化工原理課程設(shè)計-分離乙醇-水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1.設(shè)計題目：別離乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計2.原始數(shù)據(jù)及條件： 生產(chǎn)能力：年處理乙醇水混合液7.92千噸(開工率為3000/天)原料：來自原料罐，溫度20，乙醇含量為48%質(zhì)量分率,下同別離要求：塔頂乙醇含量不低于92% 塔底乙醇含量不高于0.03% 塔頂壓力P=105KPa 進料狀態(tài)為泡點進料塔釜為飽和蒸汽直接加3.設(shè)計任務(wù)：1. 完成該精餾塔的各工藝設(shè)計，包括設(shè)備設(shè)計及輔助設(shè)備選型。2. 畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。3. 寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。摘要本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算

2、、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計過程。精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖的制作、主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的核算，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。本次設(shè)計結(jié)果為：理論板數(shù)為20塊，塔效率為%，精餾段實際板數(shù)為40塊，提餾段實際板數(shù)為5塊，實際板數(shù)45塊。進料位置為第17塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為，設(shè)置了 = 4 * CHINESENUM3 四個人孔，塔高米，通過浮閥板的流體力學(xué)驗算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。關(guān)鍵詞：二元精餾、浮閥精餾塔、物料衡算、流體力學(xué)驗算。 TOC o 1-2 h z u HYPERL

3、INK l _Toc248307206 第一章 緒論 PAGEREF _Toc248307206 h 5 HYPERLINK l _Toc248307207 第二章 塔板的工藝設(shè)計 PAGEREF _Toc248307207 h 7 HYPERLINK l _Toc248307208 精餾塔全塔物料衡算 PAGEREF _Toc248307208 h 7 HYPERLINK l _Toc248307209 2.2 乙醇和水的物性參數(shù)計算 PAGEREF _Toc248307209 h 7 HYPERLINK l _Toc248307210 溫度 PAGEREF _Toc248307210 h

4、7 HYPERLINK l _Toc248307211 密度 PAGEREF _Toc248307211 h 8 HYPERLINK l _Toc248307212 理論塔板的計算 PAGEREF _Toc248307212 h 11 HYPERLINK l _Toc248307213 第三章 塔體的工藝尺寸計算 PAGEREF _Toc248307213 h 12 HYPERLINK l _Toc248307214 塔徑的初步計算 PAGEREF _Toc248307214 h 12 HYPERLINK l _Toc248307215 溢流裝置 PAGEREF _Toc248307215 h

5、 14 HYPERLINK l _Toc248307216 塔板分布、浮閥數(shù)目與排列 PAGEREF _Toc248307216 h 15 HYPERLINK l _Toc248307217 第四章 篩板的流體力學(xué)驗算 PAGEREF _Toc248307217 h 16 HYPERLINK l _Toc248307218 氣相通過浮閥塔板的壓降 PAGEREF _Toc248307218 h 16 HYPERLINK l _Toc248307219 淹塔 PAGEREF _Toc248307219 h 17 HYPERLINK l _Toc248307220 物沫夾帶 PAGEREF _To

6、c248307220 h 18 HYPERLINK l _Toc248307221 第五章塔板負荷性能曲線 PAGEREF _Toc248307221 h 19 HYPERLINK l _Toc248307222 物沫夾帶線 PAGEREF _Toc248307222 h 19 HYPERLINK l _Toc248307223 液泛線 PAGEREF _Toc248307223 h 19 HYPERLINK l _Toc248307224 液相負荷上限 PAGEREF _Toc248307224 h 20 HYPERLINK l _Toc248307225 漏液線 PAGEREF _Toc2

7、48307225 h 20 HYPERLINK l _Toc248307226 液相負荷下限 PAGEREF _Toc248307226 h 20 HYPERLINK l _Toc248307227 第六章 塔附件的設(shè)計 PAGEREF _Toc248307227 h 21 HYPERLINK l _Toc248307228 接管 PAGEREF _Toc248307228 h 21 HYPERLINK l _Toc248307229 筒體與封頭 PAGEREF _Toc248307229 h 23 HYPERLINK l _Toc248307230 除沫器 PAGEREF _Toc24830

