工學(xué)畢業(yè)設(shè)計論文年產(chǎn)30萬噸甲苯的甲苯鄰二甲苯浮閥式精餾塔的設(shè)計及計算

1、化學(xué)與化工學(xué)院化學(xué)工程與工藝08化學(xué)工程與工藝1班曹艷紹紅楊麗云目錄新鄉(xiāng)學(xué)院化工原理課程設(shè)計說明書院(系)名稱專業(yè)名稱年級班級學(xué)生姓名學(xué) 號指導(dǎo)教師姓名一、設(shè)計條件1二、設(shè)計內(nèi)容1 三、浮閥塔流程工藝圖2四、精儲塔的物料衡算及條件設(shè)計 2(1)、甲苯、鄰二甲苯物料衡算 2(2)、塔頂、塔釜工藝參數(shù)3五、確定適宜回流比6六、求理論板及實際塔板層數(shù)(采用捷算法)7七、確定講料板位置 8八、確定換熱器熱負(fù)荷及換熱面積 8(1)預(yù)熱器熱負(fù)荷及換熱面積計算 9(2)冷凝器熱負(fù)荷及換熱面積計算 9(3)再沸器熱負(fù)荷及換熱面積計算 9九、塔板計算及板間距計算：10(1)精儲段及提及

2、段流量計算10(2)精儲段及提儲段體積流量計算 10精儲段10提溜段11(3)塔徑及板間距計算11精儲段在塔頂設(shè)定工藝條件下11提溜段塔徑及板間距設(shè)計 12十、塔板布置13(1)堰長、堰高及堰上液層高 13(2)降液管寬度及截面積13(3)降液管底隙高度14(4)浮閥數(shù)目及排列14十一、對精微段塔板進行流體力學(xué)驗算及負(fù)荷性能圖核算15(1)精儲塔段流體力學(xué)驗算15氣相通過浮K塔板壓降 15防止液泛驗算15防止霧沫夾帶的核算 16(2)精儲段進行塔板負(fù)荷性能的核算 16霧沫夾帶線：按泛點率 80%計算16液泛線16C3液相負(fù)荷上限線17C4漏液線17C5液相負(fù)荷下線限17十二、提儲段流力學(xué)驗算及

3、負(fù)荷性能核算18(1)提儲塔段流體力學(xué)驗算18氣相通過浮閥塔板壓降 18防止液泛驗算19防止霧沫夾帶的核算 19(2)提留段塔板負(fù)荷性能核算20霧沫夾帶20)夜冷線20©液相負(fù)荷上線20C4漏液線20液相負(fù)荷下線限21十三、換熱器的選型及核算21、換熱器類型選取及取熱系數(shù)的核算 22類型選取22核算總傳熱系數(shù) 22十四、主要接管尺寸的選取 23(1)進料管23(2)回流管24(3)釜液出口管24(4)塔頂蒸汽管24(5)加熱蒸汽管25十五、設(shè)計結(jié)果一覽表27參考文獻28化工理課程設(shè)計任務(wù)書專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級：08化工1班姓名：曹艷松學(xué)號計日期：2011

4、年 4月設(shè)計題目：年產(chǎn)3.0萬噸甲苯的甲苯-鄰二甲苯浮閥式精儲塔的設(shè)計及計算、設(shè)計條件：進料量F=93.4kmol/h進料組成=0.5(摩爾分率)進料溫度tF=130oC氣液混合進料進料壓力P進=107.4kpa產(chǎn)品要求=97%回收率=97%每年生產(chǎn)時間300天，每天工作時間24小時，共7200小時。單板壓降 0.6Kpa塔頂表壓為3.5Kpa、設(shè)計內(nèi)容：(1)精儲塔的物料衡算；(2)塔板數(shù)的確定；(3)精儲塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算;(4)精儲塔的塔體工藝尺寸計算；(5)塔板主要工藝尺寸的計算；(6)塔板的流體力學(xué)驗算；(7)塔板負(fù)荷性能圖；(8)精儲塔接管尺寸計算；(9)繪制生產(chǎn)工藝

