XX学院

　XXof Technology （20XX）届制药工程专业课程设计任务书

　 题目：

　乙醇——水混合液精馏塔设计

　学院：化工与材料工程学院

　专业：

　制药

　 学号：

　姓名：

　 指导教师：

　教研室主任（负责人）：

　2016 年X月 X 日

　化工原理课程设计 乙醇——水混合液精馏塔设计 制药工程　

　摘

　要

　本设计是以乙醇――水混合液为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离乙醇和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇－－水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。

　关键词：乙醇-水精馏

　筛板塔

　连续精馏

　塔板设计

　目

　录

　前

　言 1 第１章

　设计任务书 2 第2章

　设计方案的确定及流程说明 3 第2.1节

　设计方案的确定 3 第2.2节

　设计流程 5 第3章

　精馏塔的工艺设计 6 第3.1节　精馏塔的物料衡算 6 第3.2节　理论板的计算 7 第3.3节　平均参数的计算 11 第3.4节　塔径的初步设计 15 第3.5节　塔高的计算 17 第４章 塔板结构设计 19 第4.1节 溢流装置计算 19 第4.2节

　塔板及筛板设计 20 第4.3节

　塔板流体力学验算 21 第5章 塔板负荷性能图 24 第5.1节 雾沫夹带线 24 第5.2节

　液泛线 24 第5.3节

　液相负荷上限线 25 第5.4节

　漏液线 25 第5.5节

　液相负荷下限线 26 第5.6节

　塔板负荷性能图 26 第6章 附属设备设计 27 第6．1节 冷凝器 27 第6.2节 再沸器 28 第7章 设计结果汇总 30 第7.1节

　各主要流股物性汇总 30 第7.2节

　筛板塔设计参数汇总 30

　参考文献 32 附录 33

　前

　言

　1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。

　1.2精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

　 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流

　动。

　 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

　 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

　 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

　 五：结构简单，造价低，安装检修方便。

　 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

　第１章

　设计任务书

　1.设计题目：

　乙醇——水混合液精馏塔设计 2.设计任务及条件 2.1 生产能力：年处理量3万吨乙醇.。

　2.2 进精馏塔料液含乙醇 34%(质量分数)。

　2.3 料液初温：45℃

　2.4 塔顶产品乙醇含量93%(质量分数)。

　 2.5 残液中乙醇含量不得高于 0.5%(质量分数)。

　 2.6 每年实际生产天数：300天（24小时，一年中有两个月检修） 2.7 设备型式：筛板塔 2.8 操作条件：

　 精馏塔顶压力 4kPa(表压) 进料状况 泡点进料 回流比 R/Rmin = 2.0 单板压降 0.7kPa 加热蒸汽压力 101.325kPa(表压) 2.9 厂址：廊坊地区

　3.设计内容及要求

　3.1 设计方案的确定及流程说明

　3.2 精馏塔的工艺计算(包括物料衡算、理论塔板数、回流比、总板效率、平均参 数、塔高、塔径设计等)

　3.3 塔板结构设计及流体力学验算

　3.4 塔板负荷性能图的绘制

　3.5 附属设备的设计(包括产品冷却器和接管选型)

　3.6 设计结果汇总(包括主要设备尺寸及衡算结果等)

　3.7 附图：图解理论板，塔板负荷性能图，生产工艺流程图(2号图)。

　 第2章

　设计方案的确定及流程说明

　第2.1节

　设计方案的确定

　2.1.1 塔的类型选择 本设计任务为分离乙醇—水混合物。对二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，操作 弹性大，且造价低，检修、清洗方便，因而在工业上应用较为广泛。

　因考虑到设计、制造及生产技术的成熟稳定性，所以决定采用板式塔进行精馏操作。

　2.1.2 塔板类型的选择

　板式塔的类型有许多，例如泡罩塔、浮阀塔、筛板塔，筛板塔结构简单，造价低廉，板效率高。所以使用筛板塔。

　 2.1.3 塔压确定

　工业精馏可在常压、加压或减压下进行。确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。

　 一般来说，常压精馏最为简单经济，可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益。若无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压精馏可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝和冷却费用。在相同的塔径下，适当提高塔的操作压力还可以提高塔的处理能力。减压精馏可以防止某些易分解组分在精馏过程之中受热分解。

