浮阀塔精馏工艺设计

5.2.10 浮阀塔精馏工艺设计示例5.2.10.1 设计任务【例5-2】今采用一浮阀塔进行乙醇-水二元物系的精馏分离，要求乙醇的产能为30000t/a,塔顶馏 出液中乙醇浓度不低于94，残液中乙醇含量不得高于0.1。泡点进料，原料液中含乙醇为25%，其余 为水，乙醇的回收率取98%（以上均为质量）。且精馏塔顶压强为4kPa（表压），单板压降才0.7kPa。试作出 能完成上述精馏任务的浮阀精馏塔的工艺设计计算。5.2.10.2 工艺设计计算一、全塔物料衡算（一）料液及塔顶、底产品中乙醇的摩尔分率25/ 46.07乙醇和水的相对摩尔质量分别为46.07和18.01kg / kmol。=0.11525/46.07 + 75/18.01= =0.860 94/46.07 + 6/18.010.1/46.0794/46.07_ 0.1/46.07 + 99.9/18.01 000391(二) 平均摩尔质量M = 46.07 x 0.115 + (1 - 0.115) x 18.01 = 21.24 kg / kmolFM =46.07x0.860+(1-0.860)x18.01=42.14kg/kmolDM =46.07x0.000391+(1-0.000391)x18.01=18.02kg/kmol w(三) 料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以 8000h/ a 计，有：D = 3x 104t/a = 3x 107 kg/8000h = 3750 kg （94%C H OH）/h根据乙醇-水物系的特点，本设计采用低压蒸汽直接加热，亍口热蒸汽质量流率设为G，kg/h，摩尔流 率设为G，kmol/h,全塔物料衡算：F + G = D + W、0.25 F = 0.94 D + 0.001W |nF = 14387.8kg/hD=3750.0kg/hW=71938.8kg/hG=61301.0kg/h0.94 D/0.25 F = 0.98F = 14387.8 / 21.24 = 677.39kmol / h D = 3750.0 / 42.14 = 88.99 kmol/ hW = 71938.8/18.02 = 3992.16 kmol/ h G = 61301.0 /18.01 = 3403.72kmol / h二、塔板数的确定（一）理论塔板数N的求取T1乙醇-水相平衡数据表5-23常压下乙醇-水系统的t-x-y数据100.095.589.086.785.384.182.782.3液相0.0000.0190.0720.0970.1240.1660.2340.261乙醇摩尔分数气相0.0000.1700.3890.4380.4700.5090.5450.558沸点t,c81.580.779.879.779.378.7478.4178.15液相0.3270.3970.5080.5200.5730.6760.7470.894乙醇摩尔分数气相0.5830.6120.6560.6600.6840.7390.7820.894本题中，塔内压力接近常压(实际上略高于常压)，而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压 力偏离常压很小，所以其对Xy平衡关系的影响完全可以忽略。2. 确定操作的回流比R将表5-24中数据作图得xy曲线及t-xy曲线，见图5-71。为便于计算机计算，在乙醇-水物系的 xy曲线中，以A(0.124, 0.470)点为分界线将该曲线分成OA和AB两段，将其对应段曲线拟合成以下 二式表示。OA 段：y = 428.91x3- 114.09x2+ 11.306x + 0.0027 (0.00004 0.1264)AB 段：y = 0.6043x3 - 0.6718x2+ 0.6436x + 0.4244 (0.1264 0.8941)9 8 a a7 6 5 4 3 分尔摩2 1 a a7500.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.91x(y)摩尔分数度温氏摄t图5-71乙醇-水物系的xy曲线及t - x(y)曲线确定最小回流比Rm。在xy图上，过点B(0.8941, 0.8941)作相平衡曲线的切线BD,与y轴的交 点为(0， 0.21)，则有：Xd= 0.21R +1m 0.86 - 0.21 31R = 3.1m 0.21操作回流比R。取操作的回流比为最小回流比的1.5倍，即:R = 1.5 R = 1.5 x 3.1 = 4.653求取理论塔板数精馏段操作线RxX +DR +1 R +14.650.86x += 0.8230x + 0.15224.65 +14.65 +1提馏段操作线因泡点进料，将xF = 0.115代入精馏段操作线方程解得精馏段操作线与q线的交点为(0.115, 0.244)。 