丙酮與水的連續(xù)精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題 目 丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 系 （院） 化學(xué)與化工系 專 業(yè) 班 級(jí) 學(xué)生姓名 學(xué) 號(hào) 指導(dǎo)教師 職 稱 2012年 6 月 11日化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目：丙酮水二元物料板式精餾塔設(shè)計(jì)條件： 常壓： 處理量：90000噸/年 進(jìn)料組成： 25%丙酮，75%水（質(zhì)量分率，下同） 餾出液組成： 釜液組成： 餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮 塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流 回流比： 加料狀態(tài)： 單板壓降： 設(shè)計(jì)任務(wù)：完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)算）。畫(huà)出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。寫(xiě)出該精餾塔的設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)

2、計(jì)評(píng)價(jià)。摘 要利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過(guò)液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級(jí)接觸，在熱能驅(qū)動(dòng)和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過(guò)程為精餾。該過(guò)程中，傳熱、傳質(zhì)過(guò)程同時(shí)進(jìn)行，屬傳質(zhì)過(guò)程控制原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進(jìn)料，下段含進(jìn)料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點(diǎn)。在精餾段,氣相在上升的過(guò)程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分產(chǎn)品。 在提餾段，其液相在下降的過(guò)程中，其輕組分不

3、斷地提餾出來(lái)，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產(chǎn)品，精餾過(guò)程與其他蒸餾過(guò)程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時(shí)提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過(guò)程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)，始終能保證一定的傳質(zhì)推動(dòng)力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時(shí)，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。通過(guò)對(duì)精餾塔的運(yùn)算，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，以保證精餾過(guò)程的順利進(jìn)行并使效率盡可

4、能的提高。本設(shè)計(jì)是以丙酮水物系為設(shè)計(jì)物系，以篩板塔為精餾設(shè)備分離丙酮和水。篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系丙酮水的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程。通過(guò)逐板計(jì)算得出理論板數(shù)11塊，回流比為,算出塔效率為0.446，實(shí)際板數(shù)為25塊，進(jìn)料位置為第7塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為1.2米，有效塔高米。通過(guò)浮閥塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。在此次設(shè)計(jì)中，對(duì)塔進(jìn)行了物料衡算，本次設(shè)計(jì)過(guò)程正常，操作合適。目錄第一部分 設(shè)計(jì)概述1一 、設(shè)計(jì)題目：1二 、工藝條件:1三 、設(shè)計(jì)內(nèi)容1四、工藝流程圖1第二部分 塔的工藝計(jì)算

5、3一、查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)3二、全塔物料衡算與操作方程7三、全塔效率的估算7四、實(shí)際塔板數(shù)8五、精餾塔主題尺寸的計(jì)算101 精餾段與提餾段的汽液體積流量102 塔徑的計(jì)算123 塔高的計(jì)算164 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定165弓形降液管176開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算187 篩板的篩孔和開(kāi)孔率18六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算21塔板壓降22液面落差2七、塔板負(fù)荷性能圖41精餾段塔板負(fù)荷性能圖42提餾段塔板負(fù)荷性能圖7八、精餾塔的主要附屬設(shè)備。1.塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算112.料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算3管徑計(jì)算12九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表11十、符號(hào)說(shuō)明15十一、附圖1十二、參考文獻(xiàn)4 十三. 設(shè)計(jì)小結(jié)第一部分 設(shè)計(jì)概述一 、設(shè)計(jì)題

6、目： 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)二 、工藝條件:生產(chǎn)能力：90000噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：25%丙酮，75%水（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 三 、設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 、       確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。 2     、   工藝參數(shù)的確定 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過(guò)程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板

7、效 率，實(shí)際塔板數(shù)等。 3   、     主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算 板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤(pán)布置等。 4    、    流體力學(xué)計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。 5 、 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型 塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。 料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型。四、工藝流程圖丙酮水溶液經(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

8、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、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。丙酮水混合液原料經(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：精餾裝置工藝流程圖第二部分 塔的工藝計(jì)算一、查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)（1）水和丙酮的性質(zhì)表1.水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa丙酮粘度mpa表溫度5

