化工原理課程設(shè)計(jì)--篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　專(zhuān)業(yè)年級(jí)： </b></p><p><b>　　學(xué) 生： </b></p><p><b>　　指導(dǎo)老師： </b></p><p><b>　　201

2、1年8月</b></p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　目錄2</b></p><p><b>　　摘要5</b></p><p><b>　　1概述5</b></p><p>　　

3、2 精餾工藝流程確定6</p><p>　　2.1進(jìn)料熱狀況6</p><p><b>　　2.2進(jìn)料方式6</b></p><p><b>　　2.3冷凝方式7</b></p><p><b>　　2.4加熱形式7</b></p><p>　

4、　3、精餾塔的物料衡算7</p><p>　　3.1、原料液、餾出液、釜液組成7</p><p>　　3.1.1、原料液組成7</p><p>　　3.1.2、餾出液組成7</p><p>　　3.1.3、釜液組成8</p><p>　　3.2、物料衡算8</p><p>　　3.2

5、.1、質(zhì)量流量8</p><p>　　3.2.2、摩爾流量8</p><p>　　3.2.3、體積流量及體積分率9</p><p>　　3.3、結(jié)果匯總表10</p><p>　　4、塔板數(shù)的確定11</p><p>　　4.1、理論塔板數(shù)的確定11</p><p>　　4.1.1、

6、最小回流比Rmin11</p><p>　　4.1.2、最小理論塔板數(shù)Nmin的確定12</p><p>　　4.1.3、最佳回流比的確定12</p><p>　　4.2 操作線(xiàn)方程13</p><p>　　4.2.1 精餾段操作線(xiàn)方程14</p><p>　　4.2.2 提溜段操作線(xiàn)方程14</p&

7、gt;<p>　　4.2.3 q線(xiàn)方程14</p><p>　　4.2.4 用逐板計(jì)算出理論塔板數(shù)14</p><p>　　4.3、總板效率η的估計(jì)16</p><p>　　4.3.1、平均揮發(fā)度16</p><p>　　4.3.2、加料摩爾組成的液體平均摩爾粘度μav17</p><p>　

8、　4.3.3、估計(jì)總板效率η17</p><p>　　4.3.4 實(shí)際板數(shù)的確定17</p><p>　　5、塔板結(jié)構(gòu)的工藝設(shè)計(jì)18</p><p>　　5.1、初選塔板間距H T18</p><p>　　5.2、塔徑初算18</p><p>　　5.2.1液泛氣速u(mài)F18</p><p

9、>　　5.2.2、塔徑的核算20</p><p>　　5.3、塔板上溢流型式的確定20</p><p>　　5.4、塔板布置21</p><p>　　5.4.1、篩孔孔徑21</p><p>　　5.4.2、篩孔中心距t0和開(kāi)孔率φ021</p><p>　　5.4.3、 篩板厚度tp22</p

10、><p>　　5.4.4、溢流堰長(zhǎng)lw22</p><p>　　5.4.5、堰板高度hw22</p><p>　　5.4.6、降液管下沿與塔板板間距ta23</p><p>　　5.4.7、安定區(qū)寬度Ws和邊緣區(qū)寬度Wc23</p><p>　　5. 5、塔板各部分面積和對(duì)應(yīng)氣速計(jì)算24</p>&

11、lt;p>　　5.5.1降液管面積Ad24</p><p>　　5.5.2塔板工作面積Aa24</p><p>　　5.5.3塔有效截面積An25</p><p>　　5.5.4篩孔總面積25</p><p>　　6. 塔板流體力學(xué)校核26</p><p>　　6.1、板上溢流強(qiáng)度檢查26</p

12、><p>　　6.2、氣體通過(guò)塔板的壓力降ΔHt26</p><p>　　6.3、液面落差校核27</p><p>　　6.4、漏液點(diǎn)氣速校核27</p><p>　　6.5、降液管內(nèi)液面高度Hd和液體停留時(shí)間t校核27</p><p>　　6.5.1、降液管內(nèi)液面高度Hd27</p><p&

13、gt;　　6.5.2、停留時(shí)間t28</p><p>　　7. 塔板負(fù)荷性能圖29</p><p>　　7.1負(fù)荷性能圖的繪制29</p><p>　　7.1.1液體流量下限線(xiàn)29</p><p>　　7.1.2液體流量上限線(xiàn)29</p><p>　　7.1.3漏液線(xiàn)29</p><p&

14、gt;　　7.1.4液泛線(xiàn)30</p><p>　　7.1.5霧沫夾帶上限線(xiàn)31</p><p>　　7.2、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)評(píng)述32</p><p>　　8.、塔總體結(jié)構(gòu)32</p><p>　　8.1、塔體與裙座結(jié)構(gòu)及封頭的選用32</p><p>　　8.2、塔盤(pán)結(jié)構(gòu)32</p><p

15、>　　8.3、除沫裝置33</p><p>　　8.4、塔附件33</p><p>　　8.5、塔高的計(jì)算33</p><p>　　8.5.1、塔的頂部空間高度33</p><p>　　8.5.2、塔的底部空間高度33</p><p>　　8.5.3、加料板的空間高度34</p><

16、;p>　　8.5.4、支座高度34</p><p>　　8.5.5、人孔34</p><p>　　8.5.6塔高34</p><p><b>　　8.6、接管34</b></p><p>　　8.6.1、回流管和液體進(jìn)料管34</p><p>　　8.6.2、釜液出口管36<

17、;/p><p>　　8.6.3、氣體進(jìn)口管36</p><p>　　8.6.4、氣體出口管37</p><p>　　9、精餾塔附屬設(shè)備選型計(jì)算38</p><p>　　9.1、釜底再沸器38</p><p>　　9．2、餾出蒸汽冷凝器（余熱利用）38</p><p>　　9．3、產(chǎn)品冷卻器

18、39</p><p>　　9.4、泵的選用40</p><p>　　10．?dāng)?shù)據(jù)匯總42</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)45</b></p><p><b>　　摘要</b></p><p>　　本實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)采用篩板式精餾塔對(duì)乙醇～水溶液進(jìn)行分離。以9200kg&#

19、183;h-1,24.8%的溶液進(jìn)料，塔頂餾出液的質(zhì)量分率為89.3%，塔釜餾出液的質(zhì)量分率為0.95%。該篩板式精餾塔塔高12m,塔板數(shù)為15塊，其中，精餾段12塊，提餾段3塊，且第13塊板為進(jìn)料板。塔板間距選用450mm ,塔徑為1200mm，塔板篩孔孔徑為5mm，篩孔中心距為17.5mm，開(kāi)孔率7.4%，篩板厚度為3mm，溢流堰長(zhǎng)864mm，堰板高度為40.93mm，安定區(qū)寬度80mm，邊緣區(qū)寬度30 mm。塔板降液管截面積為0.

