甲醇-水板式精餾塔課程設(shè)計

1 課課程程設(shè)計報設(shè)計報告告 處理量為處理量為 5000T a5000T a 的分離苯的分離苯 甲苯的精餾塔的工藝甲苯的精餾塔的工藝 設(shè)計設(shè)計 專專 業(yè) 業(yè) 應(yīng)用化學(xué)工程與工藝應(yīng)用化學(xué)工程與工藝 班班 級 級 化工化工 082 姓姓 名 名 常偉常偉 指導(dǎo)教師 指導(dǎo)教師 王雪靜王雪靜 年年 月月 日日 化工原理化工原理課課程程設(shè)計設(shè)計任任務(wù)書務(wù)書 2 一 一 設(shè)計題設(shè)計題目 乙醇精目 乙醇精餾餾塔塔 二 二 設(shè)計設(shè)計任任務(wù)務(wù)及條件及條件 1 進料含甲醇 30 其余為水 均為質(zhì)量分率 下同 2 產(chǎn)品甲醇含量不低于 98 3 釜殘液中乙醇含量不高于 xxx 4 生產(chǎn)能力 17500T Y 乙醇產(chǎn)品 年開工 7200 小時 5 操作條件 間接蒸汽加熱 塔頂壓強 1 03 atm 絕對壓強 進料熱狀況 泡點進料 單板壓降 75mm 液柱 三 三 設(shè)計設(shè)計內(nèi)容內(nèi)容 1 流程的確定與說明 2 塔板和塔徑計算 3 塔盤結(jié)構(gòu)設(shè)計 i 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖 ii 流體力學(xué)驗算 iii 塔板負荷性能圖 4 其它 i 加熱蒸汽消耗量 ii 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量 四 四 設(shè)計設(shè)計成果成果 1 設(shè)計說明書一份 2 A4 設(shè)計圖紙包括 流程圖 精餾塔工藝條件圖 3 目錄目錄 4 1 精精餾餾塔的物料衡算塔的物料衡算 1 原料液及其塔原料液及其塔頂頂與塔底與塔底產(chǎn)產(chǎn)品的摩品的摩爾爾分率分率 甲醇的摩爾質(zhì)量為 32 04kg kmol 水的摩爾質(zhì)量為 18 01kg kmol 194 0 01 1870 0 04 3230 0 04 3230 0 F x 982 001 1801 004 3299 0 04 3299 0 D x 2 原料液及其塔原料液及其塔頂頂與塔底與塔底產(chǎn)產(chǎn)品的平均摩品的平均摩爾質(zhì)爾質(zhì)量量 molKgMF73 20194 0 101 18194 0 04 32 molKgMD78 31982 0 101 18982 0 04 32 則可知 原料的處理量 hKmolF117100073 202430017500 根據(jù)回收率 99 FxDx FD 則有 hKmolD23 由總物料衡算 WDF 以及 WDF xWDxFx 容易得出 hKmolW94 0012 0 W x 2 塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定 2 1 逐板逐板計計算法求取理算法求取理論論板板層層數(shù)數(shù) T N 甲醇 水汽液平衡數(shù)據(jù) xyxyxy 0 000 0000 150 5170 700 870 0 020 1340 200 5790 800 915 0 040 2340 300 6650 900 958 5 0 060 3040 400 7290 950 979 0 080 3650 500 7791 001 000 0 100 4180 600 825 最小回流比及其操作回流比的求解 0 570 0 194 y x 0 982 0 570 0 570 0 194 xyyxR D min 1 096 取操作回流比為 1 8 1 096 1 97 min 8 1 RR 2 1 1 精餾塔的氣 液相負荷 1 97 23 45DRL hKmol 682397 2 1 DRVhKmol 16211745 FLLhKmol 68 VVhKmol 2 1 2 精餾段 提餾段操作線方程 6 精餾段操作線 332 0 6618 0 xxVDxVLy D 提餾段操作線 0016 0832 2 xxVWxVLy W 2 1 3 用逐板計算法求塔板數(shù) 相平衡方程 n n n x x y 11 1 由前面可得 194 0 Fq xx982 0 1 D xy 解得 692 0 1 x 依次解得 X 0 692 1 X 0 674 2 X 0 629 3 X 0 571 4 X 0 459 5 Y 0 982 1 Y 0 790 2 Y 0 778 3 Y 0 748 4 Y 0 710 5 X 0 323 6 X 0 150 7 X 0 0464 8 X 0 0463 9 X 0 045 10 Y 0 636 6 Y 0 546 7 Y 0 356 8 Y 0 109 9 Y 0 108 10 即前面 7 塊板是精餾段 后面起用提留段操作線方程和相平衡方程進行 q xx 7 計算 X 0 043 11 X 0 041 12 X 0 040 13 X 0 027 14 X 0 0026 15 X 0 00018 16 Y 0 107 11 Y 0 