化工原理篩板精餾塔課程設(shè)計(jì)案例

1、 .DOC資料. 化工原理篩板精餾塔課程設(shè)計(jì)案例作者：日期：吉林化工學(xué)院 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 篩板精餾塔分離苯甲苯工藝設(shè)計(jì) 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級(jí) 材 化 0801 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號(hào) 08150108 指導(dǎo)教師 張 福 勝 2010年6 月 14日目錄 TOC o 1-2 u 摘要一緒論二第一章 流程及流程說(shuō)明 PAGEREF _Toc185913165 h 1第二章 精餾塔工藝的設(shè)計(jì) PAGEREF _Toc185913166 h 22.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算 PAGEREF _Toc185913167 h 22.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率22.1.

2、2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 22.2最小回流比的確定 PAGEREF _Toc185913170 h 32.3物料衡算 3 2.4精餾段和提餾段操作線方程 PAGEREF _Toc185913172 h 32.4.1求精餾塔的氣液相負(fù)荷3 2.4.2求操作線方程 32.5精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 32.6實(shí)際板數(shù)的計(jì)算 32.7實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 3第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算53.1物性數(shù)據(jù)計(jì)算53.2精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算93.3篩板流體力學(xué)驗(yàn)算133.4塔板負(fù)荷性能圖16第四章 熱量衡算214.1塔頂氣體上升的焓214.2回流液的焓214.3塔頂餾出液的

3、焓214.4冷凝器消耗焓214.5進(jìn)料的焓214.6塔底殘液的焓214.7再沸器的焓22第五章 塔的附屬設(shè)備的計(jì)算235.1塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算235.2泵的選型245.4塔總體高度的設(shè)計(jì)25結(jié)論27致謝28參考文獻(xiàn)29主要符號(hào)說(shuō)明 30 摘 要在此篩板精餾塔分離苯-甲苯的設(shè)計(jì)中，給定的條件為：進(jìn)料量為 塔頂組成為：進(jìn)料餾出液組成為：塔釜組成: 加料熱狀態(tài):q=1 塔頂操作壓強(qiáng):(表壓)首先根據(jù)精餾塔的物料衡算，求得D和W，通過(guò)圖解法確定最小回流比；再根據(jù)操作線方程，運(yùn)用圖解法求得精餾塔理論板數(shù)，確定溫度奧康奈爾公式求的板效率，繼而求得實(shí)際板數(shù)，確定加料位置。然后進(jìn)行精餾段和提餾段的設(shè)計(jì)工藝計(jì)算

4、，求得各工藝尺寸，確定精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)。繼而對(duì)篩板的流體力學(xué)進(jìn)行驗(yàn)算，檢驗(yàn)是否符合精餾塔設(shè)備的要求，作出塔板負(fù)荷性能圖，對(duì)精餾塔的工藝條件進(jìn)行適當(dāng)?shù)恼{(diào)整，使其處于最佳的工作狀態(tài)。第二步進(jìn)行塔頂換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算。先選定換熱器的類型，確定物性數(shù)據(jù)，計(jì)算傳熱系數(shù)和傳熱面積。然后對(duì)進(jìn)料泵進(jìn)行設(shè)計(jì)，確定類型。關(guān)鍵詞：苯-甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu) 塔附屬設(shè)備下圖為連續(xù)精餾過(guò)程簡(jiǎn)圖： 出料 回流苯蒸汽塔底緒論在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單,造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問(wèn)題，適當(dāng)控制漏液。篩板與泡罩板的差別在

5、于取消了泡罩與升氣管，而直接在板上開很多小直徑的孔篩孔。操作時(shí)氣體以高速通過(guò)小孔上升，液體則通過(guò)降液管流到下一層板。分散成泡的氣體使板上液層成為強(qiáng)烈湍動(dòng)的泡沫層。相同條件下，篩板塔生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦約高10%15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。第一章 流程及流程說(shuō)明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷

6、凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。任務(wù)書上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長(zhǎng)期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機(jī)泵加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。簡(jiǎn)易流程如下，具體流程見附圖。 出料苯甲苯混合液 回流 塔底出料 圖1第二章 精餾塔工藝的設(shè)計(jì) 2.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量=92