8、7230 h 23 HYPERLINK l _Toc248307231 裙座 PAGEREF _Toc248307231 h 24 HYPERLINK l _Toc248307232 人孔 PAGEREF _Toc248307232 h 24 HYPERLINK l _Toc248307233 第七章塔總體高度的設(shè)計 PAGEREF _Toc248307233 h 24 HYPERLINK l _Toc248307234 塔的頂部空間高度 PAGEREF _Toc248307234 h 24 HYPERLINK l _Toc248307235 塔總體高度 PAGEREF _Toc2483072

9、35 h 24 HYPERLINK l _Toc248307236 第八章 附屬設(shè)備的計算 PAGEREF _Toc248307236 h 24 HYPERLINK l _Toc248307237 8.1 熱量衡算 PAGEREF _Toc248307237 h 24 HYPERLINK l _Toc248307238 8.1.1 0的塔頂氣體上升的焓Qv PAGEREF _Toc248307238 h 24 HYPERLINK l _Toc248307239 8.回流液的焓QR PAGEREF _Toc248307239 h 25 HYPERLINK l _Toc248307240 塔頂餾出

10、液的焓QD PAGEREF _Toc248307240 h 25 HYPERLINK l _Toc248307241 冷凝器消耗的焓QC PAGEREF _Toc248307241 h 25 HYPERLINK l _Toc248307242 進料口的焓QF PAGEREF _Toc248307242 h 25 HYPERLINK l _Toc248307243 塔釜殘液的焓QW PAGEREF _Toc248307243 h 26 HYPERLINK l _Toc248307244 再沸器QB PAGEREF _Toc248307244 h 26 HYPERLINK l _Toc248307

11、245 8.2 冷凝器的設(shè)計 PAGEREF _Toc248307245 h 26 HYPERLINK l _Toc248307246 冷凝器的核算 PAGEREF _Toc248307246 h 27 HYPERLINK l _Toc248307247 泵的選擇 PAGEREF _Toc248307247 h 27 HYPERLINK l _Toc248307248 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果列表 PAGEREF _Toc248307248 h 28 HYPERLINK l _Toc248307249 主要符號說明 PAGEREF _Toc248307249 h 29 HYPERLINK l _

12、Toc248307250 參考文獻 PAGEREF _Toc248307250 h 31 HYPERLINK l _Toc248307251 致 謝 PAGEREF _Toc248307251 h 31第一章 緒論精餾的根本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用屢次局部汽化和屢次局部冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度別離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的別離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,本次課程設(shè)計是浮閥塔。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純

13、度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(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，為精餾實現(xiàn)高純度的別離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，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。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物別離中首選別離方法本次課程設(shè)計是別離乙醇水二元物系。在此我選用連續(xù)精餾浮閥塔。具有以下特點： (1) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 (2) 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 (3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 (4

14、) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400660N/m2。 (5) 液面梯度小。 (6) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7) 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計過程。精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖的制作、主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及接管尺寸是合理的，以保證精

15、餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力，解決實際生產(chǎn)問題的能力，課程設(shè)計是一次讓我們接觸實際生產(chǎn)的良好時機，我們應(yīng)充分利用這樣的時機認真去對待每一項任務(wù)，為將來打下一個穩(wěn)固的根底。而先進的設(shè)計思想、科學(xué)的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅持的設(shè)計方向和追求的目標(biāo)。第二章 塔板的工藝設(shè)計 精餾塔全塔物料衡算F:進料量(Kmol/s) XF:原料組成D:塔頂產(chǎn)品流量(Kmol/s)XD:塔頂組成W:塔底殘液流量(Kmol/s)XW:塔底組成原料乙醇組成: XF= =26.54%塔頂組成: XD=81.82%塔底組成: XW=0.012% Kmol/s物料衡算式:F=

16、D+W F XF=D XD+W XW Kmol/s2.2 乙醇和水的物性參數(shù)計算溫度 常壓下乙醇水氣液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度t液相中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩爾分率%100利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得tF tD tW = 1 * GB3 tF := tF= = 2 * GB3 tD := tD= = 3 * GB3 tW := tW=7 = 4 * GB3 精餾段平均溫度:= = 5 * GB3 提留段平均溫度:=密度:混合液密度: 混合氣密度:塔頂溫度: tD=氣相組成yD: yD=83.79%進料溫度: tF=氣相組成yF: yF=77.1%塔底組成: tW=7氣相組成yw: yw=0.