5、流程圖；(10)繪制精儲塔設(shè)計條件圖;三、浮閥塔流程工藝圖Vn-1回流罐加熱水蒸汽一塔頂產(chǎn)品或冷凝為謠出演)再沸器L' m工3降液管J冷凝水 一專量翥良四、精儲塔的物料衡算及條件設(shè)計(1)、甲苯、鄰二甲苯物料衡算甲苯的摩爾質(zhì)量=92 kg/kmol鄰二甲苯的摩爾質(zhì)量=106 kg/kmol原料處理量F=93.4kmol/h進料苯的摩爾分率=0.5塔頂苯的摩爾分率=0.97塔頂易揮發(fā)組分的回收率4=97%總物料衡算：F = D + W易揮發(fā)(甲苯)組分衡算：F xF = D xD W xW塔頂易揮發(fā)組分(苯)的回收率：q=D xD 100%F xF聯(lián)立解得F xFD 二FXd0.97 9

6、3.4 0.5 mol / h =46.7 mol / h0.97W=F-D=93.4-46.3=46.F xF-D xDXw = F D =0.03W所以塔頂甲苯流率為45.3kmol/h塔底甲苯流率為1.4kmol/h(2)、塔頂、塔釜工藝參數(shù):由甲苯-鄰二甲苯恒壓下T-X-Y相圖可知甲苯-鄰二甲苯混合液可視為理想物系。查資料得:甲苯的安托尼方程:lnPA* =9.3935 - 3096.52T - 53.67鄰二甲苯的安托尼方程:lnPB =9.4954- 3395.57T-59.67（其中 P, 105pa； T, K）進料壓力：P進=107.4kpa進料壓力下泡點方程:Xa*P總-P

7、b* *Pa -Pb露點方程:Na*Pa XaP總泡點方程及露點方程作出恒壓下進料的T-X-Y相圖恒壓 107.4kpa 下 T-X-Yffi 圖當(dāng)T=399.3K即t=126.3 oC時，Xa=0.5 ,所以t=126.5 0c是原料的泡點溫度。當(dāng)T=406.9K即t=133.9 OC時yA=0.5 ,所以t=133.9 oC是原料的露點溫度。氣液混合進料時，進料溫度在露點溫度和泡點溫度之間，取tF=1300C即Tf=403K根據(jù)杠桿原理：(xf-xa) nL= (yA-XF)nv由壓力 107kpa下 T-X-Y 相圖可知：Xa=0.391 yA=0.618則：0.109nL=0.118n

8、V對于氣液混合進料：nLq 二nL nV= 0.52塔頂表壓3.5Kpa則塔頂實際壓力PD=104.8Kpa作出塔頂定壓104.8Kpa下甲苯-鄰二甲苯T-X-Y相圖:425380 ._._._,_,00.20.40.60.81塔頂壓力104.8kpa下Y-X-甘目圖當(dāng)塔頂組成xD=97%時，查圖得塔頂溫度 Td=385.7K, tD=112.7oC , yD=99%精儲塔操作壓力：DPd PwP進二2所以 Pw=ll0Kpa則塔釜壓力為110Kpa,作出在定壓110Kpa下甲苯-鄰二甲苯T-X-Y相圖。圖3425由相圖查得當(dāng) xw=3%寸 Tw=419.3K, t 后146.3oC,y后8.

9、8%.以上可得全塔物料工藝參數(shù)：壓力/Kpa溫度/0C液相組成氣相組成塔頂104.8112.797%99%進料口107.413050%77%塔釜110146.33%8.8%五、確定適宜回流比(1)當(dāng) q=1 時,相當(dāng)于泡點進料。ts=126.30C, T=399.3Ko將T=399.3K分別代入甲苯、鄰二甲苯的安托尼方程，得甲苯，鄰二甲苯的飽和蒸汽壓, 進而求得甲苯、鄰二甲苯相對揮發(fā)度：T =2.552代入_ 1 1Xd a（1-XD）1"m -.a -1/Xf1-Xf得：（Rm） q=i=1.1513（2）當(dāng) q=0 時即露點進料，td=133.9°C, T=406.9。

