.78)2814.2b'Ht(1)hw0.60.4(0.60.551)0.04820.1940.153(lwh°)20.153(0.650.0332)2328.5d'2.84103E(1)(3600)2/32.84lw21031.074(10.55)(3600)31.4330.650.071V：=0.194-328.5L"1.433L?列表計算如下Ls/(m3

35、/s)0.0040.0060.00810.010Vs/(m3/s)1.4661.3781.2771.155由此表數據即可做出液泛線5根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下:5OZ7V-一)>AO0.0020.0040.0060.0080.01Ls/(m3/s)5操作線精儲A)在負荷性能圖A上，作出操作點A,連接OA,即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得Vs,max=1.46m3/sVs,min=0.5m3/s故操作彈性為Vs,max/Vsmin=2.926.2提儲段塔板負荷性能圖6.2.1漏液線Uo.min9.16Vs.min穿d0n

36、u°min=0.785>0.0052>2378X9.16=0.427m3/s據此可以做出與流體流量無關的水平漏液線16.2.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下：5.7106%L3.2HTUahfuAtAf1.7850.05340.732hf=2.5hL=2.5(hw+how),hw=0.0366how=2.84/1000X074(3600Ls/0.65)2/3=0.958Ls2/3則hf=0.0915+2.395Ls2/3HT-hf=0.4-0.0915-2.395Ls2/3=0.309-2.395Ls2/33.25.710641.0810

37、30.732(0.3092.395Ls；)0.1Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.5511.4231.316P1.221可作出液沫火帶線22/3解得Vs=1.768-13.70Ls6.2.3液相負荷下限線2,3600Ls2how=0.00284E(')30.006LwE=1.07430.00620.653Ls,min(.)20.000498m/s0.002841.0743600據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下線36.2.4液相負荷上限線5s作為液體在降液管中停留時間的下限AfHTAfHT0.05340.43,5,Ls,min0.00

38、427m/sLs55據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線46.2.5液泛線a，0.0512(v)(A。)2l0.051,1.079、22()0.00427(/40.005223780.78)2918.5b'Ht(1)hw0.60.4(0.60.581)0.03660.2040.1532(lwh°)0.153'-_""一、2(0.650.0216)776.2336002/3336003d,2.84103E(1)()2.841031.074(10.58)(尸1.513lw0.65'222c0.0452V：=0.204-776.2匚-1.5

39、13Ls3525150210CVS=)>A列表計算如下Ls/(m3/s)0.0010.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.0401.8421.671.4411.116由此表數據即可做出液泛線5。根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下:0.0020.0040.0060.0080.01Ls/(m3./s)B:在負荷性能圖B上，作出操作點A,連接OA,即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得Vs,max=1.45m3/sVs,min=0.427m3/s故操作彈性為Vs,max/Vsmin=3.40第七章各接管尺寸的確定及選

40、型7.1進料管尺寸的計算及選型料液質量流體：GfFML.F494.121.861.08104kg/h進料溫度tf=84.9C，在此溫度下乙醇=732.5Kg/m3水=968Kg/m3則其體積流量:Vl,f0.29732.510.299683f885.4Kg/mGf.41.0810L,F885.43.312.20m/h0.00339m/s取館內流速：uF2.0m/s則進料管管徑：Dlf；40.003390.0465m46.5mm,uf'3.142則可選擇進料管54mm3mm熱軋無縫鋼管，此時管內液體流速1.874m/s7.2釜液出口管尺寸的計算及選型釜液質量流率：GwWMl.w629.7

41、21.013223.7kg/h出料溫度tw=97.2C，在此溫度下乙醇=719Kg/m水=960Kg/n30.02510.0257199603952Kg/m體積流率:VsWGw13223.713.89m3/h0.00386m3/sl,w952取釜液出塔的速度ul=0.5m/s則釜液出口管管徑：DW.40.003860.0572m57.2mm.3.141.5則可選擇釜液出口管68mm3mm熱軋無縫鋼管，此時管內液體流速1.279m/s7.3回流管尺寸的計算及選型回流液質量流率：GWWMl.w135.640.965554.18kg/h回流溫度td=78.4C，在此溫度下乙醇=734Kg/m3水=9

42、74Kg/n33d768Kg/mX£X0.8210.8212734974體積流率：VslGw5554.187.232m3/h0.002m3/sd768取釜液出塔的速度uw=1.5m/s一M0002則釜敝出口管管徑：DifJ.0.0715m71.5mm3.140.5則可選擇回流管83mm3.5mm熱軋無縫鋼管，此時管內液體流速0.441m/s7.4塔頂蒸汽出口徑及選型svpmRT105.340.968.314(78.4273)31.476Kg/m塔頂上升蒸汽的體積流量：VsvGW367.840.965644m3/h1.568m/ss,w1.476取適當流速u=16m/sd=41.568

43、0.353m353mm16所選規格為：400mm12.8mm承插式鑄鐵管，此時管內流速14.25m/s7.5水蒸汽進口管口徑及選型進入塔的水蒸氣體積流量VsosM30.743Kg/mPM12718RT8.314(97.2273)367.81833Vso4927.6m3/h1.369m3/s0.743取適當流速u=20m/s41369d=0.295m295mm20則可選擇水蒸氣進口管350mm12mm承插式鑄鐵管，此時管內流速16.41m/s(1) 第八章精偕塔的主要附屬設備8.1冷凝器冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器冷凝器置丁塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設回流罐，這

44、樣可以減少臺架，且便丁維修、安裝，造價不高。冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量塔頂全凝器的熱負荷：Q=qmiri=CPcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMDQL單位時間內的傳熱量，J/s或Wqm1,qm2熱、冷流體的質量流量，kg/s;r1,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgt=78.4C時查表得r=1100.2KJ/Kg貝UQ=qm1r1=(2+1)X67.8x40.96X100.2/3600=2546KJ/s取水為冷凝器介質其進出冷凝器的溫度為20C和30C平均溫度25C下水的比熱Cpc=4.203KJ/Kg.K丁是冷凝水用量：2546Q“，qm260.58Kg/sCpc(t2t)4

45、.203(3020)乂Q=KAtm一-2-K取700Wm/C所以，傳熱面積:A=53.2CTt1Tt210t=m:Tt1:78.420lnlnTt278.430A=2546000=68.4m270053.28.2預熱器以釜殘液對預熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量Qf可記為：QfWfCpf(tf2tQ其中tfm=(84.9+35)/2=60.0C(設原料液的溫度為35度)在進出預熱器的平均溫度以及tfm=60C的情況下可以查得比熱Cpf=3.485KJ/kg.C,所以，Qf=10.8刈000X3.845*84.9-35)=2072000KJ/h釜殘液放出的熱量QwWwCpw(tw1tw2)若將釜殘液溫度降至tw2=45C那么平均溫度t