7、.13kg/mol產(chǎn)品中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.984進(jìn)料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.54殘液中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.0352.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量苯甲苯屬于理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)。2.2 最小回流比的確定1.查手冊(cè) 繪制苯甲苯氣液平衡線x-y圖。2求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖上對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.54，0.54）作垂線ef即為進(jìn)料線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 最小回流比 2倍最小回流比 2.3物料衡算F=85kmol/h 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h2.4精餾段和提餾段操作線方程2.4.1

8、求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD=105.4Kmol/hV=(R+1)D=150.6Kmol/h=L+qF=190.4Kmol/h=V=150.6Kmol/h2.4.2求操作線方程精餾段 提餾段2.5精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置由圖解法的總板數(shù)NT=13 進(jìn)料板NF=6 精餾段5塊 提餾段7塊2.6實(shí)際板數(shù)的計(jì)算（1）板效率 精餾段平均溫度為86.08 由安托尼方程的精餾段相對(duì)揮發(fā)度 又有求得精餾段板效率為52.3% 提餾段平均溫度100.63 由安托尼方程的精餾段相對(duì)揮發(fā)度 求得提鎦餾段板效率為52.4%（2）精餾段實(shí)際板數(shù) NT=5/0.523=9.6210提餾段實(shí)際板數(shù) NT=7/0.52

9、4=13.4 14（包括塔釜） 實(shí)際總半數(shù)為10+14=24 塊板 總板效率ET=13/2=54.2%2.7實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置實(shí)際加料板位置=12塊精餾段實(shí)際板層數(shù)=10 提餾段實(shí)際板層數(shù)=14第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算3.1物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.1操作壓力計(jì)算（1）塔頂操作壓力 =101.3+4=105.3Kpa（2）每層塔板壓降 =0.7 Kpa（3）進(jìn)料板壓力 （4）精餾段平均壓力 （5）塔底操作壓力 =+=105.3+0.724=122.1 Kpa（6）提餾段平均壓力 Kpa3.1.2操作溫度計(jì)算 用比例內(nèi)插法求得操作溫度 =90.76 =81.4 =110.5精餾段平均

10、溫度 提餾段平均溫度 3.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=0.984，=0.9599=+（1-）=0.98478.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/Kmol=+（1-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/Kmol（2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=0.763，=0.562=+（1-）=0.76378.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/Kmol=+（1-）=0.56278.11+（1-0.562）92.13=84.25kg/Kmol（3）精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=（+）/2=（78.33+83.82）/2=80

11、.805kg/Kmol=（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/Kmol（4）塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=0.035，=0.91=+（1-）=0.03578.11+（1-0.035）92.13=90.85kg/Kmol=+（1-）=0.09178.11+（1-0.091）92.13=91.64kg/Kmol（5）提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/Kmol=（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/Kmol3.1.4平均密度計(jì)算 （1）氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 =3 =2.98（2）液相平均密度

12、計(jì)算塔頂液相平均密度計(jì)算由=81.4查得=812.5，=807.5=812.4進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由=90.76查得=805.5，=801.5進(jìn)料板質(zhì)量分率=0.521=803.6精餾段液相平均密度計(jì)算=（+）/2=（812.4+803.6）/2=808塔底液相平均密度計(jì)算由=110.5查得=772.5，=765.5塔底質(zhì)量分率=0.03提餾段液相平均密度計(jì)算3.1.5液體平均表面張力計(jì)算 依式 計(jì)算塔頂液相平均表面張力計(jì)算 由=81.4查得=19.2mN/m，=20.5mN/m=+（1-）=0.9819.2+（1-0.984）20.5=19.221mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算 由=9

13、0.76查得=17.2 mN/m，=20.2 mN/m=+（1-）=0.5417.2+（1-0.54）20.2=18.514mN/m精餾段液相平均表面張力計(jì)算=（+）/2=（19.221+18.514）/2=18.87mN/m(4)塔底液相平均表面張力計(jì)算 由=110.5查得=14.9mN/m，=17.8 mN/m=+（1-）=0.03514.9+（1-0.035）17.8=17.69mN/m(5)提餾段液相平均表面張力計(jì)算=（+）/2=（17.69+18.514）/2=18.102mN/m3.1.6液體平均黏度計(jì)算 依式 計(jì)算（1）塔頂液相平均黏度計(jì)算由=81.4查得=0.31mPa s，=