　 乙醇——水混合液在操作温度下非常稳定，在综合平衡操作可行性及设备、操作费用各因素之后，确定采用塔顶压力为(101.325+4)kPa 进行操作。

　 2.1.4 加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加热。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加热，进料受到泵的影响，流量不太稳定，流速液忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便，而且泵还具有以下优点：满足工艺上对流量和能量的要求；结构简单，投资费用低；运行可靠，效率高，日常维护费用低；能适用被输送流体的特性，如腐蚀性、粘性、可燃性等。因此，从实际考虑，使用泵直接加料更为合理，而本设计采用的就是泵直接加料。

　2.1.5 进料热状况的选择 工业上均采用接近泡点的液体进料或泡点进料，这样可以保证进料温度不受季 节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较容易控制。因此本设计采用泡点进料。

　 2.1.6 塔釜加热方式的确定

　蒸馏塔塔釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。但本设计案例具有其特殊性，塔底产物接近于纯水，而且在实际生产中直接蒸汽加热有更高的热效率。结合设计任务要求，确定其塔釜加热方式为蒸汽直接加热。

　 2.1.7 塔顶冷凝方式

　泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。

　 2.1.8 塔板溢流形式

　U 形流的液体流径比较长，可以提高板效率，其板面利用率也高，但是液面落差大，只适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流的液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于 2.2m 的塔中被广泛使用。双溢流的优点是液体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低，一般用于直径大于 2m 的塔中。阶梯式双溢流的塔板结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合。通过对本例中的液体流量、塔径等进行初步估计，确定选用单溢流塔板。

　 2.1.9 塔径的选取

　板式塔的塔径依据流量公式计算，在设计时，一般依据严重液沫夹带时的极限空塔气速来决定。在估算出塔径后，还应按塔径系列标准进行圆整，并进行流体力学验算。精馏段和提馏段的汽液负荷及物性是不同的，故设计时两段的塔径应该分别计算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径；若二者相差较大，应采用变径塔。

　 2.1.10 适宜回流比的选取

　适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。

　 确定回流比的方法为：先求出最小回流比 Rmin，根据经验取实际操作回流比为最小回流比的 1.2--2.0倍。乙醇——水混合物系属易分离物系，最小回流比较小，结合此设计任务要求，操作回流比取最小回流比的2.0倍。

　第2.2节

　设计流程

　首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。

　本设计乙醇——水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐。

　 第3章

　精馏塔的工艺设计

　第3.1节　精馏塔的物料衡算

　3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 F 原料液流量（kmol/s） xF 原料液组成（摩尔分数） D 塔顶产品流量（kmol/s） xD 塔顶组成（摩尔分数） W 塔底残液流量（kmol/s） xW 塔底组成（摩尔分数） V0 加热蒸汽量（kmol/s） M乙醇= 46.07 kg/kmol M水= 18.02 kg/kmol

　原料液组成xF

　塔顶组成xD

　塔底组成xW

　3.1.2 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量

　3.1.3　全塔物料衡算

　全塔物料衡算

　轻组分乙醇物料衡算 所以将总物料衡算与乙醇物料衡算联立并带入数据

　解得

　第3.2节　理论板的计算

　3.2.1　最小回流比的计算 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 1.0 0.9 0.8 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.9 0.8 1.0 0.5082 0.1677 根据1.01325×105Pa下乙醇——水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。已知乙醇——水为非理想物系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，对应的回流比为最小的回流比。最小回流比的求法是由点（0.8386，0.8386）向平衡线的下凹部分作切线，该线与q 线的交点坐标为( )。