101 12 Y 0 096 13 Y 0 095 14 Y 0 064 15 Y 0 00471 16 2 2 理理論論板板層層數(shù)數(shù) NT的求取的求取 精餾段實際塔板數(shù) N 7 60 12 塊 精 提餾段實際塔板數(shù) N 9 60 15 塊 提 3 精精餾餾塔的工塔的工藝藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù) 3 1 操作操作壓壓力的力的計計算算 設(shè)每層塔壓降 一般情演況下 板式塔的每一個理論級壓降約在Kpap74 0 7 0 4 1 1 Kpa 進料板壓力 KpaPF 7 10574 0 63 101 精餾段平均壓力 KpaPM 5 1032 7 105 3 101 塔釜板壓力 KpaP W 4 11274 0 153 101 提餾段平均壓力 KpaPM05 1092 4 112 7 105 3 2 操作溫度的操作溫度的計計算算 查表可得 安托尼系數(shù)ABCMin Max H2O7 074061657 46227 0210 168 CH3OH7 197361574 99238 23 16 91 H2O 的安托尼方程 02 22746 165707406 7 lg A o A tp CH3OH 的安托尼方程 86 23899 157419736 7 lg B o B tp 甲醇的 tB 86 23899 157419736 7 3 101lg B t 5 64 B t 由泡點方程試差可得當(dāng) 時 0 67 D t1 i ix K 同理可求出 時 2 85 F t1 i ix K 時 2 103 W t1 i ix K 所以 塔頂溫度 0 67 D t 進料板溫度 2 85 F t 塔釜溫度 2 103 W t 精餾段平均溫度 1 762 2 85 0 67 m t 提餾段平均溫度 2 9422 852 103 m t 3 3 平均摩平均摩爾質(zhì)爾質(zhì)量的量的計計算算 8 3 3 1 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 查平衡曲線得 982 0 1 D xy956 0 1 x molKgM m VD 79 3101 18982 0 104 32982 0 molKgM m LD 42 3101 18956 0 104 32956 0 3 3 2 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由 查平衡曲線得 546 0 F y150 0 1 x molKgM m VF 67 2501 18546 0 104 32546 0 molKgM m LF 11 2001 18150 0104 32150 0 3 3 3 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算 由 查平衡曲線得 00471 0 1 y00018 0 1 x molKgM m VW 08 1801 1800471 0104 3200471 0 molKgM m LW 01 1801 1800018 0 104 3200018 0 3 3 4 精餾段平均摩爾質(zhì)量 molKgM m V 73 28267 2579 31 molKgM m L 77 25211 2042 31 3 3 5 提餾段平均摩爾質(zhì)量 molKgM m V 88 21208 1867 25 molKgM m L 06 19201 1811 20 4 精精餾餾塔的塔體工塔的塔體工藝藝尺寸尺寸 4 1 精精餾餾段塔徑的段塔徑的計計算算 由上面可知精餾段hKmolL45 hKmolV68 精餾段的氣 液相體積流率為 s m VMV mm VVs 3 481 1 01 1360073 28683600 9 s m LML mm LLs 3 00084 0 1 819360077 25453600 式中 負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖 查得 C20再 max LV V uC 2 0 20 02 0 CC 求 圖的橫坐標(biāo)為 0162 0 5 0 V L L VLF v 取板間距 板上清液層高度取 則mHT40 0 mhL05 0 mhH LT 35 0 史密斯關(guān)史密斯關(guān)聯(lián)圖聯(lián)圖如下如下 由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖 得知 075 0 20 C 氣體負荷因子 08526 0 02 0 2 0 20 CC 取安全系數(shù)為 0 8 則空塔氣速為 43 2 max U s m UU94 1 8 043 2 8 0 max 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 u V D 785 0 mD0 1 塔截面積為 2 785 0 1114 3 mAt 實際空塔氣速為 s m 887 1 785 0 481 1 U 實際 安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi) 