17、11%(1)精餾段液相組成x1:氣相組成y1:所以 (2)提留段液相組成x2:氣相組成y2:所以由不同溫度下乙醇和水的密度,內(nèi)差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度溫度t,708090100110,kg/m3,kg/m3tF= tD= tW=7 所以混合液體外表張力 由內(nèi)差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的外表張力 乙醇外表張力 CFmN/m CDmN/m CWmN/m 水外表張力 wFmN/m wDmN/m wWmN/m塔頂外表張力 DmN/m原料外表張力 FmN/m塔底外表張力 wmN/m(1)精餾段的平均外表張力 1mN/m(2)提餾段的平均外表張力：2=mN/m相對揮發(fā)度由 xF

18、=26.54% yF=77.1% 得由 xD=81.82% yD=83.79% 得由 xW=0.012% yw=0.11% 得(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度提留段的平均相對揮發(fā)度混合物的粘度 = 查表，得水mpas, 醇mpas = 查表，得水mpas, 醇mpas(1)精餾段粘度：1=醇x1+水(1-x1 mpas提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2 mpas繪出乙醇水的氣液平衡組成，即X-Y曲線圖，作進料線，與平衡線的交點坐標(biāo)為xq=0.2654 yq最小回流比為mol/s提留段 因本設(shè)計為飽和液體進料，所以q=1 那么精餾段操作線方程為y= 提餾段操作線方程為采用圖解法求得理論板層數(shù)NT

19、=20,加料板為第17塊理論板精餾段 a=5.23 mpas所以提留段 a=9.25 mpas所以全塔所需實際塔板數(shù)：全塔效率：第三章 塔體的工藝尺寸計算氣液相體積流量計算1精餾段 質(zhì)量流量： 體積流量： 2提留段 質(zhì)量流量： 體積流量： 精餾段塔徑計算0.8，Umax= 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：Ht= , hL= .那么Ht- hL=查圖可知C20=0.071 ,取平安系數(shù)為0.7 ，那么空塔氣速按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=m塔截面積為實際空塔氣速為提留段塔徑計算 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：Ht= , hL= .那么Ht- hL= 查圖可知C20=0.072 , 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=m塔截面積為實際空

20、塔氣速為堰長 取5D=m3.2.2溢流堰高度 選擇平直堰 堰上層高度1精餾段 2提留段 3.2.3弓形降液管寬度和截面積由 查得， 那么驗算降液管內(nèi)停留時間 精餾段： 提留段：停留時間5s，故降液管可使用3.2.4降液管底隙高度1精餾段 取降液管底隙的流速=8m/s 那么=2提留段 取=8m/s 那么=故降液管設(shè)計合理選用凹形受液盤：深度3.3塔板分布、浮閥數(shù)目與排列3.3.1塔板分布 本設(shè)計塔徑D= 采用整塊式塔板3.3.2浮閥數(shù)目與排列 (1)精餾段 取閥孔動能因子F0=12. 那么孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為 取邊緣區(qū)寬度 破沫區(qū)寬度 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 其中 所以 浮閥排列方式采

21、用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm 那么排間距： 按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)39個 按N=39 重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi) 塔板開孔率= (2)提留段 取閥孔動能因子F0=12. 那么孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為 按t=75mm ,估算排間距取t=90mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)39個 按N=23 重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi) 塔板開孔率= 第四章 篩板的流體力學(xué)驗算4.1氣相通過浮閥塔板的壓降氣體通過塔板時，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體外表