10、將T=406.9K分別代入甲苯、鄰二甲苯安托尼方程，得此溫度下甲苯、鄰二甲苯飽和蒸汽壓, 進而求得相對揮發(fā)度：:- 2.4864代入Rm= 1 XD-1-Xd -1：- -1 IL xF1 -xF得：（Rm） q=o=2.2048當(dāng)氣液混合進料時，最小回流比計算方法：Rm =q Rm q1-q Rm q.得：（Rm） min=1.66取最適回流比為最小回流比的1.5倍則 R 適=2.484六、求理論板及實際塔板層數(shù)（采用捷算法）：R適 -Rm2.485-1.66 n9_（1） x = 0.2367R適-13.485Y=0.545827-0.591422x+0.002743/x=0.545827

11、-0.14+0.0116=0.4174Z _ 1 J Xd1-Xm LN min - ln 父 -1ln«m ；1-Xd Xm 一首先需要求出在設(shè)定條件下，塔頂、塔底組分的相對揮發(fā)度分別為a頂=2.683 底=2.3892所以二m =4儀底父a頂=2.532則 Nmin=6.4835V N-NminY;N 2N - 6.4835即 0.4174 =N 2求得N=12,56取整則理論板層數(shù)為13塊(2)取總板效率Et=0.5則實際塔板數(shù)：N實=26ET 0.5七、確定進料板位置在進料狀態(tài)下相對揮發(fā)度a進=2.5194 a頂=2.683則精微段平均相對揮發(fā)度；：mL = 2.6ln ：

12、min"*1J- X D X F-1 =2.638N l - Nmin,L0.4174 =-Nl 2代入數(shù)據(jù)：則Nl =5.96 6取總板效率Et=0.5:;則可確定第12塊板為進料板。八、確定換熱器熱負(fù)荷及換熱面積查資料得塔頂、塔底、及進料口的甲苯、鄰二甲苯的熱參數(shù):甲苯鄰二甲苯塔頂溫度/o C112.7組成97%3%/KJ/(Kmol.K )1242017596進料口溫度/o C130組成5彤5礪/KJ/(Kmol.K )12910.618309,2塔釜o溫度/ C146組成3%g及/KJ/(Kmol.K )13372.3841S98O.36(1)預(yù)熱器熱負(fù)荷及換熱面積計算:取進

13、預(yù)熱期前原料溫度30oC 原料平均比熱容：Cp =0.512910.6 18309.2 ):=15609.9KJ/(Kmol.K)原料升溫到130oC的熱負(fù)荷：Qp= (130-30) qNF=1.46108KJ/h預(yù)熱器加熱采用過熱蒸汽加熱，過熱蒸汽溫度200oC可作為恒溫傳熱。tm =200 C -130 C =70 C取K=800Kcal/ (m2.h.oC)則人:46 108800 4.187 70= 623m2(2)冷凝器熱負(fù)荷及換熱面積計算：取塔頂為飽和液體冷凝。則塔頂汽化潛熱：rm=0.97 12420 0.03 17596 =12575.28KJ/(Kmol .K) 塔頂冷凝氣

14、熱負(fù)荷：Qc = R 1 Drm =3.485 46.7 12575.28 = 2.05 106 KJ/h冷凝器傳熱系數(shù)：K=800Kcal/m 2.h.oC設(shè)水溫由25oC上升到40oC,氣體冷卻到50oC則；：tm112.7 -40)750 -25,112,7-40ln50-25= 44.6840 c冷凝器傳熱面積:=13.7m22.05 106800 4.187 44.684(3)再沸器熱負(fù)荷及換熱面積計算：塔底再沸器為2000c過熱蒸汽加熱，屬于恒溫加熱。則塔底液體汽化潛熱rm =18812 KJ/Kmol.h塔底再沸器熱負(fù)荷：Qr =1R 1 D q -1 F >m=3.485