20、109m2，工作面積為0.719m2,有效截面積為1.021m2，篩孔總面積為0.0532m2。本塔選用IS 65-50-160 型號(hào)的進(jìn)料泵冷液進(jìn)料，塔頂采用冷卻水用量為22795.2kg·h-1的A900-240-0.6-280型號(hào)的冷凝器及冷卻水用量為2865.6kg·h-1 的A600V-120-6-50型號(hào)的產(chǎn)品冷卻器，塔釜采用蒸汽用量為6802.343kg·h-1 的A400-60-1-10型號(hào)

21、的再沸器。</p><p>　　關(guān)鍵詞：乙醇～水溶液 精餾 分離</p><p><b>　　1 概述 </b></p><p>　　均相物系的分離方法有吸收、萃取、干燥、精餾等操作，其中工業(yè)上分離均相液體混合物最常用的過(guò)程是蒸餾。利用液體混合物中組分揮發(fā)性能的差異，以熱能為媒介使其部分汽化，從而在氣相富集易揮發(fā)組分，液相富集難揮發(fā)組分，使

22、混合物得以分離的方法稱(chēng)為蒸餾。根據(jù)操作方式，蒸餾分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾和精餾。前兩種只能實(shí)現(xiàn)初步分離，而精餾能實(shí)現(xiàn)混合物的高純度分離，無(wú)需與外界進(jìn)行熱量交換，采用多次平衡級(jí)的蒸餾過(guò)程來(lái)實(shí)現(xiàn)混合液的高純度分離，這種多級(jí)蒸餾過(guò)程的組合就是精餾。</p><p>　　塔設(shè)備是實(shí)現(xiàn)精餾、吸收、解吸和萃取等化工單元操作的主要設(shè)備，它可以使氣（或汽）液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。因此，塔設(shè)備在化工過(guò)

23、程中有時(shí)也用來(lái)實(shí)現(xiàn)氣體的冷卻、除塵、增濕或減濕等。</p><p>　　最常用的塔設(shè)備可分為兩大類(lèi)：板式塔和填料塔。此外，還有多種內(nèi)部裝有機(jī)械運(yùn)動(dòng)構(gòu)件的塔，例如脈動(dòng)塔河轉(zhuǎn)盤(pán)塔等，則主要用于萃取操作。</p><p>　　板式塔按其塔盤(pán)結(jié)構(gòu)，填料塔按所用填料的不同，又各細(xì)分為多種塔型。</p><p>　　不管是對(duì)何種塔型，除了首先要能使氣（汽）液兩相充分接觸，獲得較

24、高的傳質(zhì)效率，還希望能綜合滿(mǎn)足下列要求：</p><p>　　(1) 生產(chǎn)能力大。在較大的氣液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶及液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象。</p><p>　　(2) 操作穩(wěn)定，操作彈性大。當(dāng)塔設(shè)備的氣液負(fù)荷量有較大的波動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作。</p><p>　　(3) 流體流動(dòng)阻力小，即流體通過(guò)塔設(shè)備的壓力降小。以節(jié)省動(dòng)力消耗

25、，降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓蒸餾，較大的壓力降還將使系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度。</p><p>　　(4) 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　(5) 耐腐蝕，不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　　事實(shí)上，任何一種塔形都難以全面滿(mǎn)足上述要求，而只能在某些方面具有獨(dú)特之處。但是，對(duì)于高效率、大生產(chǎn)能力、穩(wěn)定可靠的操作和低壓降的追求

26、，則推動(dòng)著塔設(shè)備新結(jié)構(gòu)型式的不斷出現(xiàn)和發(fā)展。</p><p>　　篩板塔是板式塔中較早出現(xiàn)的塔型之一 ，它綜合具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，生產(chǎn)能力大（可比浮閥塔大），塔板效率較高，壓降小等優(yōu)點(diǎn)，不足之處是操作彈性較小。篩孔也易堵塞，使用曾一度受到限制，但是近幾十年來(lái)，經(jīng)過(guò)大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法，還開(kāi)發(fā)了大孔徑篩板，導(dǎo)向篩板等形式，使篩板塔的不足得到補(bǔ)救，即合理的設(shè)計(jì)可

27、以保證較高的操作彈性。現(xiàn)在，篩板塔已經(jīng)成為生產(chǎn)上最廣泛采用的塔型之一。</p><p>　　二元物系精餾用篩板塔的工藝設(shè)計(jì)，主要包括精餾系統(tǒng)工藝流程的確定、物料衡算、塔板數(shù)的計(jì)算、塔結(jié)構(gòu)工藝設(shè)計(jì)、熱量衡算和附屬設(shè)備的選型計(jì)算等項(xiàng)。</p><p>　　2 精餾工藝流程確定</p><p><b>　　2.1進(jìn)料熱狀況</b></p>

28、<p>　　選擇20℃冷液進(jìn)料。</p><p><b>　　2.2進(jìn)料方式</b></p><p>　　選擇進(jìn)料泵進(jìn)料。泵的主要目的是迫使液體通過(guò)過(guò)程的固定阻力和克服過(guò)程中可能有的靜壓頭。</p><p><b>　　2.3冷凝方式</b></p><p>　　塔頂蒸汽采用全凝器冷凝

29、，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，剩余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器后送至儲(chǔ)罐。由于調(diào)節(jié)回流比時(shí)分凝器不如全凝器便利準(zhǔn)確，故采用全凝器。</p><p><b>　　2.4加熱形式</b></p><p>　　塔釜采用分離式間接蒸汽加熱。</p><p>　　所需工藝流程見(jiàn)附圖一。</p><p>　　3、精餾塔的物料衡算</p