设提馏段操作线为y = ax + b，而提馏段操作线为过(0.000391, 0)和(0.115, 0.244)两点的直线，固有：0.244 二 0.115a + bJa 二 2.1290 二 0.000391a + b= b = -0.0008即 y = 2.129x - 0.0008因靠近 B 端的操作线离平衡线很近，故需逐板计算理论塔板数。将 y1 = xD = 0.860 代入 y = 0.6043x3 - 0.6718x2+ 0.6436x + 0.4244 中试差解得片=0.840将 x = 0.840 代入 y = 0.823x + 0.1522 中解得 y = 0.84312将 y2 = 0.843 代入 y = 0.6043x3 - 0.6718x2+ 0.6436x + 0.4244 中试差解得 x? = 0.832将 x = 0.832 代入 y = 0.823x + 0.1522 中解得 y = 0.83423在计算机上逐板计算的结果见表 5-24。表 5-24 乙醇-水物系理论板数的逐板计算结果精馏段Nl = 14块理论板序号i液相组成x；气相组成y；+1理论板序号i液相组成x；气相组成y；+1110.70.72810.840.843120.6570.69320.8320.834130.4890.55530.8230.829140.2560.36340.8140.82250.8050.815提馏段N2=460.7950.806理论板序号i液相组成x；气相组成y；+170.7830.797150.06020.12780.7690.785160.01250.02690.7520.771170.00210.0037100.730.753180.0000880注：逐板计算时，在跨越x = 0.124后，相平衡关系采用ab段拟合线。 进料板在第15块。(二)实际塔板数Np1.全塔效率ET选用E = 51 -32.51g(y u)公式计算。TL塔的平均温度为(78.2+100)/2 = 89C(取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下查化工原理附录得: 卩=0.37mPa - s，卩=0.315mPa - sAB卩=卩 x +卩(1 - x ) = 0.37 x 0.115 + 0.315 x (1 - 0.115) = 0.321mPa - sL A F BF在89C下乙醇对水的相对挥发度(见表5-24)为/ P / x a = v / v = A A A B p /xBBy /xA Ay /xBBy /xA A(1 - y A)/(1 - xA)AA0.389/0.072(1 - 0.389)/(1 - 0.072)E = 51 -32.5lg(卩 a) = 51 -32.51g(0.321 x 8.206) = 37.3 %TL2.实际塔板数 N (近似取两段效率相同)p精馏段：N = 14/0.373 = 37.5 块，取N = 38 块p1 p1提馏段：N = 4/0.373 = 10.7块，取N = 11 块p2 p2总塔板数N二N + N二49块（包括塔釜）。p p1 p2三、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算(一)平均压强 pm取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶：p = 101.3 + 4 = 105.3kPaD加料板：P = 105.3 + 0.7 x 38 = 131.9 kPaF平均压强 p = (105.3 +131.9)/2 = 118.6kPam(二) 平均温度tm查乙醇-水相平衡数据表5-23或温度组成图5-71得：塔顶为78.2C，加料板为85.8C。t = (78.2 + 85.8)/2 = 82 Cm(三) 平均分子量Mm塔顶：y = x = 0.860 , x = 0.840 (用AB段相平衡关联式试差计算得到)1 D 1M = 0.860 x 46.07 + (1 - 0.860) x 18.01 = 42.14 kg/kmolVD,mM = 0.840 x 46.07 + (1 - 0.840) x 18.01 = 41.58kg/kmolLD,m加料板：y二0.450 , x二0.115 (用AB段相平衡关联式计算得到)FFM = 0.450 x 46.07 + (1 - 0.450) x 18.01 = 30.64 kg/kmolVF,mM = 0.115 x 46.07 + (1 - 0.115) x 18.01 = 21.24 kg/kmolLD,m精馏段：M = (42.14 + 30.64)/2 = 36.39kg/kmolV,mM 二(41.58 + 21.24)/2 二 31.41 kg/kmolL,m(四) 平均密度P m温度，C2030405060708090100110密度，kg / m3乙醇795785777765755746735730716703水998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表面张力，X103N/m乙醇22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4水72.6771.2069.6367.6766.2064.3362.5760.7158.8456.88L,m为方便计算，将查阅得到的乙醇和水的密度与表面张力列于表5-25。表5-25乙醇的密度和表面张力塔顶：查78.2C下乙醇和水的密度分别为737 kg / m3和973 kg / m3。1液相平均密度Pn p= 747.9 kg/m3LD,m1 a a 0.94 0.06= AH B =+P P P 737973LD,m LD,A LD,B进料板：查85.8C下乙醇和水的密度分别为732.2kg / m3和968.0kg/m3。p = 895.9kg/m3LF,m1 a a 0.250.75= A + B =+nppp 732.2 968.0LF,m LF,ALF,B精馏段： p= (747.9 H 895.9) / 2 = 821.9kg/m3L,m2.汽相平均密度PV,mP V,mpMmV,mRT118.6 x 36.398.314 x (273 + 82)=1.462 kg/m3(五)液体的平均表面张力bm对于二元有机物-水溶液的表面张力，采用第一章式1-23式1-30计算。塔顶：查表 5-26 得b = 17.30 mN/m ； b = 62.89 mN/m (78.2C)ow主体部分的摩尔体积46.07 kg / kmol737 kg / m 3= 0.06251 m 3 / kmol18.01 kg / kmol973 kg / m 3= 0.01851 m 3 / kmol塔顶实际液相组成由操作线方程求得0.832x + 0.1445 = 0.860 n x = 0.860即 x = 0.860 , x = 1 - 0.860 = 0.140ow主体部分的申和申woQ = x V /(x V + x V )o o o w w o o0.860x0.06251=0.9540.140 x 0.01851 + 0.860 x 0.06251q = 1-q = 1 - 0.954 = 0.046woB = log q 如)=log(0.0462/0.954) = -2.654 (按表 1-13 之规定，q = 2 )woQ = 0.441(q /T )(b V2/3 /q-b V2/3) o ow w-62.89 x 0.018512/3丿0.441 x 2(17.30 x 0.062512/3x 273.15 + 78.2 (2= -0.00763A=B+Q=-2.654-0.00763=-2.662根据log(qq /q ) = -2.662和q +q = 1联立解得 sw sosw soq = 0.0456swq = 0.9544sob1/4 = q b1/4 +q b1/4m sw w so o=0.0456x62.891/4+0.9544x17.301/4 = 2.075b = 18.53 mN/mD,m进料板： b =16.60 mN/m ； b = 61.49 mN/m ( 85.8 C ) ow主体部分的摩尔体积V = 46.07 / 732.2 = 0.06292 m3 /kmoloV = 18.01/ 968.0 = 0.01861m3 / kmolwx = 0.115， x = 1 - 0.115 = 0.885 ow主体部分的申和申wo0.115 x 0.062920.885 x 0.01861 + 0.115 x 0.06292q 二 1 q 二 1 - 0.305 二 0.695woB 二 log(qq /q )二 log(0.6952 /0.305)二 0.1997 (按表 1-13 之规定，q = 2 )woQ = 0.441(q/T)Q V2/3 /q c V2/3)o ow w61.49 x 0.018612/3丿0.441 x 2(16.60 x 0.062922/3=x 273.15 + 85.8 (2=0.00727A = B + Q = 0.1997 0.00727 = 0.1924根据log(qq /q )二0.1924和q +q = 1联立解得sw sosw soq 二 0.548swq 二 0.452soc 1/4 = q c 1/4 +q c 1/4 m sw w so o二 0.548 x 61.491/4 + 0.452 x 16.601/4 二 2.447c = 35.85mN/mF,m精馏段：c = (c+c )/2 = (18.53 + 35.85)/2 = 27.19 mN/mmD, mF,m(六)液体的平均黏度卩LL,m查得在78.2C和85.8C下乙醇和水的黏度分别为：卩 =0.455 mPa -s ,卩 =0.3655 mPa -s (78.2C)D,A D,B卩 =0.402mPa - s ,卩 =0.3315 mPa - s (83.9C)F,A F,B按加权求取平均黏度 塔顶：卩 =(卩 x ) + (卩 x ) = 0.455 x 0.860 + 0.3655 x 0.140 = 0.442 mPa - sLD, mA A D B B D 加料板：卩 =0.402 x 0.115 + 0.3315 x 0.885 = 0.340 mPa - sLF,m 精馏段：卩 =(0.442 + 0.340)/2 = 0.391 mPa - sL,m四、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V = (R +1)D = (4.65 +1) x 88.99 = 502.79 kmol/h汽相体积流量VsVMV,m3600pV,m502.79 x 36.393600 x 1.462= 3.476 m3/s汽相体积流量 V = 3.476 m3/s = 12513.6 m3/hh液相回流摩尔流率 L = RD = 4.65 x 88.99 = 413.80 kmol/h413.80 x 31.413600 x 821.9= 0.00439 m3/sLM液相体积流量L =s 3600pL,m液相体积流量L = 0.00439 m3/s = 15.81 m3/hh冷凝器的热负荷：查78.2C下乙醇和水的汽化潜热分别为970kJ/kg和2311kJ/kg。平均汽化潜热按质量分率加权有r = 0.94 x 970 + 0.06 x 2311 = 1050.46 kJ/ kgQ = Vr = (502.79 x 42.14) x 1050.46/3600 = 6182kW五、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算则：(一)塔径1. 初选塔板间距H = 500 mm及板上液层高度h = 60 mmTLH h = 0.5 0.06 = 0.44 mTL2. 按Smith法求取允许的空塔气速u(即泛点气速u )m axFI Vsl0.5(0.00439 Y 821.9 053.476 人 1.462丿=0.0299查Smith通用关联图5-40得C20二0.95(27 19 0.2负荷因子C = C20=0.095= 0.111I 20丿泛点气速：0.5u =Cmax=0.111 x( 8219 一 皿)1.462 丿0.5=2.629 m/s3. 操作气速取 u = 0.7 u = 0.7 x 2.629 = 1.840 m/s max4. 精馏段的塔径3476= 1.551m0.785 x 1.840圆整取Dt = 1600mm，此时的操作气速= 1.730 m / s4V3.476u = s =n D20.785 x1.62T(二) 精馏段塔板工艺结构尺寸的设计与计算1. 溢流装置 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。(1) 溢流堰长(出口堰长)L w取 L = 0.7 D = 0.7 x 1.6 = 1.12 m wT堰上溢流强度L /L = 15.81/1.12 = 14.12 m3/(m h) 0.006 m (满足要求)h 二 h - h 二 0.06 - 0.0173 二 0.0427 mw L ow（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由L /D = 0.7，查弓形降液管几何关系图得W /D = 0.14, A /A = 0.09，即：w Td Tf TW = 0.224 m， A = 0.785 D 2 = 2.01 m2， A = 0.181 m2。