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2025-07-10 18:11本頁面
【正文】 根據(jù)上面表中的數(shù)據(jù)繪制乙醇水的txy相圖，如下：圖2 乙醇水相圖有圖可知：84℃, 79℃, 100℃精餾段平均溫度：=（+）/2=（84+79）/2=℃提餾段平均溫度：=（+）/2=(84+100)/2=92℃ 全塔物料衡算查閱相關文獻，整理有關物性參數(shù)表4 乙醇水物性參數(shù)項目數(shù)值天處理原料能力F=30t/天質(zhì)量分數(shù)ωF=ωD=ωW=分子量M乙醇=M水=、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)F：進料量（kmol/h） ：原料組成（摩爾分數(shù)。K) = kJ/(kmolK)溫度下：=(kmolK) =+() = kJ/(kmolK) = kJ/(kmolK)== kJ/h（3）塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以== kJ/h（4）冷凝器消耗的焓== kJ/h（5）進料口的焓溫度下：=(kmolK)； =+ () =所以 ==(kmolK)（7）再沸器塔釜熱損失為10%，則η=設再沸器損失能量 ， 加熱器的實際熱負荷 =++ =精餾段： 精餾段操作線方程： 提餾段： 提餾段操作線方程： (112) 理論板數(shù)及加料板位置精餾段：由平衡線方程的：與聯(lián)立已知y1=xD=x1=依次類推，可得：x1 y1 x2 y2 x3 y3 x4 y4 x5 y5 x6 y6 由于x3=xF=x4=xq=所以在第3和第4塊塔板之間進料。 填料高度計算由于采用的是25mm鋼制拉西環(huán)，所以壓力降取ΔP=,等板高度HEPT=。s）溫度℃20406080100乙醇全塔的平均溫度：=89℃乙醇： 乙醇= mPas因為所以，mPas mPas全塔效率=實際塔板數(shù)：=36塊（不含塔釜）第三部分塔板結構設計 精餾段的氣液體積流量由圖2乙醇水相圖可知，td=78℃(塔頂?shù)谝粔K板) tf=80℃(加料版) tw=100℃ (塔底) xF=, xD==， yD=,由公式 可得MVF= ，MVF=精餾段的平均溫度： 提餾段的平均溫度： 表8 精餾段溶液參數(shù)項目參數(shù)位置進料板塔頂?shù)谝粔K板摩爾分數(shù)xF=xD=yF=yD=摩爾質(zhì)量kg/molMF=MD=MVF=MVD=溫度/℃8078液相平均摩爾質(zhì)量：液相平均溫度：表9乙醇和水的密度溫度（℃）2030405060708090100110乙醇的密度（kg/m3)795785777765755746735730716703水的密度（kg/m3)951在平均溫度為時用內(nèi)插法求得：水的密度 乙醇的密度液相平均密度為精餾段的液相負荷 由 所以： （114）其中，平均質(zhì)量分數(shù)則： 所以 精餾段塔頂壓強 若取單板壓降為， 則：進料板壓強： 氣相平均壓強： 氣相平均摩爾質(zhì)量：氣相平均密度： 氣相負荷： 表10精餾段的負荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol平均密度kg/m3800體積流量m3/h 提餾段的氣液體積流量由圖2乙醇水相圖可知，td=℃(塔頂?shù)谝粔K板) tf=℃(加料版) tw=℃ (塔底) xF=, xW==， yW=,由公式（16）可得MVF= ，MVF=表11提餾段溶液參數(shù)位置進料板塔釜摩爾分數(shù)xF=xW=yF=yW=摩爾質(zhì)量kg/molMF=MW=MVF=MVW=溫度/℃采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的氣液相負荷表12精餾段的負荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol平均密度kg/m3體積流量m3/h 塔徑計算 塔徑初步估算圖3 填料塔泛點氣速及氣體壓力降計算用關聯(lián)圖根據(jù)流量公式可計算塔徑，即 (1)精餾段=由圖查得縱坐標為 已知填料因子精餾段平均溫度： ===79℃ ,水的密度 s泛點速率經(jīng)驗值，取空塔氣速為50%，則u==圓整后：全塔塔徑為650mm第四部分換熱器 換熱器的初步選型熱負荷QC = (R+1)D(IVD ILD)= (R+1)DMDrD = 105 kcal/h。取導熱油進口溫度為260℃，出口溫度為250℃， 則換熱平均溫差Dtm =℃，取換熱系數(shù)K = 500 w /m2℃；
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