符全設(shè)計要求 78 0 43 2 887 1 max UU實際 4 2 提提餾餾段塔徑的段塔徑的計計算算 10 由上面可知提餾段 hKmolL65 389 hKmolV61 189 提餾段的氣 液相體積流率為 s m MVV mm VVS 3 4660 1 80 0 360088 2161 1893600 式中 負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖 查得再 max LV V uC 2 0 20 02 0 CC 20 C 求圖的橫坐標(biāo)為 051 0 5 0 V L L VLF v 取板間距 板上清液層高度取 則mHT40 0 mhL06 0 mhH LT 34 0 由史密斯關(guān)聯(lián)圖 得知 076 0 20 C 氣體負荷因子093 0 20 2 0 20 CC 取安全系數(shù)為 0 7 則空塔氣速為 s m U14 3 max s m UU20 214 3 7 07 0 max 0 921m u V D 785 0 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為mD1 0 塔截面積為 2 785 0 1114 3 mAt 實際空塔氣速為 s m 868 1 785 0 466 1 U 實際 安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi) 符全設(shè)計要求 59 0 14 3868 1 max UU實際 4 3 精精餾餾塔有效高度的塔有效高度的計計算算 精餾段有效高度為 4m 4 40 0 112H1NZ T 精精 提餾段有效高度為 6m 5 40 0 115H1NZ T 提提 在進料板上方開一個人孔 其高度為m8 0 故精餾塔有效高度為4m 108 0Z 提精 ZZ 5 塔板主要工塔板主要工藝藝尺寸尺寸 5 1 精精餾餾段塔板工段塔板工藝藝尺寸尺寸計計算算 5 1 1 溢流裝置計算 11 因塔徑 所以可選取單溢流弓形降液管 采用凹形受液盤 此種溢流方式液體流徑較長 塔板效率較高 塔板結(jié)構(gòu)簡單 加工方便 在直徑小于的塔中被廣泛使用 m2 2 各項計算如下 5 1 1 1 堰長 w l 可取mDlw6 06 0 5 1 1 2 溢流堰高度 w h 由 owlw hhh 選用平直堰 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種 設(shè)計中一般采用平直形溢 流堰板 堰上層液高度由下列公式 計算 即有 ow h 并由圖液流收縮系數(shù)計算圖 則可取用 3 2 100084 2 w h ow l l Eh0 1 E 則 mhw0083 0 取板上清液層高度mhl05 0 故0417 0 w h 5 1 1 3 弓形降液管的寬度和截面積 d W f A 由 查 可求得6 0 DWd 057 0 Tf AAmDWd125 0 2 0448 0 785 0 057 0 mAf mWd125 0 0 1125 0 并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間 即 其中即為板間距ss L H A h T f 531 21 0084 0 3600 40 0 0448 036003600 T H 0 40m 即為每小時的體積流量 h L 驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求 5 1 1 4 降液管底隙高度 o h 12 取 owho ulLh 3600 s m uo07 0 mmho02 0020024 0 07 0 6 0360036000084 0 mhh ow 006 0 02167191 0020024 0 0417 0 故降液管底隙高度設(shè)計合理 選用凹形受液盤 深度mmhw55 5 1 2 塔板布置 5 1 2 1 塔板的分塊 因為 所以選擇采用分塊式 查 可得 塔板可分為 3 塊 mmD800 5 1 2 2 邊緣區(qū)寬度確定 取 mmWW ss 65 mmWc35 5 1 3 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按下面式子計算 則有 a A rxrxrxAa 1222 sin1802 其中 sd WWDx 2 并由 推出 c WDr 2mDWd125 0 125 0 d W 由上面推出 2 530 0 mAa 5 1 4 篩孔計算與排列 本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性 可選用碳鋼板 取篩孔直徑mm3 篩孔按正三角形排列 取孔中心距 為 mmdo5 t3 tmmdo15 篩孔的數(shù)目為n 開孔率為個2721155 1 2 tAn o 1 10907 0 2 tdo 氣體通過閥孔的氣速為 s m AAVu aoso 67 27481 1 5 2 提提餾餾段塔板工段塔板工藝藝尺寸的尺寸的計計算算 計計算公式和原理同精算公式和原理同精餾餾段段 5 2 1 溢流裝置計算 13 因塔徑 mD0 1 所以可選取單溢流弓形降液管 