30、><p>　　3.1、原料液、餾出液、釜液組成</p><p>　　3.1.1、原料液組成</p><p>　　已知 水的摩爾質(zhì)量：MA=46.07 kg·mol-1</p><p>　　乙醇摩爾質(zhì)量：MB=18.02 kg·mol-1 </p><p>　　質(zhì)量分率：ωF=

31、24.80 %</p><p><b>　　摩爾分率：</b></p><p>　　注：所有下標(biāo)A代表乙醇，所有下標(biāo)B代表水。</p><p>　　3.1.2、餾出液組成</p><p>　　質(zhì)量分率：ωD=89.30%</p><p><b>　　摩爾分率：</b><

32、/p><p>　　3.1.3、釜液組成</p><p>　　質(zhì)量分率：ωW=1.04%</p><p><b>　　摩爾分率：</b></p><p><b>　　3.2、物料衡算</b></p><p>　　3.2.1、質(zhì)量流量</p><p><

33、b>　　全塔物料橫算式：</b></p><p><b>　　mF=mD+mW</b></p><p>　　mFωF=mDωD+mwωw</p><p>　　已知mF=9200kg·h-1,代入數(shù)據(jù)得</p><p>　　9200=mD+mW</p><p>　　920

34、00.248=mD0.893+mw0.0095</p><p><b>　　聯(lián)立，解方程得</b></p><p>　　mD=2383.531 kg·h-1</p><p>　　mw=6716.469 kg·h-1</p><p>　　3.2.2、摩爾流量 </p><p&g

35、t;<b>　　原料液的摩爾流量</b></p><p><b>　　全塔物料衡算式：</b></p><p><b>　　F=D+W</b></p><p>　　FxF=DxD+Wxw</p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)：</b></p>

36、<p>　　433.45=D+W</p><p>　　433.450.114=D0.766+W0.00374</p><p><b>　　解方程得</b></p><p>　　D=62.699 kmol·h-1</p><p>　　W=370.755 kmol·h-1</p>

37、<p>　　3.2.3、體積流量及體積分率</p><p>　　(1)、進(jìn)料體積流量及分率</p><p>　　由于采用冷液進(jìn)料，查表【1】，進(jìn)料組成F=24.80%時(shí)，20℃時(shí)，進(jìn)料液的密度=959.781kg·m-3</p><p>　　查表【2】，當(dāng)tF=20 ℃時(shí)，乙醇的的密度= 795kg·m-3 </p>

38、<p><b>　　進(jìn)料體積流量</b></p><p><b>　　進(jìn)料體積流率</b></p><p>　　xF′==0.299</p><p>　　(2)、餾出液體積流量</p><p>　　由于采用泡點(diǎn)回流，查表【3】，D=89.3%時(shí)，氣液混合物的泡點(diǎn)為78.731℃。 <

39、;/p><p>　　查表【1】，當(dāng)tD=78.731℃時(shí)餾出液的密度=758.408 kg·m-3 </p><p>　　查表【2】，當(dāng)tD=78.731 ℃時(shí)，乙醇的的密度= 730.350kg·m-3 </p><p><b>　　餾出液體積流量</b></p><p><b>　　VD=&

40、lt;/b></p><p>　　=3.275m3·h-1 </p><p><b>　　餾出液體積分率</b></p><p>　　xD′==0.927</p><p>　　(3)、釜液體積流量</p><p>　　查表【3】，w=0.95%時(shí)，氣液混合物的泡點(diǎn)為98.98℃。

41、</p><p>　　查表【4】，當(dāng)tW=98.98℃時(shí)，水的密度=959.104 kg·m-3</p><p>　　查表【2】，當(dāng)tW=98.98℃時(shí)，乙醇的密度= 717.428kg·m-3 </p><p><b>　　進(jìn)料時(shí)混合物的密度</b></p><p>　　= 958.200 kg&#

42、183;m-3</p><p><b>　　釜液體積流量</b></p><p><b>　　VW=</b></p><p>　　= 7.009 m3·h-1 </p><p><b>　　釜液體積流率</b></p><p><b>

43、;　　xW′=</b></p><p><b>　　3.3、結(jié)果匯總表</b></p><p><b>　　表1</b></p><p><b>　　表2</b></p><p><b>　　4、塔板數(shù)的確定</b></p>&l

44、t;p>　　4.1、理論塔板數(shù)的確定</p><p>　　4.1.1、最小回流比Rmin</p><p>　　查表【5】，質(zhì)量分率為24.8℅的乙醇～水溶液的泡點(diǎn)溫度為85.75℃，露點(diǎn)溫度為96.97℃。</p><p>　　將料液由20℃升溫至85.75℃，</p><p><b>　　查圖【6】，</b>&l

45、t;/p><p>　　20℃時(shí)，CPA =2.345kJ·kg-1·K-1,CPB=4.179kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP1=CPAxF+CPB(1-xF)=2.345×0.114+4.179×(1-0.114)=3.970kJ·kg-1·K-1</p><p>　　87

46、.75℃時(shí)，CPA =3.433kJ·kg-1·K-1,CPB=4.271kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP2=CPAxF+CPB(1-xF)=3.433×0.114+4.271×(1-0.114)=4.175kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP=4.07kJ·kg-1

47、83;K-1</p><p>　　iL-iF=CP(t2-t1)=4.07×(85.75-20)=267.603kJ· kmol-1</p><p>　　繼續(xù)加熱，水由85.75℃升溫至96.97℃</p><p>　　查表【3】，F(xiàn)=24.8%時(shí)，iL=414.697kJ·kg-1,iV=2347.28kJ·kg-1<

48、/p><p><b>　　q=1.138</b></p><p>　　由表【7】繪制圖2，y～x圖，找出f(xF,xF)點(diǎn)作斜率為8.246的直線(xiàn)與平衡線(xiàn)相交于e。</p><p>　　讀圖可知， e點(diǎn)的坐標(biāo)為（0.1595,0.503）。</p><p>　　最小回流比Rmin==0.766</p><

49、p>　　4.1.2、最小理論塔板數(shù)Nmin的確定</p><p>　　當(dāng)全回流時(shí)，達(dá)到分離要求所需要的塔板數(shù)最小，即Nmin.。由圖解法得</p><p><b>　　Nmin= 塊</b></p><p>　　4.1.3、最佳回流比的確定</p><p>　　由《化工原理 下冊(cè)》吉利蘭關(guān)聯(lián)式</p>