　，， 图1 最小回流比计算图

　故最小回流比为

　 操作回流比为

　精馏段操作线方程为：

　 精馏段操作线过（）提馏段操作线过（），线方程为：

　精馏段操作线方程，提馏段操作线方程和线方程交于同一点，所以联立精馏段操作线方程和线方程解出交点为（0.1677,0.3959），又有提馏段操作线过（0.0020,0.0020），即

　解得

　 解得提馏段操作线方程为：

　 3.2.2　理论板数的计算 已知精馏段操作线方程为

　 以此类推：

　提馏段操作线方程

　 以此类推：

　理论塔板数为9块，其中第3块为进料板，精馏段的理论塔板数为3块。提馏段的理论塔板数为6块。

　3.2.3　塔板效率的计算 （1）各段温度计算

　利用附表中数据由内差法可求得

　 ℃

　 ℃

　 ℃

　精馏段平均温度:℃

　 提馏段平均温度:

　（2）各组分的计算 精馏段：℃ 液相组成 ：

　 得

　 气相组成：

　得

　 所以

　提馏段: ℃ 液相组成 ：

　 得

　 气相组成：

　得

　所以

　 （3）相对挥发度 精馏段挥发度：由相平衡方程

　 则

　解得

　精馏段挥发度：由相平衡方程

　 解得

　 则全塔平均相对挥发度：

　（4）液体平均粘度计算 对于多组分系统可按下式计算，即

　——液相任意组分的黏度，； ——液相中任意组分的摩尔分数。

　①塔顶物系粘度：

　℃ ：

　解得 =0.4421 ：

　解得 =0.3651

　②进料板物系粘度：

　℃ ：

　解得 =0.4686 ：

　解得 =0.3407

　塔釜物系粘度：

　：

　解得

　：

　解得

　 所以

　 3.2.3　塔板效率的计算 塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔方法目前被认为是较好的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总板效率对液相黏度与相对挥发度的乘积进行关联，表达式如下：

　 所以全塔效率 3.2.4　实际板数的计算 实际板数：

　 精馏段实际板数:

　提馏段实际板数:

