乙醇水溶液連續(xù)精餾塔化工課程

1、Good is good, but better carries it.精益求精，善益求善。乙醇水溶液連續(xù)精餾塔化工課程武漢工程大學(xué)第一章 設(shè)計(jì)概述1.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常見(jiàn)的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)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(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.

2、2塔設(shè)備的分類(lèi)塔設(shè)備經(jīng)過(guò)長(zhǎng)期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，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(duì)塔設(shè)備進(jìn)行分類(lèi)，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)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(dòng)過(guò)程中形成相界面的塔，長(zhǎng)期以來(lái)，人們最長(zhǎng)用的分類(lèi)按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類(lèi)。1.3板式塔板式塔是分級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類(lèi)繁多，根據(jù)目前國(guó)內(nèi)外的現(xiàn)狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長(zhǎng)期以來(lái)，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一

3、下優(yōu)點(diǎn)：（1）.操作彈性大（2）.無(wú)泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)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(xiàn)的板式塔，20世紀(jì)50年代起對(duì)篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計(jì)方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點(diǎn)：（1）.生產(chǎn)能力大（提高2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.壓力降低（降低3050），而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤(pán)造價(jià)減少40左右，安裝維修都比較容易1。1.3.3浮閥塔 20世紀(jì)50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過(guò)程。浮閥式之所

4、以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點(diǎn)：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點(diǎn)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，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點(diǎn)是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降，閥片除腿部相應(yīng)加長(zhǎng)外，其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無(wú)異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。第二章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明2.1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為10.8t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減

5、少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。2.2 操作流程乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)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(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，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

6、相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過(guò)程。流程示意圖如下圖圖1：精餾裝置流程示意圖第三章 塔的工藝計(jì)算3.1查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)（1）水和乙醇的物理性質(zhì)表31：水和乙醇的物理性質(zhì)名稱(chēng)分子式相對(duì)分子質(zhì)量密度20沸 點(diǎn)101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導(dǎo)熱系數(shù)(20)/(m.)表面張力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8（2）常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見(jiàn)表32表32 乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.004

7、0.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.497

8、8.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：183.1.1進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 3.1.2平均摩爾質(zhì)量 M=0.13846+（1-0.138）18=21.86 kg/kmolM= 0.8246+ (1-0.82) 18=40.96kg/kmolM=0.0246+（1-0.02）18=18.56kg/kmol3.2全塔物料衡算 總物料衡算 D+W=F+S （1） 易揮發(fā)組分物料衡算 F = D + WW （2）恒摩爾流假設(shè) S=V=(R+1)D

9、(3）通過(guò) 由RMIN專(zhuān)用計(jì)算程序知 Rmin=1.082 由工藝條件決定R=1.85Rmin=1.081.85=2F=10.810/21.86=494.1kmol/h聯(lián)立上式（1）、（2）、(3)得：S=203.4kmol/h W=629.7kmol/h D=67.8kmol/h3.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的求取根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，作圖 圖2：乙醇水氣液平衡圖由圖可知總理論板數(shù)為15，第十三塊板為進(jìn)料板，精餾段理論板數(shù)為12，提留段理論板數(shù)為3（包括蒸餾釜）3.3.2全塔效率的估算用奧康奈爾法()對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) (

10、加料板) (塔底)由相平衡方程式可得因此可以求得：全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：（1） 精餾段：（2） 提餾段：全塔的平均溫度：（1） 精餾段：（2） 提餾段：在81.7時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的X=0.297，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在91.1時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)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，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因?yàn)樗?，平均黏度：?） 精餾段：（2） 提餾段：用奧康奈爾法()計(jì)算全塔效率：（1） 精餾段

11、：（2） 提餾段：3.3.3實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)（1） 精餾段：，取整22塊，考慮安全系數(shù)加一塊為23塊。（2） 提餾段：，取整8塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為9塊。故進(jìn)料板為第24塊，實(shí)際總板數(shù)為31塊。第四章 精餾塔主題尺寸的計(jì)算4.1 精餾段與提餾段的汽液體積流量4.1.1 精餾段的汽液體積流量 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見(jiàn)下頁(yè))，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質(zhì)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=81.7表3 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)摩爾分?jǐn)?shù)xf=0.138y1=xD=0.82