采用凹形受液盤 同精餾段 各項計算如下 5 2 1 1 堰長 w l 可取mDlw6 06 0 5 2 1 2 溢流堰高度 w h 由可選取平直堰 堰上層液高度由下列公式計算 即有 owlw hhh ow h 并由圖液流收縮系數(shù)計算圖 則可取用 則 3 2 100084 2 w h ow l l Eh1 E 取板上清液層高度mhow0159 0 mhl06 0 故 mhw0441 0 0159 0 06 0 5 2 1 3 弓形降液管的寬度和截面積 d W f A 由 查圖 可求得6 0 D Wd 057 0 Tf AAmDWd125 0 mAf044745 0785 0 057 0 mWd125 0 0 1125 0 并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間 即 其中即為板間距ss L H A h T f 514 8 0022 0 3600 40 0 044745 0 36003600 T H 0 40m 即為每小時的體積流量 h L 驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求 5 2 1 4 降液管底隙高度 o h 取 owho ulLh3600muo17 0 則 mmho02 0 022 0 17 0 6 0360036000022 0 mmhh ow 006 0 0197 0022 0 0417 0 故降液管底隙高度設(shè)計合理 14 選用凹形受液盤 深度 mmhw55 5 2 2 塔板布置 5 2 2 1 塔板的分塊 因為 所以選擇采用分塊式 查表 可得 塔板可分為 3 塊 mmD800 5 2 2 2 邊緣區(qū)寬度確定 取 mmWW ss 65 mmWc35 5 2 3 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按式子 5 12 計算 則有 a A rxrxrxAa 1222 sin1802 其中 sd WWDx 2 并由 推出 c WDr 2mDWd125 0 125 0 d W 由上面推出 2 530 0 mAa 5 2 4 篩孔計算與排列 本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性 可選用mm3 碳鋼板 取篩孔直徑 篩孔按正三角形排列 取孔中心距 為mmdo5 t 篩孔的數(shù)目為3 t15 o dn 個2721155 1 2 tAn o 開孔率為 1 10907 0 2 tdo 氣體通過閥孔的氣速為 s m AAVu aoso 38 27466 1 6 篩篩板的流體力學(xué)板的流體力學(xué)驗驗算算 6 1 精精餾餾段的力學(xué)段的力學(xué)驗驗算算 6 1 1 塔板的壓降 6 1 1 1 干板的阻力計算 c h 干板的阻力計算由公式 c h 15 并取 可查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 lvooc cuh 2 051 067 1 o d 772 0 o c 所以液柱mhc0786 0 1 819 01 1 772 0 67 27 051 0 2 6 1 1 2 氣體通過液層的阻力的計算 l h 氣體通過液層的阻力由公式 l h Ll hh s m AAVu fTSa 897 10047 0785 0 481 1 可查 得 得 5 0 5 0 5 0 90 1 01 1 897 1 sm kg Fo 54 0 所以液柱 mhl027 0 0083 0 0417 0 54 0 6 1 1 3 液體表面張力的阻力計算 h 液體表面張力的阻力由公式計算 則有 h ol l gd h 4 液柱mh0038 0 氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下面公式計算 p h 液柱mhhhh lcp 1094 0 0038 0 027 00786 0 氣體通過每層塔板的壓降為 設(shè)計允許值 Kpapaghp lp 9 007 87981 91 8191094 0 6 1 2 液面落差 對于篩板塔 液面落差很小 由于塔徑和液流量均不大 所以可忽略液面落差的 影響 6 1 3 液沫夾帶 液沫夾帶量 采用公式 由 氣 液 氣 液 kg 1 0068 0 125 0 4 0 897 1 1097 37107 5 107 5 2 3 36 2 3 6 kg kg kg hH u e fT a L v 所以可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi) mhh Lf 125 005 0 5 25 2 16 6 1 4 漏液 對于篩板塔 漏液點氣速可由公式 min o u 實際孔速為穩(wěn) min 67 27 oo u s m u 定系數(shù)為 5 114 3 81 8 67 27 min o o u u K 故在本設(shè)計中無明顯漏液 6 1 5 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛 降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從式子 