50、<p>　　Y=0.75×(1-X0.567)</p><p><b>　　X=</b></p><p>　　通常情況下,適宜的回流比取為最小回流比的1.1-5倍,</p><p>　　在R=(1.1~5)Rmin范圍內(nèi)取9個(gè)回流比，分別利用吉利蘭夫關(guān)聯(lián)式求出與其對(duì)應(yīng)的N值并在直角坐標(biāo)圖上畫(huà)出圖3，N-R曲線(xiàn)，確定最佳回流

51、比范圍及選取實(shí)際回流比。</p><p>　　取R=1.1Rmin=1.1×0.766=0.8426做典型計(jì)算，</p><p>　　X===0.0416，</p><p>　　查圖【8】，Y=0.67</p><p><b>　　又，</b></p><p>　　∴理論板數(shù)N===20

52、.21</p><p><b>　　數(shù)據(jù)整理：</b></p><p><b>　　表 1</b></p><p>　　由圖3可以看出在（1.2～1.8）Rmin時(shí)，曲線(xiàn)開(kāi)始變平緩，取為最佳回流比的范圍，即陰影部分，取R=1.5作為實(shí)際回流比。</p><p><b>　　4.2 操作線(xiàn)方

53、程</b></p><p><b>　　由回流比R=</b></p><p>　　且D=62.699 kmol·h-1 ,,</p><p>　　V=L+D=94.049+62.699=156.748 kmol·h-1 </p><p>　　mv=mL+mD=3725.297+2483.5

54、31=6208.828</p><p>　　由于是冷液進(jìn)料，q=1. 138</p><p>　　因此 L′=L +q F = 94.049+1.138×433.454=587.320 </p><p>　　V′= L ′-W=587.320-370.755=216.565</p><p>　　=3725.297+1.138

55、5;9200=14194.897 </p><p>　　VL′=VL +q VF=4.912+1.138×9.586=15.821</p><p><b>　　數(shù)據(jù)整理： </b></p><p><b>　　表 2</b></p><p>　　4.2.1 精餾段操作線(xiàn)方程<

56、/p><p>　　0.6x+0.3064</p><p>　　4.2.2 提溜段操作線(xiàn)方程</p><p>　　4.2.3 q線(xiàn)方程</p><p>　　==8.246x-0.826</p><p>　　4.2.4 用逐板計(jì)算出理論塔板數(shù)</p><p>　　由y1=xD=0.766</p&

57、gt;<p>　　查表【7】得與y1=0.766成相平衡的液相組分x1=0.719</p><p>　　代入精餾段操作線(xiàn)方程，yn+1=0.6xn+0.3064</p><p>　　y2=0.60.719+0.3064=0.738</p><p>　　由x1，y1可求得相對(duì)揮發(fā)度α 1</p><p>　　由y2=0.738，查

58、得x2=0.676</p><p>　　y3=0.6x2+0.3064=0.6×0.676+0.3064=0.712</p><p>　　由y3=0.712，查得x3=0.627</p><p>　　0.6x3+0.3064=0.6×0.627+0.3064=0.683</p><p>　　由y4=0.683，查得x4=0

59、.571</p><p>　　0.6x4+0.3064=0.6×0.571+0.3064=0.649</p><p>　　由y5=0.649，查得x5=0.29</p><p>　　0.6x5+0.3064=0.6×0.29+0.3064=0.48</p><p>　　由y6=0.48，查得x6=0.132</p&g

60、t;<p>　　0.6x6+0.3064=0.6×0.132+0.3064=0.386</p><p>　　由y7=0.386，查得</p><p>　　∵x6=0.132>xF=0.114>x7=0.071且xF較接近x6</p><p>　　∴第七塊板為進(jìn)料板，需要折返</p><p>　　精餾段理論板

61、數(shù)= 塊</p><p>　　2.712x6-0.0064=2.712×0.132-0.0064=0.352</p><p>　　由y7=0.352，查得x7=0.0577</p><p>　　2.712x7-0.0064=2.712×0.0577-0.0064=0.15</p><p>　　由y8=0.15，查得<

62、/p><p>　　2.712x8-0.0064=2.712×0.00895-0.0064=0.0179</p><p>　　由y9=0.0179，查得x9=0.00149</p><p><b>　　∵ </b></p><p>　　全塔理論板數(shù)為塊（包括塔底再沸器）</p><p&g

63、t;　　提溜段理論板數(shù)為（8.7-1）-6.295 =1.405塊</p><p>　　由xW=0.00374查得yW=0.0435</p><p>　　理論塔板數(shù)總匯：表 3</p><p>　　4.3、總板效率η的估計(jì)</p><p>　　4.3.1、平均揮發(fā)度</p><p>　　由于乙醇-水物系為非理想物系，

64、α隨x的變化不可忽略。</p><p><b>　　由得</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)： </b></p><p><b>　　求得：=0.081</b></p><p><b>　　由 查得 </b></p><p&

65、gt;<b>　　平均相對(duì)揮發(fā)度</b></p><p>　　4.3.2、加料摩爾組成的液體平均摩爾粘度μav</p><p>　　以塔頂溫度與塔底溫度的平均值作為定性溫度</p><p><b>　　查表【9】得℃時(shí)</b></p><p><b>　　查圖【10】得℃時(shí)</b&g

66、t;</p><p>　　以加料摩爾組成為準(zhǔn)的液體平均摩爾粘度</p><p>　　4.3.3、估計(jì)總板效率η</p><p>　　E可用奧康乃爾關(guān)聯(lián)圖的回歸方程求得</p><p><b>　　總板效率為：</b></p><p>　　4.3.4 實(shí)際板數(shù)的確定</p><p

67、><b>　　精餾段實(shí)際板數(shù)為</b></p><p>　　取實(shí)際板數(shù)為12塊,</p><p>　　故實(shí)際加料板為13層</p><p><b>　　提餾段實(shí)際板數(shù)為</b></p><p><b>　　取實(shí)際板數(shù)為3塊</b></p><p>