15、 46.7-0.48 93.41 18812= 2.22 106KJ /h. tm =200oc 146.3oc =53.7°C取 K=800Kcal/m2hoC則再沸器傳熱面積:A2.22 106A . t 800 4.187 53.7=12.4m2九、塔板計算及板間距計算：(1)精儲段及提儲段流量計算：精微段: V =(R 1)D =3.485 46.7 =162.75kmol/hL= RD =2.485 46.7 = 116.05kmol / h提儲段 V =V (q-1)F =117.92kmol/hL=V W =117.92 46.7 =164.62kmol/h在精儲塔設(shè)定

16、溫度范圍內(nèi)：液相甲苯相對密度：；1 =0.75液相鄰二甲苯相對密度：:、2 =0."(2)精儲段及提儲段體積流量計算：精儲段：則塔底液相相對密度：71d =0.75 0.97 0.03 0.77 -0.7506塔底液相密度：= 750.6 kg/m3塔頂液相相對分子量：Ml =92 0.97 106 0.03 = 92.42kg/kmol塔頂液相體積流量： 92.42qLD =116.05 20.04m3/h750.6塔頂氣相組成： yA=99% ,則 Mv =92 0.99 106 0.01 =92.14：vm =v = 3kg / m , M v =92.14RT塔頂氣相體積流率

17、：92 143V =167.75= 4996.4m3/h3提溜段：液相組成：XA -3%則.：lw =0.75 0.03 0.77 0.97 = 0.7694塔底液相密度： 3，=769.4kg/m3塔底液相相對分子量：1ML =92 0.03 106 0.97 =105.58kg/kmol塔底液相體積流量：105.583LW = 164.62 =22.59m3/h769.4 塔底氣相組成：yA =7%MV =92 0.07 106 0.93=105.02、 M P3：'VM' 3.314kg / mRT貝U： Vw = 3736.86m3/h(3)塔徑及板間距計算：精儲段在塔

18、頂設(shè)定工藝條件下:甲苯表面張力：工 a =17.23mN/m =17.23dyn/cm鄰二甲苯表面張力:-B =19.78mN/m =19.78dyn/cm精儲段平均溫度：121c 設(shè)板間距HT = 0.45m h =60mm則:L()2 V0.06344V ' VHT - hl = 0.39m杳圖得C20 =0.08D =1.6m混合物料表面張力:二- =17.23 0.97 19.78 0.03 =17.3120喘產(chǎn)二0.08(嘿產(chǎn):0.0777= 0.7口max -0.86m/s塔徑:4VS388m= 1.43m二 0.676Ht h =0.39m提溜段塔徑及板間距設(shè)計提溜段操作

19、條件下:、二 A =15.44dyn/cm ；=B =18.08dyn/cm =15.44 0.03 18.08 0.97(dyn/cm) =18dyn/cmHt = 0.45cm hl =60mmL ：1一(二)2 =0.092V查圖：C20=0.070 218 0 2C =C20()=0.07(18)0.2 = 0.06852020max:l - ：v769.4-3.314 彳 ,o 0.06851.04m/ s：V.3.314口 =0.7max = 0.728m/s提儲段塔徑:1.0381.35m0.5715根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)對塔徑進行圓整:塔橫截面:十、塔板布置(1)堰長、堰高及堰上液層高:,只

20、 22At = （D ） = 2.01m4(hl:板上液高、hw:堰高、how:堰上液層高)取 lw =0.66D = 1.056m采用平直堰空4 E也）3 1000 lw精微段:hi-hwhow取 how =15mm 又 h = 0.06m則:hw = 0.45m提溜段：hl=hw+h°w平直堰:2立 E（h）31000 lw取 how=0.019m 貝|hw=0.041m(2)降液管寬度及截面積:-lw =0.66D查圖AfAt= 0.0721 Wd =0.124D2Af =0.0721 At = 0.145m2 Wd =0.124 1.6=0.198精儲段：.二AHLs精儲段：