d H 甲醇與水屬于一般物系 取 則 wTd hHH 5 0 mhH wT 221 0 0417 0 40 0 5 0 而 dlpd hhhH 板上不設(shè)進口堰 則有 液柱muh od 0007 0 07 0 153 0 2153 0 2 液柱mhhhH dlpd 160 00007 005 01094 0 則有 wTd hHH 于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛 6 2 提提餾餾段的力學(xué)段的力學(xué)驗驗算算 6 2 1 塔板的壓降 6 2 1 1 干板的阻力計算 c h 干板的阻力計算由公式 c h 并取 可查圖得 lvooc cuh 2 051 067 1 o d 772 0 o c 所以液柱mhc0561 0 6 2 1 2 氣體通過液層的阻力計算 l h 氣體通過液層的阻力由公式 l h 17 Ll hh mAAVu fTSa 879 1 可查圖得 5 0 5 0 5 0 68 1 8 0897 1 sm kg Fo 58 0 所以液柱mhh Ll 0344 0 6 2 1 3 液體表面張力的阻力計算 h 液體表面張力的阻力 h 由公式計算 則有 ol l gd h 4 液柱mh0052 0 氣體通過每層塔板的液柱高度 可按公式 p h 液柱mhhhh lcp 0947 0 氣體通過每層塔板的壓降為 計算結(jié)果在設(shè)計允值內(nèi)Kpapaghp lp 9 059 850 6 2 2 液面落差 對于篩板塔 液面落差很小 因塔徑和液流量均不大 所以可忽略液面落差的 影響 6 2 3 液沫夾帶 液沫夾帶量 采用公式 可知液沫夾帶量 氣 液 氣 液 kg 1 0048 0 125 04 0 897 1 1013 55107 5 107 5 2 3 36 2 3 6 kg kg kg hH u e fT a L v 在設(shè)計范圍之內(nèi) 6 2 4 漏液 對于篩板塔 漏液點氣速可由公式 min o u s m hh Cu VL L Oo 55 9 13 0 0056 0 4 4 5 0 min 18 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明 min 38 27 oo u s m u 5 187 2 55 9 38 27 min o o u u K 顯漏液 6 2 5 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛 降液管內(nèi)液高度 Hd 應(yīng)服從式子 wTd hHH 甲醇與水屬于一般物系 取 則5 0 mhH wT 221 0 0417 0 40 0 5 0 而 dlpd hhhH 板上不設(shè)進口堰 則有 液柱muh od 004 0 2153 0 液柱 則有 wTd hHH 于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛 7 輔輔助助設(shè)備設(shè)備的的計計算及算及選選型型 7 1 原料原料預(yù)熱預(yù)熱器器 原料加熱 采用壓強為的水蒸汽加熱 溫度為 130 冷凝溫度至Kpa25 270 130 流體形式采用逆流加熱 則 同時有 Kkg KJ Q hm 13 631324330100050000 Kkg KJ C hp 48 2 甲醇 Kkg KJ C hp 183 4 水 質(zhì)量分數(shù)根據(jù)上式可知 3 0 F x Kkg KJ Cpc 6721 37 0183 43 048 2 設(shè)加熱原料溫度由 10 到 85 則有 h KJ TcQ pchm 6 107387 1 756721 313 6313 選擇傳熱系數(shù)則傳熱面積由下列公式計算 Km w K 2 800 19 其中 m TK A 故有 K T T TT Tm49 76 ln 2 1 21 取安全系數(shù)為 0 8 則 2 41 28m TK A m 選擇固定管板式換熱器系列 規(guī)格為 2 35 51m0 841 8 2 實際 A 采用加熱管的直徑為 25 2 5mm 名稱公稱直徑 Dg mm 公稱壓力 Pg MPa 管程數(shù) N管子根數(shù) n 規(guī)格5001 6 152 名稱中心排管數(shù) 管程流通面積 m2 計算換熱面積 m2 換熱管長度 mm 規(guī)格 0 011935 513000 7 2 塔塔頂頂全凝器全凝器 甲醇的氣化熱r 冷凝塔頂產(chǎn)品 h kg rDRQc25701101360079 3102 89197 1 1 由溫度 67 0 冷卻到溫度 40 采用冷凝水由 20 到 40 選擇 則有 K T T TT Tm33 23 ln 2 1 21 Km w K 2 800 取安全系數(shù)為 0 8 2 70 137m TK A m 實際面積 2 12 1728 070 137mA 選擇冷凝器的系列 采用加熱管的直徑為 25 2 5mm 名 公稱直徑 Dg mm 公稱壓力 管程數(shù) N管子根數(shù) n 20 稱Pg MPa 規(guī) 格 6001 6 254 名 稱 