dTTf液体在降液管内的停留时间t = A H / L = 0.181 x 0.5 / 0.00439 = 20.6s 5 s （满足要求）f T s（4）降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s,取液体通过降液管底隙的流速u = 0.08 m/s，则有: oL 0.00439 h = 丁 = 0.049 m （ h不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）o L u 1.12 x 0.08owo2塔板布置(1) 塔板分块，因DT= 1600mm,根据表5-6将塔板分作4块安装。(2) 边缘区宽度W与安定区宽度Wcs边缘区宽度W : 一般为5075mm， DT2m时，W可达100mm。c T c安定区宽度 W :规定D 1.5 m 时 W = 100 mm； sTsTs本设计取 W = 60 mm， W = 100 mm。cs(3) 开孔区面积Aax = D /2-(W + W ) = 0.80-(0.224 + 0.100) = 0.476mTd sR=D /2-W =0.80-0.060=0.74mTcI 兀xA = 2 xR2 一 x2 +R2 sin-1一a180R=2 0.476时翫 + 盒 x 742sin -1牆=1.304m23.开孔数n和开孔率申取筛孔的孔径d = 5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度5 = 3mm，且取t/d = 3.0。故孔 oo心距 t = 3 x 5 = 15mm。每层塔板的开孔数n = f1158 X103 a(t2a/1158 x 103.15x 1.304 = 6711 丿个）0.9070.907每层塔板的开孔率申= =丄 =0.101 （甲应在515%，故满足要求） “/d 力32o每层塔板的开孔面积A =9 A = 0.101 x 1.304 = 0.132m2oa气体通过筛孔的孔速u = V /A = 3.476/0.132 = 26.33m/so s o（三）精馏段的塔高z 1Z = （N -1）H = （38 -1）x 0.5 = 18.5 m1 p1T六、精馏段塔板流动性能校核（一）塔板压降校核h = h + hf c e1.气体通过干板的压降hch = 0.051 c2 P上V = 0.051PL(26.33 2 1.462821.9 = 0.0983m式中孔流系数C由d /5 = 5/3 = 1.67查图5-34得出，C = 0.8。o oo2. 气体通过板上液层的压降heh = P （h + h ） = phe w ow L式中充气系数P的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速u，对单流型塔板有：aV3.476u =-s二二 2.109m/sa A - 2A2.01 - 2 X 0.181Tf动能因子 F = u : p = 2.10 1.462 = 2.550aa、7查图5-35得P = 0.51 （一般可近似取P = 0.5 0.6 ）。h 二 P （h + h ）二 Ph 二 0.51 x 0.06 二 0.0306me w ow L4.气体通过筛板的压降（单板压降）h和Apfph 二 h + h 二 0.0983 + 0.0306 二 0.1289mf c eAp = p gh = 821.9 x 9.81 x 0.1289 = 1039Pa = 1.039 kPa 0.7kPa （与设计要求接近） f L f单板压降大，要调整，应增大开孔率卩和减小板上液层厚度hL后重复上述计算，直至Ap 0.7kPa为Lp止。故若取最大压降为700pa时，增大开孔率为0.14,A0=0.178,u0=19.26m/s（二）雾沫夹带量eV的验算-u sn A -ATf2.01 - 0.181 - 2.048m/s5.7 x 10-6u3.2 = 5.7 x 10 - 62.048 3.2GH - HTf27.19 x 10 -30.5 2.5 x 0.06eV二 0.059800kg液/kg气 1.5 - 2.0 （不会产生过量液漏）u 8.633om（四）液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度H （H + h ）d T w2(h = 0.153= 0.153rdLL JLH = h + h + hd f L d0.00439 1.12 x 0.049 丿2= 0.00098mH = 0.08806 + 0.06 + 0.00098 = 0.1469 md相对泡沫密度取 0.5,则有（H + h ） = 0.5（0.5 + 0.0427 ） = 0.271mTwH （H +h ）成立，故不会产生液泛。