68、　　因此全塔實(shí)際板數(shù)為15塊（不包含塔底再沸器）.</p><p>　　5、塔板結(jié)構(gòu)的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　精餾塔精餾段和提餾段的上升蒸汽量、下流液體量因進(jìn)料熱狀況而不一定相同，即精餾段與提餾段的氣、液相負(fù)荷不一定相同。另外，各塊塔板上汽液濃度沿板序而變化，泡、露點(diǎn)不同，汽、液物性數(shù)據(jù)也不一樣。因此，作塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)時(shí)就要確定以哪一塊板上的條件作為設(shè)計(jì)的依據(jù)，故設(shè)計(jì)時(shí)的塔頂?shù)谝粔K板為

69、設(shè)計(jì)基準(zhǔn)。</p><p>　　5.1、初選塔板間距H T</p><p>　　板間距對(duì)塔的液沫夾帶量和液泛汽速有影響，在一定的氣液負(fù)荷及塔徑條件下，適當(dāng)增加板間距可以減少液沫夾帶量，且不易發(fā)生液泛，從而提高了操作負(fù)荷的上下限，但是，板間距與塔徑直接相關(guān)，其值不宜過(guò)大。</p><p><b>　　取HT=450mm</b></p>

70、<p><b>　　5.2、塔徑初算</b></p><p>　　5.2.1液泛氣速u(mài)F</p><p>　　第一板氣液組分 x1=0.719</p><p>　　由x1、y1查表【3】得，第一快板的溫度為t=78.78℃</p><p>　　查表【11】，得 t=78.78℃時(shí)，σA=17.254mN

71、·m-1</p><p>　　查表【4】，得t=78.994℃時(shí)，</p><p>　　σB=62.807mN·m-1 </p><p><b>　　混合物的表面張力：</b></p><p>　　查表【12】，當(dāng)ωG1=0.893時(shí)，氣體密度ρG=1.386 kg·m-3</p>

72、;<p>　　查表【1】，用外延法查得 </p><p>　　第一塊板下降流體的體積流量</p><p>　　查圖【13】，氣體負(fù)荷參數(shù)C20=0.095</p><p><b>　　液泛速度 </b></p><p><b>　　氣體體積流率</b></p><p

73、>　　取液泛分率為0.7,得出塔的有效截面積為</p><p>　　取Ad/A=0.12 , 則塔的總截面積為</p><p><b>　　D= </b></p><p>　　圓整后塔徑 D=1200mm </p><p><b>　　塔截面積</b></p><p>

74、;　　An=A=1.1304×（1-0.12）=0.995m2

75、

76、 </p><p><b>　　實(shí)際操作氣速 </b></p><p>　　5.2.2、塔徑的核算</p><p><b>　　液泛分率：</b></p><p>

77、　　查圖【14】，得液沫分率 ψ=0.029<0.10,設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　5.3、塔板上溢流型式的確定</p><p>　　溢流型塔板，流體流動(dòng)須要克服板上汽液接觸元件所引起的阻力，形成液面落差，于是氣體較多地從塔板上底液位處通過(guò)，影響汽體均勻分布降低板效率，然而篩板塔形成的液面落差小，這一因素影響不大，根據(jù)《篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)》表二板上溢流形式與塔徑塔體負(fù)荷關(guān)系中查得

78、塔徑D=1200mm與液體流量VL=4.899m3·h-1<9m3·h-1以及溢流形式的關(guān)系進(jìn)行綜合考慮選擇單流型。

79、 </p><p><b>　　5.4、塔板布置</b>&

80、lt;/p><p>　　設(shè)計(jì)降液管形式的弓形降液管，把堰與壁之間的全部截面區(qū)域作為降液面積，弓形降液板，塔板面積利用率高。如下圖所示：</p><p>　　5.4.1、篩孔孔徑</p><p>　　孔徑的大小直接影響塔板操作性能。在開(kāi)孔率、空塔氣速和液流量相同的條件下增大孔徑，雖可減小板壓降，不易阻塞，但漏液量增大，操件彈性降低。一般工業(yè)上常用的孔徑經(jīng)常取3～8mm，通

81、常用d0=4~6mm的孔徑。孔徑太小加工制造困難，而且易堵,結(jié)合本設(shè)計(jì)d0=5mm為宜。</p><p>　　5.4.2、篩孔中心距t0和開(kāi)孔率φ0</p><p>　　開(kāi)孔一般采用正三角形排列，篩孔中心距t0一般為（2.5～5）d0，t0、d0過(guò)小，易相互干擾，過(guò)大則鼓泡不均勻，都會(huì)影響傳質(zhì)效率，實(shí)際設(shè)計(jì)時(shí)，宜可能取3～4范圍內(nèi)。本設(shè)計(jì)取=3.5為宜</p><p&g

82、t;　　=0.9069×()2=0.074</p><p>　　所以開(kāi)孔率φ0為7.4％，小于10％，大于5％，符合要求 </p><p>　　5.4.3、 篩板厚度tp </p><p>　　在塔板結(jié)構(gòu)強(qiáng)度、剛度許可的條件下，應(yīng)盡可能選用較薄的板材制作篩板，這不僅可以降低干板壓降，而且可以改善氣液接觸狀態(tài)。篩孔用沖壓加工制造的篩板，其厚度的選取范圍為

83、tp=（0.4～0.8）d0，本設(shè)計(jì)采用tp=0.6d0為宜</p><p><b>　　tp=0.6 d0</b></p><p>　　=0.6×5=3.00mm </p><p>　　5.4.4、溢流堰長(zhǎng)lw </p><p>　　溢流堰具有保持塔板上一定的液層高度和促使液流均勻分布的作用，常用的溢流堰

84、長(zhǎng)為 LW=（0.68～0.76）D </p><p>　　由于溢流堰過(guò)長(zhǎng)則堰上溢流強(qiáng)度低，且塔板構(gòu)件的安裝誤差，液體越堰時(shí)分布不均；堰長(zhǎng)不夠則堰上液流強(qiáng)度高，堰上液頭大，影響塔板操作的穩(wěn)定性，也不利于液流中的氣液分離。本設(shè)計(jì)LW=0.72D 為宜。</p><p>　　LW=0.72×1200=864mm</p><p><b>　　堰上溢流強(qiáng)

85、度Li：</b></p><p>　　符合要求,相應(yīng)的堰上液頭約44mm.</p><p>　　5.4.5、堰板高度hw</p><p>　　(1)堰上液頭how</p><p><b>　　由弗蘭西斯經(jīng)驗(yàn)式</b></p><p>　　(2)堰板高度一般為hw=hL-how, hL為