21、.二AHLs0.145 0.4522.59 36000.145 0.4520.04 3600=10.4s >5s= 11.72 >5s(3)降液管底隙高度:精福段：ho =hw0.006 = 0.039受液盤寬：幾=0.04提偏段：h0 = hw 0.006 = 0.035 受液盤寬：hi = 0.04塔板布置：D =1.6m>1.5m取WS =80mm(安定區(qū))無效區(qū)：WC =65mm(4)浮閥數(shù)目及排列：取動能因數(shù)F。=10閥孔直徑d°=0.03mr=4= 5.774m/s .3Kl 1.388N 二二341二2,(0.03) “4鼓泡區(qū)面積：Aa =2( .

22、R2 - 2 -2R sin 180R = D _WC = 0.7352二 D - (WD WS) =0.5222Aa = 1.39m2按浮閥在鼓泡區(qū)排列為等腰叉排 同一橫排孔心距t = 75mm = 0.075m估計排間距:.Aa1.39 一t = = = 54mmNt 341 0.075因為塔徑大，采用分塊式塔板，故取t = 40mm求得浮閥數(shù)N=350 按N=350進行核算:,1.388 40 02 - 5.61m/ s二(0.03)2 350F0 =5.613 =9.72變化因數(shù)不大，仍在912內(nèi)塔板開孔率=N空塔氣率仙=肉Vs561=125%2.01= 0.7卜一、對精微段塔板進行流

23、體力學(xué)驗算及負(fù)荷性能圖核算(1)精儲塔段流體力學(xué)驗算:氣相通過浮閥塔板壓降:hp = hc h h-干板阻力。c =1.8檢 i丁 7<2oc，hc=19.9上 oc£5.750 19.9 (5.61)0.175 = 0.034m750.6板上充氣液層阻力：塔內(nèi)為碳?xì)浠旌衔?，取充氣系?shù)0 - 0.5則 h = 0hl = 0.5 0.06 = 0.03m液體表面張力造成阻力，此阻力很小，忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓力所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽p =hc 幾=0.034 0.03 = 0.064 p c單板壓降:防止液泛驗算:Pp = 0.064H d750，6H 9.8

24、hw)417.3 pa< 600 paHd =hp hi hdhp =0.064 hl = 0.06m p液體通過降液管壓頭損失，hd (加進口堰)Ls 25.57 103 2hd =0.2() =0.2() =0.0041Lwh01.056 0.037.hd = 0.06 0.064 0.0041 = 0.1281= 0.3XHT =0.45 hw =0.045(HT hw) =0.1485可見hd < (Ht hw)符合防止液泛要求 防止霧沫夾帶的核算: 對于大塔：要求液泛率 80% 泛點率無泡沫正常系統(tǒng)：vPl - ：v=100%0.78K CfAtVsK=1,& =

25、3kg/m3, CF =0.127,At =2.01, Vs = 1.388m2/s泛點率=44.16%驗算：泛點率=：vV1.36LsZl：l - ：v工 CFAb_33LS =5.57 10 m3/s,ZLL V10%=D -2WDd = 1.204, Ab = AT - 2Af =1.72泛點率=44.43%(2)精儲段進行塔板負(fù)荷性能的核算霧沫夾帶線：按泛點率80%計算Vs .3 -1.36 1.204Ls476 =0.80.127 1.72整理得Vs =2.765-22.88Ls 0液泛線: 將Hthw =hphlhd0.1485=5.34 3o 30.2750.6 2 9.81LS

26、(+(1+0.5)0.04511.056M 0.0391,2.84 3600LS 飛+S I1000 < 1.056 )整理得4Vs-do2NVs = 4.6-6.629Ls -54.5Ls（3液相負(fù)荷上限線液體在限液管停留時間不低于35sASHT. = 3 5sLs以9 =5s在降液管停留時間下限LS maxAsHt 0.145 0.453,S T = = 0.013m /s漏液線采用F1型浮閥:FO - JOJ 7 ' V =5Tv一2Vs =i2N。4所以VS min20.03350-3：0.714m /s. 3液相負(fù)荷下線限取堰上液層高度 則how=0.006 m作為液相