9、060708090100水表面張力丙酮表面張力表溫度5060708090100相對(duì)密度水丙酮表分子量沸點(diǎn)臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa水10022050丙酮表5. 丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/丙酮摩爾數(shù)xy100009211由以上數(shù)據(jù)可作出t-y（x）圖如下由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖（2）進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)酮的摩爾質(zhì)量 =58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 = Kg/kmol 平均摩爾質(zhì)量 M=0.0937+（）18.02= kg/kmolM= 0.968) 18.02= kg/kmolM=0629+（）18.02= kg/kmol最小回流比由題設(shè)可得泡點(diǎn)進(jìn)料q=1則= ，又附

10、圖可得=0.0937, =0.749。 = 確定操作回流比： 令二、全塔物料衡算與操作方程 (1)全塔物料衡算 (2) 操作方程精餾段 = 提餾段：因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,代入數(shù)據(jù)（3）由圖可得當(dāng)時(shí)，精餾段與平衡線相切，則即使無(wú)窮多塔板及組成也不能跨越切點(diǎn)，切點(diǎn)為（0.854,0.915），則： 可解得：設(shè)則精餾段操作線方程：=2利用圖解法求理論班層數(shù)，可得：總理論板層數(shù) 塊 ， 進(jìn)料板位置 三、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)丙酮水系統(tǒng)tx(y)圖可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) 設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上： 可得： (加料板) 假設(shè)物質(zhì)同上： 可得： (塔

11、底) 假設(shè)物質(zhì)同上： 可得： 所以全塔平均揮發(fā)度： 精餾段平均溫度： 時(shí)， 所以 查61.85時(shí)，丙酮-水的組成 所以 同理可得：提留段的平均溫度 時(shí) 四、實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)（1）精餾段：，取整15塊，考慮安全系數(shù)加一塊為15塊。（2）提餾段：，取整9塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為9塊。故進(jìn)料板為第16塊，實(shí)際總板數(shù)為25塊。全塔總效率： 五、精餾塔主題尺寸的計(jì)算1 精餾段與提餾段的汽液體積流量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=(21.774+56.798)/2=/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.

12、5)/2=表6. 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)xfy1=xDyfx1摩爾質(zhì)量/MLfMLfMvfMvl溫度/在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =精餾段的液相負(fù)荷L=RD=1.=68kmol/h Ln=LM/lm=68×/=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=kmol/h精餾段的負(fù)荷列于表7。表7 精餾段的汽液相負(fù)荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/體積流量/提餾段的汽液體積流量QnL=Qn,L+Qn,F QnQnV

13、=Qn,V Qn整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表8，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9。表8提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板摩爾分?jǐn)?shù)XwXfYwYf摩爾質(zhì)量/Mlv =MLfMlvMvf=溫度/100表9提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/體積流量/20492 塔徑的計(jì)算在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ?在進(jìn)料板溫度下查表面張力表： 在塔底溫度下查表面張力表： 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 在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?在進(jìn)料板溫度下查粘度表： 在塔底溫度下查粘度表： 精餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1.

14、 塔徑的計(jì)算精餾段的體積流率計(jì)算： 提留段：Vs=/s Ls=/s(史密斯關(guān)聯(lián)圖)圖橫坐標(biāo)：提留段：取板間距，板上液層高度提留段：Umax=1.138 m/s ：查附圖： 表觀空塔氣速： 估算塔徑：提留段：D=At=U=/sLw=How=Hw=塔截面積：實(shí)際塔氣速： 精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：提留段有效高度為：在進(jìn)料板上方開(kāi)一小孔，其高度為，故精餾塔的有效高度為： 堰長(zhǎng)可取×1.2=m 溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度：取用E=1，則取液上清液層高度弓形降液管寬度和截面積 由，查圖5-7（）附圖得 提留段：Ho=X=R=Aa=N=2789個(gè)%Uo=/s 用經(jīng)驗(yàn)

15、公式： 故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度比低10mm，則： =0.01=m 故選用凹形受液盤(pán)，深度塔板布置 塔板的分塊因?yàn)镈800mm，故塔板采用分塊式，查表5-3得：塔板分3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取開(kāi)孔區(qū)面積 其中， 篩孔計(jì)算及其排列 選用=3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑=5mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 篩孔數(shù)目： 開(kāi)孔率： 氣體通過(guò)閥孔的氣速為：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=23塊，板間距HT=0.3由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗

16、，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，因?yàn)榘鍞?shù)較少，所以可以忽略人工開(kāi)孔數(shù)。 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間HP=1m，塔底空間HW=，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：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WC=35mm，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5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液層深度，一般不宜超過(guò)60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度

17、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 則71×1=m=0.06-0.0071=m降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm即同理，對(duì)提餾段 =由 查手冊(cè)得 E=1.202×1=m=0.06-0.0202=m=0.0398-0.01=m6開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 已知=進(jìn)取無(wú)效邊緣區(qū)寬度 = 破沫區(qū)寬度 =閥孔總面積可由下式計(jì)算提留段：x=R=Aa=/sx=r=所以 7 篩板的篩孔和開(kāi)孔率因丙酮-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 提留段;N=278

18、9個(gè)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 六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1塔板壓降 干板阻力計(jì)算精餾段：Hc=液柱Ua=/sH<700pa(700pa=設(shè)計(jì)允許值) 干板阻力 由所選用篩板，查得 液柱 氣體通過(guò)液層的阻力的計(jì)算 氣體通過(guò)液層的阻力 查圖得： 液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 液柱 氣體通過(guò)每層塔板的高度可計(jì)算： （700Pa=設(shè)計(jì)允許值）2液面落差 對(duì)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。提留段：Hf=Uo,min=/sUo=/s H 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式 由 所以 故設(shè)計(jì)

19、中液沫夾帶量允許范圍內(nèi)漏液 對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速： =/s 實(shí)際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 故在本實(shí)驗(yàn)中無(wú)明顯漏液。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 取 而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有 液柱 可知，本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛七、塔板負(fù)荷性能圖 1精餾段塔板負(fù)荷性能圖 查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算 1 以ev=液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： 解得LS2/3 1.1720.5966可作出液沫夾帶線2液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。=EE=1,則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂

20、直液相負(fù)荷下限3.以3s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限故據(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。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度令 ， 聯(lián)立得 整理得： 322-1.32列表計(jì)算如下 16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：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= m3/s Vs，min= 0.6m3/s故操?gòu)椥詾閂s，max/Vs，min= 圖中紅色線為液相負(fù)荷上線，藍(lán)色線為液相負(fù)荷下線，黑色線為操作線2提

21、餾段塔板負(fù)荷性能圖查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，已上式計(jì)算 以ev=液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： hfL=2.5（hw+how），hw=（0.0398+0.0202）*2.5= how×1.074×(3600LS/)2/3LS2/3則hf LS2/3 HT-hfLS2/3 LS2/3 解得VSLS2/3 Ls/(m3/s)335445Vs/(m3/s)0.990.95770.9257可作出液沫夾帶線2=E=1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。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。 0.0541-列

22、表計(jì)算如下Ls/(m3/s)354Vs/(m3/s)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，下線為液相負(fù)荷下線控制。由圖查得Vs，max= m3/s Vs，min= m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min圖中紅色線為液相負(fù)荷上線，藍(lán)色線為液相負(fù)荷下線，黑色線為操作線八、精餾塔的主要附屬設(shè)備 （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

23、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：塔頂溫度：tDO C 進(jìn)料板溫度：tFO C 塔釜溫度 ：tW=100O C 塔頂：用內(nèi)插法求溫度tLDO C tVDO C 冷凝器的熱負(fù)荷： IVD塔頂上升氣體的焓ILD塔頂鎦出液的焓丙酮的蒸發(fā)潛熱 水的蒸發(fā)潛熱 蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：Tr對(duì)比溫度沸點(diǎn)/O C 蒸發(fā)潛熱 KJ/KgTc/K丙酮523水1002257在 tVDO C 同理可得：在tLDO C KJ/KgD=/KomlD1= D *MD =/hQC=因?yàn)樯綎|地區(qū)夏季平均溫度為35O C，所以選用35O C的冷卻水，升溫10O C.在于是冷凝水用量： qm2 CPC