86、清液層高度，取hL=50～100mm</p><p>　　本設(shè)計(jì)取hL=50mm，hw=50-how=50-9.07=40.93mm</p><p>　　在25～75mm范圍內(nèi)，符合要求。</p><p>　　5.4.6、降液管下沿與塔板板間距ta</p><p>　　在確定降液管下沿與塔板板間距ta的大小時(shí)，應(yīng)使液體通過(guò)此截面的流速 &l

87、t;/p><p>　　Wb<0.4 m·s-1 ，從而保證液流通過(guò)此截面的壓力降在13～25mm液柱</p><p>　　本設(shè)計(jì)取Wb=0.07m·s-1</p><p>　　由于ta的要求大于20～25mm，且要求ta比hw低6～12mm以上，即hW-ta=40.91-22.5=18.43mm.。以保證液封，所以ta=22.5mm符合要求。&

88、lt;/p><p>　　5.4.7、安定區(qū)寬度Ws和邊緣區(qū)寬度Wc</p><p>　?。?）、塔板入口安定區(qū)是為防止氣體短路進(jìn)入降液管即防止因降液管流出液流沖擊而漏液；出口安定區(qū)則為使液體在進(jìn)入降液管前，有一定時(shí)間脫除其中所含的氣體。取Ws=80mm.</p><p>　?。?）、邊緣區(qū)留出一定的寬度Wc，為固定塔板用，其值大小與塔徑相應(yīng)，取Wc=30mm</p

89、><p>　　5. 5、塔板各部分面積和對(duì)應(yīng)氣速計(jì)算</p><p>　　5.5.1降液管面積Ad </p><p>　　5.5.2塔板工作面積Aa</p><p>　　5.5.3塔有效截面積An </p><p>　　指塔板之上可供氣體通過(guò)的面積，又稱(chēng)凈截面積。其值為塔截面積扣除降液管截面積，即：</p>

90、<p>　　5.5.4篩孔總面積</p><p><b>　　綜上數(shù)據(jù)匯總表</b></p><p><b>　　表 4</b></p><p>　　6. 塔板流體力學(xué)校核</p><p>　　6.1、板上溢流強(qiáng)度檢查</p><p>　　平直堰板設(shè)計(jì)，可采用弗蘭

91、西斯公式計(jì)算堰上液頭高度how。how宜在45mm左右，上限不宜超過(guò)60mm，過(guò)大需改用雙流型或多流型。</p><p>　　為保持液流均勻，以往曾規(guī)定當(dāng)平直堰水平偏差超過(guò)3mm時(shí)，how的下限為6mm,再小則該用齒形堰。但隨塔徑的增加要求堰的水平偏差不超過(guò)3mm是困難的，因此又規(guī)定how的下限為13mm，再小就要改用齒形堰。</p><p>　　綜上所述，本設(shè)計(jì)的how為9.07mm&l

92、t;13 mm，采用齒形堰板。</p><p>　　6.2、氣體通過(guò)塔板的壓力降ΔHt</p><p>　　氣體通過(guò)塔板的壓力降是塔板的重要流體力學(xué)特性，它是由兩個(gè)方面引起的， 一是氣體通過(guò)塔板各部件（如孔件）時(shí)克服的各種阻力，二是氣體通過(guò)泡沫層克服的靜壓力。</p><p>　　(1) 氣體通過(guò)篩孔的壓力降（干板壓力降）hO </p>

93、;<p>　　6.3、液面落差校核</p><p>　　篩板塔板面液體流動(dòng)阻力小，其液面落差通?？珊雎圆挥?jì)，Δ=0</p><p>　　6.4、漏液點(diǎn)氣速校核</p><p>　　6.5、降液管內(nèi)液面高度Hd和液體停留時(shí)間t校核</p><p>　　板式塔的液泛一般是由兩個(gè)原因造成的：一是由于氣速過(guò)高，塔板壓降增大，使降液管內(nèi)液

94、層增高；二是由于液體流量增加，通過(guò)降液管的流體阻力增大，也會(huì)使降液管內(nèi)液層增高。當(dāng)降液管內(nèi)液面高到溢流堰頂時(shí)，即為液泛。</p><p>　　6.5.1、降液管內(nèi)液面高度Hd</p><p>　　液體自降液管下流，必須克服三項(xiàng)阻力</p><p>　　1）液體通過(guò)降液管的壓頭損失hd</p><p>　　6.5.2、停留時(shí)間t</p&g

95、t;<p>　　Hd也不能太小，才能保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間釋放夾帶氣泡，通常規(guī)定按清液計(jì)的停留時(shí)間t要大于3～5 秒，即</p><p>　　7. 塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　7.1負(fù)荷性能圖的繪制</p><p>　　7.1.1液體流量下限線(xiàn)</p><p>　　堰上液頭取下限值6mm</p>

96、<p>　　7.1.2液體流量上限線(xiàn)</p><p>　　一般液體的停留時(shí)間不少于3s</p><p><b>　　7.1.3漏液線(xiàn)</b></p><p><b>　　漏液點(diǎn)的干板壓降為</b></p><p><b>　　據(jù)此列出：</b></p>

97、<p><b>　　表7</b></p><p><b>　　由此可繪出漏液線(xiàn)。</b></p><p><b>　　7.1.4液泛線(xiàn) </b></p><p>　　當(dāng)降液管內(nèi)的泡沫液面高等于板距與堰高之和，便達(dá)到液泛，即 </p><p>　　∵△Ht+hw+ho

98、w+△+hd=(HT+hw)Φ</p><p>　　∴0.0526VG2+0.0246+0.443VL2/3+0.4093+0.739VL2/3+392.90VL2=0.245</p><p><b>　　據(jù)此列出：</b></p><p><b>　　表8</b></p><p><b>

99、;　　由此可繪出液泛線(xiàn)。</b></p><p>　　7.1.5霧沫夾帶上限線(xiàn)</p><p>　　令可容許的霧沫夾帶量上限值為，將已知量和關(guān)系式代入式</p><p><b>　　表9</b></p><p>　　由此可繪出霧沫夾帶上限線(xiàn)。</p><p>　　將上述5條極限負(fù)荷線(xiàn)繪