d T w 通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重选H及hL ,重复上述计算步骤进行优化设计。TL七、精馏段塔板负荷性能图负荷性能图可按5.2.5的步骤进行绘制，也可按如下的方式进行。（一）雾沫夹带线5.7 x 10-6unH - HTf3.2(5-27)式中：un = :Th = 2.01 -s0.181 = 0.5467VsTfH = 2.5h = 2.5(h + h ) fLw ow= 2.50.0427 + 0.00284E3600LL*w= 2.50.0427 + 0.00284 x 1.032(3600L、1.12S=0.107 +1.596L2/35.7 x 10-627.19 x 10-33.2= 0.1将已知数据代入式（5-27）0.5467V0.5 - 0.124 -1.596L2/3 s化简得：V = 4.726 - 20.06 L2/3（a）ss在操作范围内，任取几个L值，依式（a）算出对应的V值列于表5-19。ss表5-19式（a）中的VsLs关系数据L ,m3/s0.0009550.0010.0050.0100.0150.0181sV ,m3/s4.5314.5254.1393.7953.5063.343S依据表中数据在图5-69中作出雾沫夹带线。（二）液泛线（气相负荷上限线） V 丫 1.462 ).0.8 x 0.178 丿1821.9 丿=0.051PVIPL丿=0.00438 V 2sCo丿(H + h ) = h + h + h + hT w f w ow d2/3(3600L )=0.00284 x 1.032 h = 0.00284Eoww ow3600L )(5-20)Lw丿w(1.12 丿2/3=0.6384L2/3s=0.051=0.051=0 (h + h ) = 0.51(0.0427 + 0.6384L2/3)w ows=0.0218 + 0.3256L2/3s=0.153IL h丿wo2=0.153(1.12 x 0.0238 丿、2=215.3L2s=h + h 二 0.00438V 2 + 0.3256 L2/3 + 0.0218 c ess0.5 (0.5 + 0.0427) = (0.00438 V2 + 0.32563 + 0.0218 ) + 0.050 + 0.6384 5 + 215.3 L sssb）V2 = 46.34-220.1L2/3 -49155.3L2sss表5-20式（b）中的VsLs关系数据算出对应的V值列于表5-20。s在操作范围内，任取几个L值，依式（b）sL ,m3/s0.0009550.0010.0050.010.0150.0181sV ,m3/s6.6456.6406.2195.5864.6793.881S依据表中数据在图5-69中作出液泛线。(三)液相负荷上限线H A0.5x 0.181L = t= 0.0181m3/s(c)s,maxt5依式（c）在图5-69中作出液相负荷上限线。四）漏液线（气相负荷下限线）h = h + h = 0.0427 + 0.6384L2/3L w ws漏液点气速u= 4.4 x 0.： 0.0056 + 0.13(0.0427 + 0.6384L2/3) - 0.0027 x 821.9/1.462omsV = A u ，整理得： s,minmd）V 2= 18.419L2/3 +1.875s,mins在操作范围内，任取几个L值，依式（d）算出对应的V值列于表5-21。ss表5-21式(d)中的VsLs关系数据L ,m3/s0.0009550.0010.0050.010.0150.0181sV ,m3/ss12.0542.0592.4132.7292.9953.144依据表中数据在图 5-69 中作出漏液线。(五) 液相负荷下限线取平堰堰上液层高度h = 0.006m, E u 1.0。owhow(3600L=0.00284E s，minI Lw(3600L卩3=0.00284 xl I 1.12=0.006L= 9.55 x 10-4m3/s(e)s,min依式(e)在图5-69中作出液相负荷下限线。(六) 操作线与操作弹性 操作气液比 V /L = 3.476 / 0.00439 = 791.8(f)ss过(0, 0)和(0.00439, 3.476)两点,在图 5-69 中作出操作线。00.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.0160.0180.02Ls,m3/s1564 32精馏段塔板负荷性能图从该图中可以看出，设计点P处于正常工作区域。