中心排管數(shù) 管程流通面積 m2 計算換熱面積 m2 換熱管長度 mm 規(guī) 格 0 0399172 126000 7 3 塔底再沸器塔底再沸器 塔釜產(chǎn)品由溫度 103 2 加熱到溫 h kg WrVQc 8 214302 18225861 189 度 130 選擇 則有 KTm 8 26 2 103 0 130 Km w K 2 1000 取安全系數(shù)為 0 8 則有 2 00 78m TK A m 2 00 1008 000 78mA 實際 名 稱 公稱直徑 Dg mm 公稱壓力 Pg MPa 管程數(shù) N管子根數(shù) n 規(guī) 格 6002 5 242 名 稱 中心排管數(shù) 管程流通面積 m2 計算換熱面積 m2 換熱管長度 mm 規(guī) 格 0 0190100 006000 7 4 產(chǎn)產(chǎn)品冷卻器品冷卻器 假設(shè)產(chǎn)品從 67 0 冷卻到 40 時 冷卻水從進口溫度 15 到 40 時 21 h KJ TcQ pccm 5 108950 1406748 279 3102 89 取 Km w K 2 600 取安全系數(shù)為 0 8 則 2 25 3 m TK A m 2 06 4 8 025 3mA 實際 名 稱 公稱直徑 Dg mm 公稱壓力 Pg MPa 管程數(shù) N管子根數(shù) n 規(guī) 格 2732 5 32 名 稱 中心排管數(shù) 管程流通面積 m2 計算換熱面積 m2 換熱管長度 mm 規(guī) 格 0 00504 063000 7 5 精精餾餾塔塔的其他尺寸的其他尺寸 7 5 1 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降 其高度應(yīng)該大于板間距 所以塔頂間距為 mHT72 0 4 08 10 25 1 7 5 2 塔底空間 塔底高度選擇儲存液量停留在 5 分鐘而定 設(shè)塔底的密度為 3 1000 m kg 算出 所以 塔底高 3 30 0 1000 60 504 1804 200 mV hRV 2 mh38 0 度設(shè)計為m45 1 7 5 3 塔支座為m5 2 7 5 4 塔體總高度為 22 m HHHHHnHnHnnnH BDppFFTpF 77 10 5 25 045 172 0 8 014 014 011114 1 21 7 6 管徑的管徑的設(shè)計設(shè)計 7 6 1 塔頂蒸氣出口管的直徑 v d 操作壓力為常壓時 蒸氣導(dǎo)管中常用流速為 20 12 s m 蒸氣管的直徑為 其中 5 0 4 v s v U V d 塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑 m 塔頂蒸氣量 則 v d s V s m3 mdv31 0 0 2014 3 55 1 4 5 0 名稱 接管公稱直徑 Dg 接管 外徑 厚 度 接管伸出長 度 補強圈 內(nèi)徑 外 徑 規(guī)格350mm377 10mm200mm620 381mm 7 6 2 回流管的直徑 R d 當(dāng)塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時 回流液靠重力自流入塔內(nèi) 流速可 R u 取 0 5 當(dāng)用泵輸送時 可取 2 5本設(shè)計應(yīng)用前者 回流液靠重2 0 s m 5 1 s m 力自流入塔內(nèi) 流速取 0 5 R u s m m U V d F s v 050 0 5 014 3 001 0 44 5 0 5 0 名稱 接管公稱直徑 Dg 接管 外徑 厚 度 接管伸出長 度 補強圈 內(nèi)徑 外 徑 規(guī)格50mm57 3 5mm150mm 7 6 3 進料管的直徑 F d 若采用高位槽送料入塔 料液速度可取 0 8 如果用泵輸送時 料 F U4 0 s m 23 液速度可取 本設(shè)計采用高位槽送料入塔 料液速度 s m 5 2 5 15 0 F U s m m U V d F s F 124 0 5 014 3 006 0 44 5 0 5 0 名稱 接管公稱直徑 Dg 接管 外徑 厚 度 接管伸出長 度 補強圈 內(nèi)徑 外 徑 規(guī)格150mm159 5mm200mm 7 6 4 塔底出料管的直徑 w d 一般可取塔底出料管的料液流速為 循環(huán)式再沸器取 w U s m 5 1 5 0 s m 5 1 0 1 本設(shè)計取塔底出料管的料液流速 為 0 8 w U s m 名稱 接管公稱直徑 Dg 接管 外徑 厚 度 接管伸出長 度 補強圈 內(nèi)徑 外 徑 規(guī)格100108 6150200 112 24 八八 附 一些特殊符號所代表的附 一些特殊符號所代表的實際實際意意義義 英文字母英文字母 Aa 塔板的開孔區(qū)面積 m2 Af 降液管的截面積 m2 Ao 篩孔區(qū)面積 m2 AT 塔的截面積 m2 PP 氣體通過每層篩板的壓降 C 負荷因子 無因次t 篩孔的中心距 C20 表面張力為 20mN m 的負荷因 子 do 篩孔直徑 u o 液體通過降液管底隙