27、下限條件2.84 Z；360aLs L 11000 1 lw 一LS min30.006 1000 2_Lw2.843600-0.000932lw3m= 0.0009m3/s3600dZ=1所以根據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖（圖四）00.0020.0040.0060.0080.010.0123 0.014Ls/(m 3/s)按圖固定的汽夜比查的：氣相負(fù)荷上限：Vs min = 2.568m3/s氣相負(fù)荷下線：Vs min = 0.714m3/s操作彈性=3.597十二、提儲段流力學(xué)驗算及負(fù)荷性能核算(1)提儲塔段流體力學(xué)驗算：在提留段操作條件下：L = 769.4kg/m3"v =3.314

28、Ls = 0.006275m3/s,Vs = 1.038m3/s, 口。=5.61氣相通過浮閥塔板壓降：hp 二幾 h h干板阻力："oc ="2!.1 = 5.45m/ s, > 以: v所以- - 2hc =5.34 =0.0372：7g取；o =0.5所以板上充氣液層阻力相當(dāng)高度：h1 = ；o.hl = 0.03m所以hp =hc % =0.037 0.03 = 0.067單板壓降：p =0.067 769.4 9.81 = 506 pa ：二 0.6kpa防止液泛驗算：Hd三中Ht hwHd = hp hi hdhp -0.067m, hi -0.06m液體

29、通過降液管壓頭損失(設(shè)進口堰)：hd=0.2-L=0.00581 who所以H d = 0.067 0.06 0.0058 =0.1328取= 0.3則：0.3 Ht hw =0.3(0.45 0.041) =0.1473hd : Ht hw符合防止冷夜要求防止霧沫夾帶的核算：大塔冷凝泛點率80%計算VVS:二1.36LsZL液泛率 ) LV 10%CfACf =0.128, At =2.01泛點率=34.1%整理得)夜冷線: 將則Ht hw )；= hc hihdhihv-20.1437=5.34712g22 84+ (1 + %) L+8410003600LsIlw(2)提留段塔板負(fù)荷性能

30、核算霧沫夾帶VS .-V1.36LsZl_SS L液泛率 :LV 10% = 80%9人VS =2.667 24.85Ls4所以2Vs =4.469 -7625Ls -50.42Ls3液相負(fù)荷上線Ls以9二的在降液管停留時間下限LSmaxASH t50.145 0.455= 0.013m3/s漏液線對于采用F1型浮閥:Fo =o：V = 52VS = do No4所以VS min_ J -2二一 0.0335053=0.714m /s液相負(fù)荷下線限:取堰上液層高度幾亞=0.006m作為液相下降條件2.84Z 3600 Ls m1000iinI3=0.0009m /s 3600Z=1所以LS m

31、in0.006 10002.843600根據(jù)式、作出提留段塔板負(fù)荷圖（圖五 ）按圖固定的汽夜比查的：氣相負(fù)荷上限:Vs min =2.468m3/s氣相負(fù)荷下線:Vs min = 0.714m3/s操作彈性二3.46十三、換熱器的選型及核算估計傳熱面積，初選換熱器的型號取K =600W/（m2 - c股水溫由25七上升40 C物質(zhì)被冷卻到50 C；：tm112.55-40 - 50-25112.55-40In=44.63 CQc50-251.96 106600 44.632=73.19m2、換熱器類型選取及傳熱系數(shù)的核算 類型選取有兩流體溫差 50C,故選用浮頭式換熱器，其型號為：TB/T47

32、14-714-92-209主要參數(shù)如下：外殼類型：600mm公稱面積：73.19m2管子尺寸：25mm x 2.5mm管子數(shù)：284管長：4500mm 管程數(shù)：Np 6管子排列方式：正三角形管程流通面積：0.0083m2實際傳熱面積：2SO 二n二do L-0.1）=284 3.14 0.025 4.4-98.09m2總傳熱系數(shù)KoQcSo；%1.96 10698.09 44.63-447.72WZ m2核算總傳熱系數(shù)i、管程對流傳熱系數(shù)aCpCc4.174 103 0.37 10=4.42c0.633PrC 0.80.4=0.023 ReiPridi= 0.023 033 (2.2 104)