12、yf=0.485x1=0.798摩爾質(zhì)量/Mlf=21.86MLf=40.34Mvf=31.58Mvl=40.96溫度/84.978.4在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)x'lm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，lm =814.2精餾段的液相負(fù)荷L=RD=2×67.8=135.6Kmol/h Ln=LM/lm=135.6×31.1/814.2=5.18由 所以 精餾段塔頂壓強(qiáng) 若取單板壓降為0.7, 則進(jìn)料板壓強(qiáng) 氣相平均壓強(qiáng) 氣相平均摩爾質(zhì)量 氣相平均密度 汽相負(fù)荷 V=（R+1)D=67.8×3=203.4精餾段的負(fù)荷列于表4。

13、表4 精餾段的汽液相負(fù)荷名稱(chēng)汽相液相平均摩爾質(zhì)量/36.2731.1平均密度/1.493814.2體積流量/4941.3(1.373)5.18(0.00144)4.1.2 提餾段的汽液體積流量整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表6。表5 提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)xw'=0.025xf'=0.29yw'=0.234yf'=0.706摩爾分?jǐn)?shù)Xw=0.01Xf=0.138Yw=0.107Yf=0.485摩爾質(zhì)量/Mlv =18.28MLf=21.86Mlv=21.0Mvf=31.58溫度/97.284

14、.9表6 提餾段的汽液相負(fù)荷名稱(chēng)液相汽相平均摩爾質(zhì)量/20.0726.29平均密度/918.51.079體積流量/13.76(0.00382)4955.9(1.377)4.2 塔徑的計(jì)算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的?jì)算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：汽塔的平均液相流量：Ls=汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：功能參數(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.074，由于，需先求平均表面張力：1乙醇 2水 塔頂: 進(jìn)料板：

15、=17.7mN/m =61.0mN/m 塔底： =17.0mN/m =59.0mN/m 精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 全塔液相平均表面張力 C=0.074×()0.2=0.0878 =0.0878× u=0.7×2.277=1.594m/s =1.05m根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為D=1000mm此時(shí)，精餾段的上升蒸汽速度為： Uj=提餾段的上升蒸汽速度為： Ui=安全系數(shù)：=0.770 =0.769和均在0.6-0.8之間，符合要求。4.3 塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： -塔頂空間（不包括頭蓋部分） -板間距 N-實(shí)際板數(shù) S-人孔數(shù) -進(jìn)料板

16、出板間距 -塔底空間（不包括底蓋部分）已知實(shí)際塔板數(shù)為N=31塊，板間距由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：4.4. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度，查得 堰長(zhǎng)弓形溢流管寬度弓形降液管面積降液管面積與塔截面積之比 堰長(zhǎng)與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 符合要求4.5 弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液

17、層深度，一般不宜超過(guò)60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Francis公式計(jì)算=E-液體的收縮系數(shù)-液相的體積流量-堰長(zhǎng)精餾段 =由 查手冊(cè)知 E=1.04 則=0.00113×1.04=0.0118m=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm即=0.0482-0.015=0.0332同理，對(duì)提餾段 =由 查手冊(cè)得 E=1.074=0.0218×1.074=0.0234m=0.06-0.0234=0.366m=0.0366-0.015=0.016m4.6.開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 已知=0.12m進(jìn)取無(wú)效邊緣區(qū)寬度 =0.05m

18、 破沫區(qū)寬度 =0.075m閥孔總面積可由下式計(jì)算x=r=所以 4.7 篩板的篩孔和開(kāi)孔率因乙醇-水組分無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，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(shù)目 開(kāi)孔率 （在5-15%范圍內(nèi)）氣體通過(guò)篩孔的氣速為 則 精餾段 提餾段 第五章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.1 氣體通過(guò)塔板的壓力降m液柱氣體通過(guò)塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過(guò)每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱氣體通過(guò)篩板的干板壓降，m液柱氣體通過(guò)板上液層的阻力，m液柱克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力干板壓降 =篩孔氣速，m/s孔流系數(shù)分別為氣液相密度，Kg/m3根據(jù)d

19、2/=5/3=1.67 查干篩孔的流量系數(shù)圖C0 =0.78精餾段 液柱提餾段 液柱5.1.2 板上充氣液層阻力板上液層阻力用下面的公式計(jì)算： 板上清液層高度，m反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱(chēng)為充氣因數(shù)降液管橫截面積=0.0534m3, 塔橫截面積=精餾段 動(dòng)能因子 查充氣系數(shù)與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得 =0.55 則 hl=hL=0.55×0.06=0.033m提餾段 動(dòng)能因子 Fa= 查充氣系數(shù)與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得 =0.58 則 hl=0.58×0.06=0.03485.1.3 由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻力 精餾段 提餾段 綜上，故 精餾段 hp=0.134+0.0