14、0.33 mPa s =+（1-）=0.984（0.31）+（1-0.984）（0.33） 得=0.310mPa s（2）進(jìn)料板液相平均黏度計(jì)算由=90.76查得=0.29mPa s，=0.31mPa s =+（1-）=0.54（0.29）+（1-0.54）（0.31） 得=0.299mPa s（3）精餾段液相平均黏度計(jì)算=（+）/2=（0.310+0.299）/2=0.3045mPa s（4）塔底液相平均黏度計(jì)算由=110.5查得=0.24mPa s，=0.28mPa s=+（1-）=0.035（0.24）+（1-0.035）（0.28）=0.278mPa s(5)提餾段液相平均黏度計(jì)算=（

15、+）/2=（0.299+0.278）/2=0.2885mPa s3.2精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算3.2.1精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算（1）塔徑的計(jì)算精餾段塔徑的計(jì)算氣、液相體積流率=0.123=0.0042由，式中C=，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為=0.056取板間距=0.4m，板上液層高度=0.05m，則-=0.4-0.05=0.35m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得=0.07，則C=0.07=0.0692=1.13m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7=0.71.13=0.79 m/sD=1.37m按表準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4 m塔截面積=1.54實(shí)際空塔氣速為0.799 m/s提餾段塔徑的

16、計(jì)算=0.119=0.0041由，式中C=，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為0.0694-=0.36-0.06=0.3m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得=0.0712C=0.059=0.0701=1.05m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7=0.71.05 =0.735 m/sD=1.33 m按表準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4 m塔截面積=1.52實(shí)際空塔氣速為0.778 m/s（2）精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度=（-1）=（10-1）0.4=4 m提餾段有效高度=（-1）=（14-1）0.4=5.2m在精餾塔上開1個(gè)人孔，高度為0.8m，精餾塔的效高度為Z=+0.8=10m3.2.2塔板主要

17、工藝尺寸的計(jì)算（1）溢流裝置計(jì)算塔徑D=1.4 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤堰長(zhǎng) 取=0.66D=0.631.4=0.924m堰高選用平直堰，堰上液層高度計(jì)算如下= 取，則 =精餾段=0.0183m 板上液層高度=0.065m=-=0.065-0.0183=0.047m提餾段=0.0181m=-=0.065-0.0181=0.049m弓形降液管寬度和截面積精餾段由=0.66，查弓形降液管參數(shù)圖得=0.0722，=0.124則=0.0722=0.111，=0.124D=0.1736m 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間=11.73s35s故降液管設(shè)計(jì)合理提餾段由=0.66，查弓形降液管參數(shù)圖

18、得=0.066，=0.124 則=0.066=0.105，=0.124D=0.1721m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間=10.95s35s故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度=，取=0.15m/s精餾段=0.03m/s-=0.017m0.013m提餾段=0.029m-=0.0172m0.013m（2）塔板布置塔板的分塊塔徑D0.8m，故塔板采用分塊式邊緣區(qū)寬度WC=0.075 m，安定區(qū)寬度WS=0.075 m孔區(qū)面積計(jì)算其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（1.736+0.075）=0.4514m R=D/2WC=1.4/2-0.04=0.665 m孔設(shè)計(jì)及其排列本設(shè)計(jì)處理的物系無(wú)腐蝕性，可選

19、用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，去孔中心距t為：t=3do=35=15mm篩孔數(shù)目n為： 塔板開孔區(qū)的開孔率為開孔率在515%范圍內(nèi)，符合要求。氣體通過(guò)篩孔的氣速為精餾段：提餾段：3.3篩板流體力學(xué)驗(yàn)算3.3.1塔板壓降（1）干板阻力hc由do/=5/3=1.67 查圖干篩孔的流量系數(shù)圖 得 C0=0.772由得精餾段：提餾段：（2）氣流通過(guò)液層的阻力計(jì)算由 氣相動(dòng)能因數(shù) Fo 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得=0.58 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得=0.56精餾段：=hL=0.038m液柱提餾段：=hL=0.0372 m液柱（3）液體表面張力的阻力的計(jì)算精餾段：提餾段：氣體通過(guò)每層塔板