100、制于直角坐標(biāo)圖上，即為篩板負(fù)荷性能圖4

101、 </p><p>　　7.2、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)評(píng)述 </p><p>　　本設(shè)計(jì)的操作條件為VL=4.899m

102、3 ·h-1=0.00136 m3.s-1 ,VG=1.244 m3.s-1 ,在負(fù)荷性能圖中表示出此操作點(diǎn)，做連線(xiàn)OA分別與極限負(fù)荷線(xiàn)相交，由兩點(diǎn)的縱坐標(biāo)值，</p><p>　　最小負(fù)荷VG min=0.650 m3.s-1最大負(fù)荷VG max= 1.745m3.s-1</p><p>　　操作彈性= >2 </p><p><b&

103、gt;　　8、塔總體結(jié)構(gòu)</b></p><p>　　8.1、塔體與裙座結(jié)構(gòu)及封頭的選用</p><p>　　根據(jù)塔徑D=1200mm，取塔厚為10 mm，精餾段與提溜段取等直徑，設(shè)置分離式加熱釜—再沸器。</p><p>　　裙座由座體、基礎(chǔ)環(huán)、螺栓座及管孔等結(jié)構(gòu)組成，本設(shè)計(jì)中裙座采用筒形，用Q235-A材料，采用對(duì)接焊縫，裙座需開(kāi)設(shè)人孔，在底部開(kāi)設(shè)排

104、液孔以便隨時(shí)排除液體，基礎(chǔ)環(huán)通常是一塊環(huán)形墊板，基礎(chǔ)環(huán)板上的螺栓孔開(kāi)圓缺口，螺栓座由筋板和蓋板構(gòu)成，地腳螺栓穿過(guò)基礎(chǔ)環(huán)板與蓋板，把裙座固定在地基上。 </p><p>　　封頭 </p><p><b>　　查表【18】</b></p><p><b>　　8.2、塔盤(pán)結(jié)構(gòu)</b></p>&

105、lt;p>　　(1) 塔板盤(pán) 由于塔徑D=1200mm>900mm，所以采用分塊式塔盤(pán)</p><p>　　(2) 受液盤(pán) 由于本設(shè)計(jì)氣流比較高，采用凹形受液盤(pán)</p><p>　　(3) 溢流堰 采用齒形堰板</p><p>　　(4) 降液管 采用弓形降液管，降液管出口處的液封由下層塔盤(pán)的受液盤(pán)來(lái) 保證，但在最下

106、層塔盤(pán)的降液管末端另設(shè)液封槽。</p><p>　　(5) 支撐件 塔盤(pán)支撐結(jié)構(gòu)為定距管支撐，定距管對(duì)塔盤(pán)起支撐作用并保證相鄰兩塔盤(pán)的板間距，定距管內(nèi)有一拉桿，拉桿穿過(guò)各層塔板上的拉桿孔，擰緊拉桿上、下兩螺母，就可以把各層塔盤(pán)緊固成一整體。</p><p>　　(6) 緊固件 使用螺栓和橢圓墊板，在塔盤(pán)板的連接中，為了避免因螺栓腐蝕生銹而拆卸困難，故螺栓材料選擇鉻鋼。</p>

107、;<p>　　(7) 密封件 在塔壁和塔盤(pán)之間，用2～3圈直徑為10～20mm的石棉繩為密封填料，其上安放墊圈和墊板，用焊在塔盤(pán)圈內(nèi)壁上的螺栓與螺母擰緊。</p><p><b>　　8.3、除沫裝置</b></p><p>　　采用HG5-1405-81-5縮徑型絲網(wǎng)除沫器，絲網(wǎng)除沫器具有比表面積大，質(zhì)量輕，空隙率大使用方便等優(yōu)點(diǎn)，尤其是它除沫效率高

108、，壓降小的特點(diǎn)。</p><p><b>　　8.4、塔附件</b></p><p>　　包括支撐保溫材料的保溫圈，吊裝塔盤(pán)用的吊柱及扶梯平臺(tái)等。</p><p><b>　　8.5、塔高的計(jì)算</b></p><p>　　有了塔板數(shù)和板間距，還需要計(jì)算塔的頂部、底部空間及支座高度，才能確定塔高，在

109、設(shè)計(jì)人孔和進(jìn)料管時(shí)調(diào)大了部分板間距，計(jì)算塔高要相應(yīng)考慮在內(nèi)。</p><p>　　8.5.1、塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)牡谝粔K板到塔頂封頭切線(xiàn)處的距離，考慮到減少塔頂出口氣體夾帶葉液沫量，并安裝除沫器，且設(shè)置人孔，頂部空間取1.2m。</p><p>　　8.5.2、塔的底部空間高度</p><p>　　

110、塔的底部空間高度是指塔底最末一塊板到塔底封頭切線(xiàn)處的距離，取釜液的停留時(shí)間為15min，已知釜液的體積流量=7.009m3/h，因此</p><p><b>　　底部貯液空間</b></p><p><b>　　V=×15</b></p><p><b>　　=×15</b><

111、;/p><p><b>　　=1.752m3</b></p><p>　　且塔徑D=1200mm，因此底部貯液高度</p><p>　　所以，塔底空間高度為h=h′+HT=1.550+0.45=2m </p><p>　　8.5.3、加料板的空間高度</p><p>　　加料板的空間高度取決于加料板的

112、結(jié)構(gòu)形式，及進(jìn)料狀態(tài)，由于是液體進(jìn)料，加料板的空間高度與板間距相同，即450mm。</p><p>　　8.5.4、支座高度</p><p>　　采用圓筒型裙座，使用對(duì)接焊縫，裙座高度是指從塔底封頭切線(xiàn)到基礎(chǔ)環(huán)間的高度，考慮出料管取1000mm,且人孔選取圓形回轉(zhuǎn)蓋板開(kāi)人孔,綜合各因素，支座高度取為2 m。</p><p><b>　　8.5.5、人孔&l

113、t;/b></p><p>　　由于塔徑為1200mm，需開(kāi)設(shè)人孔，本設(shè)計(jì)有15塊板，于是在進(jìn)料管處設(shè)一個(gè)人孔。再在塔頂和塔底各設(shè)一個(gè)人孔，采用回轉(zhuǎn)蓋快開(kāi)人孔。</p><p>　　在設(shè)置人孔處，板間距至少應(yīng)比人孔大150mm，且不得小于600mm，所以取為650mm</p><p><b>　　8.5.6塔高</b></p>