20、33+0.00411=0.170m液柱 壓降 =814.2×9.81×0.170=1.4KPa 提餾段 =918.2×9.81×0.126=1.1KPa5.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)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(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常的操作效果，Kg液/Kg氣公式 精餾段 提餾段故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過(guò)量液沫夾帶。5.4 漏液 漏液驗(yàn)算K=>1.5-2.0u0 篩孔氣速 uow漏液點(diǎn)氣速精餾段實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 提餾段穩(wěn)定

21、系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。5.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從的關(guān)系 乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取精餾段 又板上不設(shè)進(jìn)口堰h(yuǎn)d=0.153（u0')2=0.153×0.06672=0.00068m液柱 Hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m液柱=0.269 提餾段hd=0.153（u0')2=0.153×（0.272）2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m液柱=0.262。 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象第六章 塔板負(fù)荷性能圖 6.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖 6.1.1漏液線=0.785

22、×0.0052×2378×7.73=0.361m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無(wú)關(guān)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(guān)系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0482 how=2.84/1000×1.04×(3600LS/0.792)2/3=0.928LS2/3則hf=0.121+2.32 LS2/3 HT-hf=0.4-0.121+2.32LS2/3=0.279-2.32 LS2/3 解得VS=1.595-13.27LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060

23、.008Vs/(m3/s)1.3851.2611.1581.065可作出液沫夾帶線26.1.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由=EE=1.04,則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.6.1.4液相負(fù)荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。6.1.5液泛線令 ， 聯(lián)立得 整理得： 0.071=0.194-328.5-1.433列表計(jì)算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.4661.3781.2771.155由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根

24、據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下：精餾A）在負(fù)荷性能圖A上，作出操作點(diǎn)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/s Vs，min= 0.5m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min=2.926.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖6.2.1漏液線=0.785×0.0052×2378×9.16=0.427m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無(wú)關(guān)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(guān)系如下： hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0

25、366 how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3則hf=0.0915+2.395 LS2/3 HT-hf=0.4-0.0915-2.395LS2/3=0.309-2.395 LS2/3 解得VS=1.768-13.70LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.5511.4231.3161.221可作出液沫夾帶線26.2.3液相負(fù)荷下限線=E=1.074據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下線3。6.2.4液相負(fù)荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與

26、氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。6.2.5液泛線 0.0452=0.204-776.2-1.513列表計(jì)算如下Ls/(m3/s)0.0010.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.0401.8421.671.4411.116由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下：B:在負(fù)荷性能圖B上，作出操作點(diǎn)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/s Vs，min= 0.427m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min= 3.40第7章 各接管尺寸的確定及選型7

27、.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型料液質(zhì)量流體：進(jìn)料溫度tf=84.9，在此溫度下乙醇=732.5Kg/m3 水=968Kg/m3則 Kg/m3則其體積流量：取館內(nèi)流速：則進(jìn)料管管徑：則可選擇進(jìn)料管熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.874m/s7.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型釜液質(zhì)量流率：出料溫度tw=97.2，在此溫度下乙醇=719Kg/m3 水=960Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度ul=0.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇釜液出口管熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.279m/s7.3回流管尺寸的計(jì)算及選型回流液質(zhì)量流率：回流溫度td=78.4，在此溫度下乙醇=734Kg/m

28、3 水=974Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇回流管熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速0.441m/s7.4塔頂蒸汽出口徑及選型Kg/m3塔頂上升蒸汽的體積流量：取適當(dāng)流速 u=16m/sd=所選規(guī)格為：承插式鑄鐵管，此時(shí)管內(nèi)流速14.25m/s7.5水蒸汽進(jìn)口管口徑及選型進(jìn)入塔的水蒸氣體積流量Kg/m3取適當(dāng)流速 u=20m/sd=則可選擇水蒸氣進(jìn)口管承插式鑄鐵管，此時(shí)管內(nèi)流速16.41m/s第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備8.1冷凝器 （1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵

29、之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 塔頂全凝器的熱負(fù)荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgt=78.4時(shí)查表得r=1100.2KJ/Kg則 Q=qm1r1 =（2+1）× 67.8×40.96×1100.2/3600=2546KJ/s取水為冷凝器介質(zhì)其進(jìn)出冷凝器的溫度為20和30 平均溫度25 下水的比熱 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700W·m-2/所以，傳熱面積： A= =53.2 A=68.48.2預(yù)熱器以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：其中tfm =(84.9+35)/2=60.0（設(shè)原