20、的液柱精餾段：0.0879m液柱提餾段： 0.0865m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降精餾段：提餾段：符合設(shè)計(jì)要求。3.3.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 3.3.3液沫夾帶液沫夾帶量根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，一般取=2.50.065=0.16m精餾段： 提餾段： 故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許的范圍內(nèi)。3.3.4漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速精餾段：實(shí)際孔速=12.4m/s，穩(wěn)定系數(shù)1.951.5提餾段：實(shí)際孔速=11.8m/s，穩(wěn)定系數(shù)=1.8901.5故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯的漏夜。3.3.5液泛驗(yàn)算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)滿足苯甲苯物系屬一般

21、物系，取=0.5，板上不設(shè)進(jìn)口堰，=0.0034 m液柱精餾段：=0.5（0.4+0.047）=0.224 m 0.0879+0.05+0.0034=0.1413 m液柱提餾段：=0.5（0.4+0.0468）=0.235m0.137m故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1漏液線由得 整理后精餾段：，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)值，計(jì)算結(jié)果如下表2 精餾段漏液線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00100.00150.0020VS（m3/s）0.1470.1490.1520.154提餾段：，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)值，計(jì)算結(jié)果如下表3提餾段漏液線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.001

22、00.00150.0020VS（m3/s）0.1320.1350.1370.1393.4.2液沫夾帶線取液沫夾帶極限值eV=0.1 kg液/kg氣由 式中LW=0.441m，HT=0.36m，近似取E=1精餾段： 整理得 在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSj，計(jì)算相應(yīng)VSj列于下表，據(jù)此做提餾段液沫夾帶線。表4 精餾段液沫夾帶線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00100.00150.0020VS（m3/s）0.4390.4200.4000.381提餾段：整理得 在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSt值，計(jì)算相應(yīng)VSt值列于下表，據(jù)此做提餾段液沫夾帶線。表5精餾段液沫夾帶線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.0010

23、0.00150.0020VS（m3/s）0.4580.4390.4180.4003.4.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負(fù)荷下限線的條件。取E=1.0精餾段：提餾段：據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3.4.4液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中的停留時(shí)間=4s為限精餾段：提餾段：據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線3.4.5液泛線令忽略，將how與Ls；與Ls；hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得： 精餾段： 在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSj，依上式計(jì)算相應(yīng)VSj列于下表，據(jù)此做精餾段液泛線。表6 精餾段液泛線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00

24、100.00150.0020VS（m3/s）0.3760.3590.3380.303提餾段：在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSt依上式計(jì)算相應(yīng)VSt于下表，據(jù)此做提餾段液泛線。表7 提餾段液泛線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00100.00150.0020VS（m3/s）0.3550.3450.3280.316由精餾段負(fù)荷性能圖知，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為液相負(fù)荷下限控制。并查得Vs，min=0.142/s Vs，max=0.43/s精餾段操作彈性為：2由提餾段負(fù)荷性能圖知，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為液相負(fù)荷下限控制。并查得Vs，min =0.13/s Vs，max =0.

25、43/s提餾段操作彈性為：2由上知設(shè)計(jì)合理。第四章 熱量衡算表8 不同溫度下苯-甲苯的比熱容及汽化潛熱物性數(shù)據(jù)溫度（）（）（）tD81.499.81125.03394.8379.4tF90.76103.25128.23390.23372.5tW110.5107.31134.43387.62368.534.1塔頂氣體上升的焓=6.14.2回流液的焓 =0.984.3塔頂餾出液的焓=0.874.4冷凝器消耗焓=-=4.254.5進(jìn)料的焓=0.894.6塔底殘液的焓=0.594.7再沸器的焓全塔范圍列衡算式塔釜熱損失為10%，則=0.9，設(shè)再沸器損失能量+=+ 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷0.9=+-得 =4.