114、<p>　　塔高=塔頂部空間高度+板間距×14+ 板間距余量+ 塔的底部空間高度+ 裙座高 度+上封頭高度</p><p>　　=1.2+0.45×14+0.2+2+2+0.3</p><p><b>　　=12m</b></p><p><b>　　8.6、接管</b></p

115、><p>　　8.6.1、回流管和液體進(jìn)料管</p><p>　　液體不直接加在塔盤(pán)鼓泡區(qū)，盡量均勻分布，接管安裝高度不妨礙塔盤(pán)上液體流動(dòng)，液體內(nèi)含氣體時(shí)，應(yīng)設(shè)法分離。</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許流速為1.2 m·s-1，</p><p>　　進(jìn)料液體體積流量為 m3·s-1,，</p><p>&

116、lt;b>　　進(jìn)料管的截面積 </b></p><p><b>　　進(jìn)料管的直徑 </b></p><p>　　因此取用57×3.5mm的固定式進(jìn)料管，D=57-2×3.5=50mm</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p>　　回流的

117、體積流量為=0.00136m3·s-1</p><p><b>　　回流管的截面積 </b></p><p><b>　　回流管的直徑 </b></p><p>　　因此取用45×3.5mm的固定式進(jìn)料管 , D=45-3.5×2=38mm</p><p><

118、b>　　因此實(shí)際流速為</b></p><p>　　8.6.2、釜液出口管</p><p>　　由于支座直徑大于800mm，在出料管上焊有三塊支撐扁鋼，以便將出料管活嵌在引出管道點(diǎn)為了便于安裝，出料管外尺寸應(yīng)小于座內(nèi)徑d，引出管道直徑應(yīng)大于出料管法蘭外徑。</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許的流速為0.6 m·s-1</p>&

119、lt;p>　　釜液的體積流量為 m3·s-1</p><p>　　釜液出口管的截面積 </p><p>　　釜液出口管的直徑 </p><p>　　因此取用76×4mm的固定式出口管，D=76- 42=68mm</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p

120、>　　8.6.3、氣體進(jìn)口管</p><p>　　查表[12]，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.95%，ρ=0.595kg/m3，體積流量為</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許流速為20 m3·s-1，</p><p>　　氣體進(jìn)口管的截面積 </p><p><b>　　進(jìn)口管的直徑 </b></p>&l

121、t;p>　　因此取用480×9mm的固定式進(jìn)料管，D=480- 92=462mm</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p>　　8.6.4、氣體出口管</p><p>　　氣體出口管安置在塔壁上，采用設(shè)置簡(jiǎn)單的除沫擋板。</p><p>　　查表[12]，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為89.3%，ρ=1

122、.386kg/m3，體積流量為</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許流速為20 m3·s-1，</p><p>　　氣體出口管的截面積 </p><p><b>　　出口管的直徑 </b></p><p>　　因此取用325×8mm的固定式出口管，D=325- 82=309mm</p>&

123、lt;p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p>　　9、精餾塔附屬設(shè)備選型計(jì)算</p><p><b>　　9.1釜液再沸器</b></p><p>　　采用列管式換熱器對(duì)釜液進(jìn)行加熱，使其從98.98℃的液態(tài)汽化為98.98℃的蒸汽，使用120℃飽和水蒸汽作為加熱劑，出口為120℃飽和水。</p&g

124、t;<p>　　查表[3]，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.95%的釜液的汽化熱為2233.395</p><p>　　查表[19],120℃,rB=2205.2</p><p>　　查表【20】，K=800cal·m-2·h-1·℃-1=0.93kJ·m-2·s-1·K-1</p><p><b>

125、　　乙醇～水溶液吸熱：</b></p><p>　　查表[21],取用A900-240-0.6-280型列管換熱器</p><p><b>　　蒸汽用量</b></p><p>　　9.2、餾出蒸汽冷凝器</p><p>　　采用列管式換熱器對(duì)餾出蒸汽進(jìn)行冷卻，使其從78.731℃的蒸汽也化為78.731℃的

126、液體，使用10℃飽和液體水作為冷卻劑，出口為50℃水。</p><p>　　查表[3]，89.3%餾出液的汽化熱為r =1021.675 </p><p>　　Δt1=T1-t2=78.731-50=38.731℃ Δt2=T2-t1=78.731-10=68.731℃</p><p>　　查表[20]，取傳熱系數(shù)k=600=0.698 </p>

127、;<p>　　查表[22],取用A600V-120-6-50型列管換熱器</p><p>　　水的定性溫度：t = = 30℃</p><p>　　查表[4]，水的定壓比熱CpB=4.174</p><p><b>　　因此，冷卻水用量</b></p><p><b>　　9.3、產(chǎn)品冷卻器<

128、;/b></p><p>　　采用列管式換熱器對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行冷卻，使冷凝后的產(chǎn)品從78.731℃降為20℃的，使用10℃飽和水作為冷卻劑，出口為50℃水。</p><p>　　取定性溫度t = = 49.366℃</p><p>　　查表[4]，水的定壓比熱CpB=4.174</p><p>　　查圖[6]乙醇的定壓比熱容為CpA=3.01

129、</p><p><b>　　混合物的比熱：</b></p><p>　　Cp=xDCpA+(1-xD) CpB</p><p>　　=0.766×3.01+(1-0.766)×4.174 =3.282</p><p>　　Δt1=T1-t2=78.731-50=28.731℃ Δt2=T2

130、-t1=20-10=10℃</p><p>　　查表[22],取用A400-60-1-10型列管換熱器</p><p>　　水的定性溫度：t = = 30℃</p><p>　　查表[4]， Cp=4.174</p><p><b>　　冷卻水用量</b></p><p><b>　　9

131、.4、泵的選用</b></p><p>　　如前所述，選用57×3.5mm的進(jìn)料管與其相接，進(jìn)行進(jìn)料。</p><p>　　流體通過(guò)管路所需壓頭：</p><p><b>　　(1)上式中</b></p><p>　　(2)進(jìn)料管位置為第13層，再考慮裙座高度1.6m，塔底部空間2m，因此進(jìn)料層離地