　第3.3节　平均参数的计算

　3.3.1　操作压力的计算 塔顶压强：

　 取每层塔板压降 进料板压强：

　 塔釜压强：

　精馏段平均操作压强：

　提馏段平均操作压强：

　3.3.2　气液两相平均密度的计算 （1）各液相平均密度的计算 利用附录4中不同温度下乙醇和水的密度，由各进、出料口液相组成求取个液相平均密度。

　由 计算

　，单位

　①塔顶物系密度：

　℃ ：

　解得 = ：

　解得 =972.819 质量分率：α乙醇=

　 α水=1-α乙醇=1-0.9300=0.0700 所以即 ②进料板物系密度：

　℃ ：

　解得 =733.030 ：

　解得 =969.231 质量分率：α乙醇=

　 α水=1-α乙醇=1-0.3400=0.6600 所以即 ③塔釜物系密度：

　：

　解得

　：

　解得

　质量分率：

　 所以即

　则精馏段的液相平均密度：

　提馏段的液相平均密度：

　（2）各气相平均密度的计算

　 由

　计算 精馏段的气相平均密度：

　提馏段的气相平均密度：

　3.3.3　液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即

　（1）塔顶液相平均表面张力的计算

　 由℃，通过查表4并计算：

　：

　= ：

　=

　（2）进料板液相平均表面张力的计算

　 由℃，通过查表4并计算：

　：

　= ：

　 =

　（3）塔底液相平均表面张力的计算

　 由，通过查表4并计算：

　：

　 ：

　 所以精馏段液相平均表面张力为：

　 提馏段液相平均表面张力为：

　3.3.4　气液两相平均体积流率的计算

　在前面的计算中已经得出：最小回流比为：

　操作回流比为：

　（1）精馏段 摩尔流率

　质量流率

　体积流率

　（2）提馏段

　摩尔流率

　质量流率

　体积流率

　 第3.4节　塔径的初步设计

　3.4.1　精馏段塔径的计算 由

　 其中

　 其中的 需从史密斯关系图中查出。

　横坐标为：

　取板间距，板上液层高度，则

　查图2 史密斯关系图得：

　 所以

　取安全系数为0.6，则空塔气速为

　 按标准塔径圆整后为

　塔截面积为

　 则空塔气速为

　图2

　史密斯关联图

　3.4.2　提馏段塔径的计算 由

　 其中

　 其中的 需从史密斯关系图中查出。

　横坐标为：

　取板间距，板上液层高度，则

　查图2 史密斯关系图得：

　 所以

　 取安全系数为0.6，则空塔气速为

　 按标准塔径圆整后为

　塔截面积为

　 则空塔气速为

　由于精馏段与提馏段塔径相差不大，故精馏塔径取为

　第3.5节　塔高的计算 3.5.1 塔的有效高度 精馏段有效高度

　提馏段有效高度

　全塔有效高度

　3.5.2 塔高计算 塔高=

　第４章 塔板结构设计

　第4.1节 溢流装置计算

　因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液管。各项计算如下。

　4.1.1堰长的计算

　 4.1.2溢流堰高度的计算

　由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算

　 其中近似取

　 对于精馏段有

　 取板上清液高度，则

　对于提馏段有

　则

　4.1.3弓形降液管宽度和截面积的计算

　由

　 查弓形降液管的参数

　得

　 所以

　 验算液体在降液管中停留的时间，即

　 精馏段

　提馏段

　故降液管设计合理。

　4.1.4 降液管底隙高度 对于精馏段取降液管底隙流速

　 对于提馏段取降液管底隙流速

　 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度

　第4.2节

　塔板及筛板设计

　4.2.1　塔板的结构尺寸 （1）塔板的分布：因

　选用分块式塔板

　（2）边缘区宽度确定：取破沫区宽度,无效区宽度 （3）鼓泡区面积的计算

　 鼓泡区面积按下式计算

　 其中

　 所以

　4.2.2　筛孔

　 取筛孔孔径d d=5mm 筛孔厚度

　孔心距t

　 则塔板开孔率

　筛孔数n

　 第4.3节

　塔板流体力学验算

　4.3.1　气相通过筛板塔板的压降 可以根据式，来计算。

　①干板压降的计算

　其中

　所以 ②板上液层压降计算公式为：

　 ③液体表面张力所引起的压降由下式计算：

　 （液柱） 因此

　 （液柱） 每层板的

　 4.3.2　液泛 为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度。此处取。。

　液泛计算 ①单层气体通过塔板压降为：

　②液体通过降液管的压头损失为：

　 ③板上液层高度 则

　已知，

　有 显然 ，因此精馏段满足条件，不会发生液泛。

　4.3.3　雾沫夹带

　 4.3.4　漏液的验算 筛板的稳定系数

　故在设计负荷下不会产生过量漏液

　第5章 塔板负荷性能图

　 第5.1节 雾沫夹带线

　依式

　式中

　代入得

　 第5.2节

　液泛线

　近似取

　 取 将联立可得

　第5.3节

　液相负荷上限线

　液体的最大流量应满足其再降液管内停留的时间不低于3-5s。

　以作为液体在降液管中的停留时间下限，则：

　 第5.4节

　漏液线

　由、代入漏液点气速式得

　将A0=0.05396m2代入上式整理，得

　据此可以做出与液体流量无关的漏液线，即气相负荷下限线。

　 第5.5节

　液相负荷下限线

　 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式：

　 解得

　 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。

　 第5.6节

　塔板负荷性能图

　根据上面求出的各段的符合性能曲线分别画出塔板负荷性能曲线图。

　第6章 附属设备设计 第6．1节 冷凝器 1．冷凝器的选择：强制循环式冷凝器

　 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。

　2．冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为83.94℃。原料温度为45℃。釜残液温度为99.28℃，拟定将釜液降至55排出。