26、82第五章 塔的附屬設(shè)備的計(jì)算5.1塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算5.1.1 1.選擇換熱器的類型 ：兩流體溫度變化情況：熱流體為飽和苯甲苯溫度為：81.4；引用松花江水做冷凝水，夏季冷流體進(jìn)口溫度為20，出口溫度為38，該冷卻水用冷卻水冷卻，冷熱流體溫差不大，而冬天溫度降低冷熱流體溫差較大 考慮到此因素，故采用浮頭式管殼換熱器2.流程安排：由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，其流速太低，將會(huì)加快污垢增長(zhǎng)速度，使換熱器的熱流量下降，所以應(yīng)使冷卻水走管程，被冷凝液（熱流體）走殼程，以便排出冷凝液。5.1.2 確定物性數(shù)據(jù)表9 兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)表流體物性定性溫度（）密度（Kg/m3）黏度（mPas）比熱容（

27、kJ/kgK）導(dǎo)熱系數(shù) （W/mK）苯和甲苯80.362.950.3071.9550.130冷卻水299960.8944.1790.6055.1.3傳熱面積的計(jì)算（1）計(jì)算逆流平均溫度: 對(duì)于逆流傳熱：=80.36 =81.4=20 =38=-=60.36， =-=23.4 （2）選K值并估算傳熱面積查文獻(xiàn)初選K=700w/m2K,則 A=5.1.5初選換熱器型號(hào)采用FA系列的浮頭列管換熱器，初選用FA-800-245-25-（4），性能參數(shù)如下：實(shí)際面積A/m2245管程/m20.0618管子數(shù)NT700折流板總數(shù)Nb27管長(zhǎng)/m6圓缺高21.6%5.2泵的選型(1) 進(jìn)料泵的實(shí)際流速 提升

28、壓頭=0.113m設(shè)料液面至加料孔為6m，=0.6 取90彎頭le/dF=35 le=35dF=350.02=0.7m料液 =79757.45為湍流在在料液面與進(jìn)料孔面之間列柏努利方程 =所以油泵型號(hào)為 : IS50-32-200表11 離心泵性能表型號(hào)IS50-32-200流量（m3/h）7.5揚(yáng)程m12.5功率（Kw）配帶5.5軸3.54轉(zhuǎn)速2900效率48%結(jié)構(gòu)單級(jí)5.5塔總體高度的設(shè)計(jì)（1）塔的頂層空間的高度 取 =0.6m （2）塔的底層空間的高度塔釜釜液停留時(shí)間取5min，塔徑D=1.4m塔底空間高度 （3）塔頂?shù)姆忸^高度 =3.73m （4）裙座高度 =3.82m（5）隔8塊板設(shè)

29、一個(gè)人孔共26塊板設(shè)3個(gè)人孔孔徑450mm塔體總高度 =（24-12-3-1）0.4+120.6+30.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m結(jié)論項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)Pkpa108.8119.3各段平均溫度t0C86.08100.63平均流量氣相Vsm3/s0.1230.121液相LSm3/s0.00420.0045實(shí)際塔板數(shù)N塊1014板間距HTm0.40.4塔的有效高度Zm4.05.2塔徑Dm1.41.4空塔氣速um/s12.411.92塔板液流型式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)LWm0.9240.922堰高h(yuǎn)wm0.0470.044溢流堰寬

30、度Wdm0.0750.075板上清液層高度hLm0.0650.065孔徑d0mm55項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段孔間距tmm1515孔數(shù)n5030開孔面積m20.9830.985塔板壓降p0KPa0.70.7液體在降液管停留時(shí)間s13.9277.07降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.000750.00075霧沫夾帶evkg/kg0.01330.0124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)荷下限控制液相負(fù)荷下限控制氣相最大負(fù)荷Vmaxm3/s0.430.43氣相最小負(fù)荷Vminm3/s0.1420.13致謝通過(guò)本次課程設(shè)計(jì)，不僅使我加深了對(duì)化工原理課程中的一些精餾知識(shí)的理解，也讓我懂得了學(xué)以致用，