33、0.84.420.40.02= 3928.34W/(m2 C)ii、殼程對流傳熱系數(shù)a o（Kern法）0.55管子為正三角形排列則de'=0.14殼層甲苯冷卻所以出、污垢熱阻查污垢系數(shù)圖得iv、總傳熱系數(shù)：o =0.36飛xt22A =ZD= 0.95deo :1'CpN "0.14de24 do20.03224 0.0252Uo-do二 0.025= 0.02'小f1- I = 0.15X0.6X 1.t ,J】0.025=0.01970.032qmhAO810 0.0197116二 0.073m/ s：o =720.71Ro=2X 10-4(m2 - C

34、)/W R so=1.7 乂 10-4(m2 C )/WK1：O1Rso蜷do0.0253928 0.0210.0250.000172 0.002720.710.02= 469.98W/(m2 C)5 = 46998=1.05 q 447.72故所選的換熱器是合格的十四、主要接管尺寸的選取(1)進料管已知進料液流率為 90.452kmol/h,平均相對分子量 99.15,密度772.28kg/m3=11.61m / sLf90.452 99.153772.28取管內(nèi)流速則進料管直徑(2)回流管回流管的體積流率:UF =08m/sd _ 4Lf/3600F 一二Uf4 11.61/36000.0

35、72m3.14 0.83LR =14.113m /h取管內(nèi)流速Ur =1.5m/s,則回流管直徑dR4Lf/3600.二 1.54 11.61/3600= 0.058m3.14 1.5(3)釜液出口管體積流率取管內(nèi)流速UW =0.5m/s則釜液出口管徑dR(4)塔頂蒸汽管取管內(nèi)蒸汽流速則塔頂蒸汽管直徑45.226 99.15764.2284Lw/3600 二 nx0.5 Vd = 5.87m/h4 父 5.87/3600 八.=0.064m3.14x0.5_ _ _ _3V =4702.38m3/ hUR =20m/s4 3386.034/36000.258m3.14 18(5)加熱蒸汽管3V

36、 = 3386.034m /h取管內(nèi)蒸汽流速則加熱蒸汽管直徑二18m/s4 3386.034/3600 0.258m3.14 18十五、設(shè)計結(jié)果一覽表序號項目符號單位計算結(jié)果精福段提福段1平均溫度tk385.5419.32平均壓力Pkpa104.81103平均流量氣相Vm3/h4996.43736.864液相Lm3/h20.0422.595實際塔板數(shù)2613136塔的有效高度Zm127塔徑Dm1.61.68板間距Htm0.450.459降液管形式弓形降液管10空塔氣速um/s0.70.711溢流 裝置溢流管形式單溢流12溢流堰長度lwm1.0561.0561314溢流堰局度hwm0.0450.

37、041板上液層局度him0.060.0615堰上液層高度howm0.0150.01916安定區(qū)寬度Wsm0.080.0817開孔區(qū)到塔壁距離18開孔區(qū)向積Aa2 m1.391.3919閥孔直徑dmm303020浮閥或篩孔個數(shù)N35035021閥孔或篩孔氣速U0m/s5.6122閥孔或篩孔動能因數(shù)F09.729.7223開孔率12.5%12.5%24孔心距tmm757525排間距t,mm404026塔板壓降 pPa417.350627液體在降液管中的停留時間Ts11.7210.428降液管底隙高度h0m0.0390.03929泛點率44.43%34.1%30液相負(fù)荷上限Lsmaxm3/s-21.3 x 10-21.3X 1031液相負(fù)荷卜限lsmaxm3/s0.00090.000932氣相負(fù)荷卜限Vsminm3/s0.7140.679233操作彈性3.5973.46參考文獻1柴誠敬.化工原理：上冊.高等教育