24、在溫度為平均溫度40O C下查取為4.174KJ/（Kg*O C)WC=取冷凝器傳熱系數(shù)：K= A= =O C因?yàn)镼C=公稱直徑/mm管程數(shù) 管數(shù)管長(zhǎng)/mm換熱面積/m2公稱壓力/KPa60014304500由于是泵加料，取 ，F(xiàn)=12500kg/h 進(jìn)料管管徑 設(shè)料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 彎頭 料液 ， Re= 在料液面與進(jìn)料孔面之間列伯努利方程則流量為11.3M3/h、He=m，查泵性能圖，可得選型如下：泵規(guī)格IS65-50-160流量 M3/h 揚(yáng)程 8m 轉(zhuǎn)速 1450r/min 汽蝕余量 2m 效率 60%軸功率kW 配帶功率W3.管徑的計(jì)算加料管徑管路的流量：F

25、=90000 在進(jìn)口溫度與出口溫度范圍內(nèi)，料液的密度變化不大，在時(shí) ，進(jìn)料密度為： f =kg/m3取管流速u(mài)=2m/s圓整后，外徑55mm, 3、塔頂蒸汽管的管徑蒸汽用量：Vs=/s 取氣速u(mài)=20m/s，圓整后，外徑D=260mm =9mm3.1.3料液排出管徑 排液量kmol/h*/kmol=kg/h取=0.4 m/s液相密度95圓整后，外徑107mm，回流管管徑回流管的摩爾流量為：取流速圓整后，外徑D=60mm =3mm九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均溫度平均流量氣相VSm3/s液相LSm3/s實(shí)際塔板數(shù)N塊1510板間距HTm塔的有效高度Zm塔徑Dm空塔氣速

26、um/s塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm堰高h(yuǎn)wm溢流堰寬度Wdm底與受液盤(pán)距離hom板上清液層高度hLm孔徑domm5孔中心距tmm15開(kāi)孔率 孔數(shù)n孔39372789開(kāi)孔面積m2篩孔氣速u(mài)om/s穩(wěn)定系數(shù)塔板壓降hPkPa液體在降液管中停留時(shí)間s31降液管內(nèi)清液層高度Hdm223霧沫夾帶eVkg液/kg氣負(fù)荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制負(fù)荷下限液相負(fù)荷下線控制液相負(fù)荷下線控制液相最大負(fù)荷LS·maxm3/s液相最小負(fù)荷LS·minm3/s操作彈性塔頂全凝器公稱直徑mm 600管長(zhǎng)mm 4500換熱面積m2 泵規(guī)格IS65-50-160十、符號(hào)

27、說(shuō)明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線截距c 負(fù)荷系數(shù)（無(wú)因次）c0 流量系數(shù)（無(wú)因次）D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率（無(wú)因次）E 液體收縮系數(shù)（無(wú)因次） 物沫夾帶線 kg液/kg氣F 進(jìn)料流量 kmol/hF0 閥孔動(dòng)能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當(dāng)液柱高度 mhr 與氣體穿過(guò)板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上

28、液層高度 mhp 與板上壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體表面張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?mh2v溢液堰高度 mK 物性系數(shù)（無(wú)因次）Ls 塔內(nèi)下降液體的流量 m3/sLw 溢流堰長(zhǎng)度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板數(shù)Np 實(shí)際塔板數(shù)NT 理論塔板數(shù)P 操作壓強(qiáng) PaP壓強(qiáng)降 Paq 進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)R 回流比Rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜?dú)堃毫髁?kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高希臘字母相對(duì)揮發(fā)度粘度 Cp密度 kg/m3表面張力下標(biāo)r 氣相L 液相l(xiāng) 精餾段q q線與平衡線交點(diǎn)min最小max最大A 易揮發(fā)組分B 難揮發(fā)組分帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 技術(shù)特性表工作壓力（Mpa）工作溫度（）設(shè)計(jì)壓力（Mpa）0.2設(shè)計(jì)溫度（）90物料名稱25%丙酮和75%水塔徑m塔高m焊縫接頭系數(shù)0.58 腐蝕余量mm 1板間距m0.3 實(shí)際塔板數(shù) 25 管口表符號(hào)公稱尺寸連接尺寸、標(biāo)準(zhǔn)連接面形式用途或名稱160HG2054-97凹加料管管