操作线的上端首先与雾沫夹带线相交，因此其上 限应由雾沫夹带线(而不是气相负荷上限线)所控制，操作线的下端与漏液线相交，本设计中塔的操作 弹性为：V 4.2操作弹性=v = 22 = 2.0,提馏段的工艺计算过程与精馏段相同。s，min八、精馏塔的设计计算结果汇总一览表计算结果精馏段提馏段平均流量溢 流 装 置平均压强平均温度气相液相实际塔板数板间距塔段的有效高度塔径空塔气速塔板液流型式溢流管型式堰长堰高溢流堰宽度底隙高度板上清液层高度孔径孔间距孔数开孔面积筛孔气速塔板压降液体在降液管中的停留时间降液管内清液层高度雾沫夹带负荷上限负荷下限气相最大负荷气相最小负荷操作弹性1 mtmmVs-LsNphtZLwhwWdhb绻dhfHdeVV.s,maxVsm：ns,mmkPaCm3/sm3/s块m/smmmm个m2m/skPakg液/kg气m3/sm3/s108.1841.7950.0021330.53.51.60.893单流型弓形1.120.0500.2240.0240.0601567110.13213.600.7042.460.1440.00725液泛控制漏液控制3.400.804.25115.45109.91.8020.00867130.56.01.60.897单流型弓形1.120.0330.2240.0980.0601477040.15111.930.6810.330.1440.00725液泛控制漏液控制3.400.804.25九、精馏塔的附属设备的计算（一）进料管尺寸的确定查30C下乙醇和水的密度分别为787kg / m3和995.7kg / m3。10.250.75+787VSFFMFPF995.7 7广 933.79kg/m3二 149.66 x MM 二 0.000946m3/s933.79 x 3600, 戸|0.000946初选u=2皿则d计J 品 N二0.0245m故选用GB8163-88, 36x5mm的冷拔无缝钢管。4 x 0.000946=1.78m/s3.14 x 0.0262（二）釜残液出料管的尺寸计算实际流速Uf查99.9C下乙醇和水的密度分别为715.5kg / m3和957.5kg / m3。0.001 + 0999 n P 二 957.18kg/m3957.5 w&-715.5VSWWM二WPW二二 0.0209m3/s初选u=1.5m/s,则d 八 丄sw计 0.0209 0.785u 0.785 x 1.5 - 0.133m故选用 GB1529-79， 138x 2mm黄铜管。4x0.133实际流速u = 1.48m/sW3.14x0.1342（三）回流管的尺寸计算LM413.80x31.41V = lm = 0.00439m3/sSLp821.9 x 3600LM初选 u=1.5m/s,则 d -计丄一 :二 0.061mY0.785u 0.785 x 1.5故选用GB8163-87，68 x 3mm的热轧无缝钢管。实际流速u =:豐：；=L45m/sL 3.14x0.0622（四）塔顶蒸汽出料管初选u=20m/s,则d计3.476_ Y 0.785u _ 0.785 x 20 - 0.470m故选用GB1529-79, 0 500x 14mm的拉制黄铜管钢管。4x 3.476实际流速u = 19.85m/sS 3.14x 0.4722（五）冷凝器的选择有机物蒸汽的冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500Kcal/m2 -hC,本设计中K=700 Kcal/m2 - h - C出料液温度：78.2C （饱和气）78.2C （饱和液） 冷却水温度：30C k 45C逆流操作：At = 48.2 C, At = 33.2 C1 21At = At1 + At2 = 40.7 Cm2传热面积：a=2KAtm6182 x 103700 x 40.7二 217m2设备型号：管壳式换热器公称直径为 900 mm ,换热面积为 249.2 m 2（六）再沸器的选择选用120C饱和蒸汽加热，传热系数取K =700 W - m-2 - K-1120C料液温度：99.9C 100C，热流体温度：120C逆流操作：At 二 20 C, At 二 20.1 C12At = At1 + At2 = 20.05 Cm2因为饱和液体进料，故V二V-（1 -q）F = V。在满足恒摩尔流假设并忽略塔的热损失的前提下，再沸 器的热负荷与塔顶全凝器应相同。实际上，塔顶和塔底的摩尔气化潜热并不完全一致，且存在塔的热损失 （一般情况下约为提供总热量的510%）,塔底再沸器的热负荷一般都大于塔顶冷凝器。再沸器虽属于两侧 都有 相变的恒 温差换热设备 ，但因塔 釜液在再沸器 中的流动 比蒸发器内的 浓缩液要 复杂得多， Q二13293 x 103W，热负荷较大，故选用外置式再沸器。