22、張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過塔板的壓降Pp可由 和計算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱； hl與氣體通過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱； h與克服液體外表張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱。 4.1.1 精餾段(1)干板阻力 因u01u0c1 故(2)板上充氣液層阻力取 那么(3)液體外表張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?4.1.2提留段1干板阻力 因u02u0c2 故2板上充氣液層阻力取 那么3液體外表張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?為了防止淹

23、塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度4.2.1精餾段(1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?(2)液體通過液體降液管的壓頭損失 (3)板上液層高度 那么取，已選定 那么可見所以符合防止淹塔的要求。 4.2.2提留段 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?(2)液體通過液體降液管的壓頭損失 = 3 * GB2 板上液層高度 那么取，已選定 那么可見所以符合防止淹塔的要求。 4.3物沫夾帶4.3.1精餾段 板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積：取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖泛點率=對于小塔，為了防止過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過70%，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 4.3.1提留段

24、 取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖泛點率=由計算可知，符合要求。第五章塔板負荷性能曲線5.1物沫夾帶線 據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率70%計算： = 1 * GB2 精餾段 0.7= 整理得： 即 由上式知物沫夾帶線為直線，那么在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出 = 2 * GB2 提留段 0.7= 整理得： 即在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出 精餾段 Ls (m3/s)03Vs (m3/s)提餾段 Ls (m3/s)03Vs (m3/s)5.2液泛線 而 = 1 * GB2 精餾段 整理得： = 2 * GB2 提留段 整理得：在操作范圍內(nèi)任取假設(shè)干個值，算出相應(yīng)得值： 精餾段 Ls1 (m3/

25、s)0104153Vs1 (m3/s)提餾段 Ls2 (m3/s)0307153Vs2 (m3/s)5.3液相負荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于35s 液體降液管內(nèi)停留時間 以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，那么 漏液線 對于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標(biāo)準(zhǔn)，那么(1) 精餾段 (2)提留段液相負荷下限 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取E=1.0 那么由以上15作出塔板負荷性能圖 第六章 塔附件的設(shè)計6.1接管進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管。管徑計算如下：

26、 取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取6.1.2回流管采用直流回流管 取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取6.1.3塔底出料管取 直管出料查標(biāo)準(zhǔn)系列選取6.1.4塔頂蒸汽出料管直管出氣 取出口氣速 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取塔底進氣管 采用直管 取氣速 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取法蘭 由于常壓操作，所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭、平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進料管接管法蘭：HGT+20592-2021鋼制管法蘭回流管接管法蘭：HGT+20592-2021鋼制管法蘭塔底出料管法蘭：HGT+20592-2021鋼制管法蘭塔頂蒸汽管法蘭：HGT+20592-2021鋼制管法蘭塔釜蒸汽進氣法蘭：HGT+20592-2021鋼制管法蘭 6.2.1筒體 由D

27、=800mm 選取壁厚為4mm6.2.2封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=800mm，查得曲面高度，直邊高度，內(nèi)外表積，容積。選用封頭N8006,JB1154-736.3除沫器 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比外表積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。 設(shè)計氣速選?。?系數(shù) 除沫器直徑： 選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，高度為，直徑為6.4裙座塔底采用裙座支撐，裙

28、座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。選取裙座壁厚為16mm。根底環(huán)內(nèi)徑：根底環(huán)外徑： 圓整：，；根底環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取m。6.5人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于到達要求，一般每隔1020塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共45塊板，需設(shè)置4個人孔，每個孔直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。

29、第七章塔總體高度的設(shè)計7.1塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。 7.2塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。7.3塔總體高度 第八章 附屬設(shè)備的計算8.1 熱量衡算 8.1.1 0的塔頂氣體上升的焓QvtD溫度下，即 78.28 tw溫度下，即 99.97 tD溫度下，即 78.28 0的塔頂氣體上升的焓Qv 塔頂以0為基準(zhǔn)8.1.2回流液的焓QR 注：此為泡點回流，據(jù)t-x-y圖差得此時組成下的泡點tD，用內(nèi)差法求得回流液