　==1.157kg/s =kg/s ℃ 根据温度查相关表得

　 ℃） ℃） =0.00892*2.7025+（1-0.00892）4.1748=4.043KJ/（kg*℃）

　取传热系数K=℃ ℃

　取安全系数为1.1，则实际传热面积 冷凝器计算取水进口温度为25℃，水的出口温度为35℃，塔顶全凝器出来的有机液D=0.6237kg/s, 温度为78.3℃，降至35℃按 产品冷却前后的平均温度查表算比热容

　 所用水量 取总传热系数℃ ℃

　取安全系数为1.1则

　第6.2节 再沸器 采用饱和水蒸汽间接加热，逆流操作 焓I：

　 做全塔平衡式：

　 解得：=134066.25(kJ/h)

　压力=121.4kPa(表)时， 因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为：

　:加热蒸汽的冷凝潜热

　塔釜产品温度不变，为121.32℃，由液态转变为气态，蒸汽温度也不变，为130℃，由气态转变为液态

　 ℃

　 ℃

　 ℃ 选择

　取安全系数为0.8，则：

　 采用加热管的直径为：19×2mm 表6.1 塔釜再沸器规格 公称直径/mm 公称压力 管程数N 管子根数n 400 1 1 108 中心排管数 管程流通面积/ 计算换热面积/ 换热管长度/mm 9 0.0048 19.3 3000

　第7章 设计结果汇总

　第7.1节

　各主要流股物性汇总

　表1 各主要流股物性汇总

　 项目

　符号 单位 塔顶D 进料F 塔底W 温度

　℃ 78.27 83.94 99.28 压力(绝压)

　 101.325 111.125 106.225 液相组成

　＼ 0.8386 0.1677 0.0020 液相平均密度

　 749.618 875.53 925.35 液体平均粘度

　 0.4297 0.3621 0.2864 表面张力

　 24.622 54.287 58.850

　第7.2节

　筛板塔设计参数汇总

　表2 筛板塔设计参数汇总 项目 符号 单位 精馏段 提馏段 最小回流比 Rmin ＼ 0.9703 回流比 R ＼ 1.9406 各段平均压力 P

　106.225 108.675 各段平均温度 t ℃ 81.105 91.61 摩尔流率 气相 L kmol/h 70.48 253.839 液相 V kmol/h 106.79 106.79 质量流率 气相 Lm kg/h 1976.26 4858.48 液相 Vm kg/h 3714.16 2792.56 体积流率 气相 LS m3/s 0.00068 0.00147 液相 VS m3/s 0.8254 0.8252 液相平均组成 x ＼ 0.3571 0.0398 气相平均组成 y ＼ 0.5974 0.2898 液相平均密度

　 749.618 915.35 气相平均密度

　 1.25 0.94 液相平均分子量

　 27.96 19.15 气相平均分子量

　 34.75 26.21 液相表面张力

　 39.455 56.569 理论板数 NT ＼ 3 6 塔径 D m 0.9 板间距 HT m 0.45 0.45 塔板形式

　 单溢流弓形降液管 （分块式塔板） 空塔气速 u m/s 0.38 0.38 堰长 lW m 0.594 0.594 堰高 hWl m 0.006 0.006 筛孔数 n 个 2066 筛孔孔径 d0 mm 5 筛孔厚度 δ mm 2.5 开孔率 φ ＼ 7.40% 孔心距 t m 0.075 降液管内清液层高度 Hd m 0.1475 气相负荷上限 VSmax m3/s 2.294 3.062 气相负荷下限 VSmin m3/s 0.739 0.669 液相负荷上限 LSmax m3/s 0.005103 液相负荷下限 LSmin m3/s 0.0003657

　 参考文献

　[1]贾绍义，柴诚敬主编．化工传质与分离过程．北京：化学工业出版社，2009． [2]柴诚敬，张国亮主编．化工流体流动与传热．北京：化学工业出版社，2008． [3]贾绍义，柴诚敬主编．化工原理课程设计(化工传递与单元操作课程设计)．北京：化学工业出版社，2006． [4]刘光启，马连湘，邢志有主编．化工物性算图手册．北京：化学工业出版社，2002． [5]刘光启，马连湘，刘杰主编．化学化工物性数据手册(有机卷)．北京：化学工业出版社，2002． [6]刘光启，马连湘，刘杰主编．化学化工物性数据手册(无机卷)．北京：化学工业出版社，2002．