30、組成下的，查得 此溫度下： 注：回流液組成與塔頂組成相同 8.1.3塔頂餾出液的焓QD 因餾出口與回流液口組成一樣，所以 8.1.4冷凝器消耗的焓QC8.1.5進料口的焓QFt溫度下，即 所以8.1.6塔釜殘液的焓QW8.1.7再沸器QB塔釜熱損失為10%, 那么 設(shè)再沸器損失能量Q損B 加熱器實際熱負荷= 8.2 冷凝器的設(shè)計有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500)本設(shè)計取K=700)=2926)出料液溫度：8飽和氣8飽和液冷卻水溫度：2035逆流操作：t1=58.28 t2= 傳熱面積:根據(jù)全塔熱量衡算，得Qc按雙管程計時，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表殼徑/mm4

31、00管子尺寸19mm2mm公稱壓力/Mpa管長公稱傳熱面積/m22管子總數(shù)174管程數(shù)1管子排列方式正方形斜轉(zhuǎn)45殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形 核算傳熱面積而該型號換熱器的實際傳熱面積A為從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器適宜所以本實驗最終選取的換熱器為:,管心距25mm,公稱直徑400mm，管程數(shù)N為2，管子根數(shù)為174，換熱管長度1500mm，換熱面積為m2用泵將料液輸送到5米高的容器中，泵的吸入管道為pa，進料泵的流速 uF=1m/s， 主加料管長為20m，90彎頭5個，截止閥全開個。那么： 湍流 揚程: 額定: 1.10)He=7.94m.取Hc=m.流量: 所以泵型號為 : IS5

32、0-32-160型號IS6550-160流量m3/h揚程m電機功率 kw軸功率 kw轉(zhuǎn)速 1450效率35%泵殼許用壓力Kgf/cm352/38浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果列表 浮閥塔工藝設(shè)計結(jié)果工程符號單位 精餾段提留段 備注塔徑D m塔間距HTm塔板類型 單溢流弓形降液管 整塊式塔板空塔氣速um/s堰長lwm堰高hwm板上液層高度hlm降液管底隙高h0m浮閥數(shù)N3923 等腰三角形叉排浮閥動能因子F0臨界閥孔氣速u0cm/s閥孔氣速u0m/s 同一橫排孔心距孔心距tm7590相鄰橫排中心距離排心距tm90120單板壓降PPPa降液管內(nèi)清夜層高度Hdm泛點率%氣相負荷上限(Vs)maxm3/s物沫

33、線控制液泛線控制氣相負荷下限(Vs)minm3/s下限線控制漏液線控制操作彈性主要符號說明符號意義SI單位F進料流量kmol/h；D塔頂產(chǎn)品流量kmol/h；W塔釜產(chǎn)品流量kmol/h；x進料組成無因次V上升蒸汽流量kmol/h；L下降液體流量kmol/h；粘度mPas板效率無因次P壓強Pat溫度；R回流比無因次N塔板數(shù)無因次q進料狀況參數(shù)無因次M分子量kg/kmol；C操作物系的負荷因子m/s密度kg/m3；外表張力mN/m；u空塔氣速m/s；HT板間距m；hL板上液層高m；降液管低隙高度m停留時間SD塔徑m；AT塔截面積m2；Af弓形降液管面積m2；g重力加速度N/kgWd降液管寬度m；uo閥孔氣速m/s；Z塔高m；Aa鼓泡區(qū)面積m2；開孔率無因次壓降Pauoc孔速m/s；N開孔數(shù)無因次K物性系數(shù)無因次F0動能因子無因次阻力因子無因次t閥孔直徑m；Hd液體通過降液管的高度m；lW堰長m；hW溢流高度m；堰上液層高度m；泛點率無因次Wc邊緣區(qū)寬度m；G料液的質(zhì)量流率kg/hV料液的體積流率m3/hD進料管的直徑m根底環(huán)內(nèi)徑m根底環(huán)外徑mnF加料板數(shù)個np人孔數(shù)個HD人孔高度mHB塔底空間高度mHF