　附录 附录1 主要符号说明 符号 说明 单位 符号 说明 单位 C 乙醇

　 堰长

　W 水

　 溢流堰高度

　D 塔顶

　 堰上层高度

　F 进料板

　 弓形降液管高度

　W 塔釜

　 截面积

　L 液相

　 塔截面积

　V 气相

　θ 液体在降液管中停留时间 s M 摩尔质量

　h0 降液管底隙高度

　 最小回流比

　 边缘区高度

　N 实际塔板数

　 开孔区面积

　P 压强

　t 同一排孔中心距

　T 温度 ℃ ϕ 开孔率

　ρ 密度

　n 筛孔数目

　σ 表面张力

　 气体通过阀孔气速

　μ 粘度

　 干板阻力 液柱

　塔板间距

　h1 气体通过降液层阻力 液柱

　板上液层高度

　 气体通过表面张力阻力 液柱 u 空塔气速

　hp 气体通过每层塔板液柱高度

　D 直径

　 气体通过每层塔板的压降

　 附录2 乙醇——水系统的气液平衡数据表 沸点t/℃

　乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 液相x 气相y 液相x 气相y 99.9 0.004 0.053 82.0 27.30 56.44 99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78 99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22 99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70 99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28 99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29 98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71 97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69 95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93 91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26 87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83 85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91 83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40 82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41 附录3 不同温度下乙醇和水的粘度 温度

　水粘度

　乙醇粘度

　t/℃

　0

　1.7921

　1.773

　1.82

　1.70

　10

　1.3077

　1.466

　1.49

　 20

　1.0050

　1.17

　1.17

　1.15

　25

　0.8937

　 1.06

　 30

　0.8007

　1.003

　0.97

　 40

　0.6560

　0.81 0.814

　50

　0.5494

　0.702

　0.68

　 60

　0.4688

　0.592

　0.58

　0.601

　70

　0.4061

　0.504

　0.50

　 80

　0.3565

　 0.43

　0.495

　90

　0.3165

　 100

　0.2838

　0.361

　110

　0.2589

　 化学工业物性 溶剂手册 溶剂手册 化学工业物性

　 数据手册(无机卷) (1986年第一版) (2008年第四版) 数据手册(有机卷)

　不同温度下乙醇的密度 附录4不同温度下乙醇和水的密度

　t/℃

　20 30 40 50 60 70 80 90 100 110

　795 785 777 765 755 746 735 730 716 703 不同温度下水的密度

　 t(℃)

　0

　1

　2

　3

　4

　5

　6

　7

　8

　9

　40

　992.212

　991.826

　991.432

　991.031

　990.623

　990.208

　989.786

　987.358

　988.922

　988.479

　50

　988.030

　987.575

　987.113

　986.644

　986.169

　985.688

　985.201

　984.707

　984.208

　983.702

　60

　983.191

　982.673

　982.150

　981.621

　981.086

　980.546

　979.999

　979.448

　978.890

　978.327

　70

　977.759

　977.185

　976.606

　976.022

　975.432

　974.837

　974.237

　973.632

　973.021

　972.405

　80

　971.785

　971.159

　970.528

　969.892

　969.252

　968.606

　967.955

　967.300

　966.639

　965.974

　90

　965.304

　964.630

　963.950

　963.266

　962.577

　961.883

　961.185

　960.482

　959.774

　959.062

　100

　958.345

　 110

　951

　附录5不同温度下乙醇和水的表面张力 沸点t/℃ 表面张力

　乙醇 水 20 22.3 72.88 30 21.2 71.20 40 20.4 69.80 50 19.8 67.77 60 18.8 66.07 70 18.0 64.36 80 17.15 62.69 90 16.2 60.79 100 15.2 58.91 110 14.4 56.97