丙酮-水板式精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書-淵清

精選優(yōu)質(zhì)文檔-----傾情為你奉上精選優(yōu)質(zhì)文檔-----傾情為你奉上專心---專注---專業(yè)專心---專注---專業(yè)精選優(yōu)質(zhì)文檔-----傾情為你奉上專心---專注---專業(yè)課程設(shè)計(jì)報(bào)告書丙酮水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)浮閥塔學(xué)院專業(yè)學(xué)生姓名學(xué)生學(xué)號(hào)指導(dǎo)教師課程編號(hào)課程學(xué)分起始日期目錄555899101111121313141415161617189202122232425262727282930303131323232323232323233333334343536383838383839393939404142 引言在煉油、石油加工、精細(xì)化工、食品、醫(yī)藥等部門，塔設(shè)備屬于使用量大，應(yīng)用面廣的重要單元設(shè)備。塔設(shè)備廣泛用于蒸餾、吸收、萃取、洗滌、傳熱的單元操作中。所以塔設(shè)備的研究與設(shè)計(jì)一直是國(guó)內(nèi)外學(xué)者普遍關(guān)注的重要課題。塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為兩類：板式塔和填料塔。板式塔為逐板接觸式汽液傳質(zhì)設(shè)備，它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝方便、壓降低，操作彈性大，持液量小等優(yōu)點(diǎn)。同時(shí)也有投資費(fèi)用較高，填料易堵塞等缺點(diǎn)。本設(shè)計(jì)目的是分離丙酮-水混合液，采用篩板式精餾塔。塔型的選擇因素很多。主要有物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的制造安裝和維修等。與物性有關(guān)的因素本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離丙酮-水混合物，對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)該使用連續(xù)精餾。易起泡的物系在板式塔中有較嚴(yán)重的霧沫夾帶現(xiàn)象或引起液泛，應(yīng)選填料塔。本設(shè)計(jì)為丙酮和水，可選用板式塔。對(duì)于有懸浮物或容易聚合物系的分離，為防止堵塞，宜選用板式塔。與操作條件有關(guān)的因素對(duì)于有側(cè)線進(jìn)料和出料的工藝過(guò)程，選用板式塔為適宜；對(duì)于液體噴淋密度極小的工藝過(guò)程，若采用填料塔，填料層得不到充分潤(rùn)濕，使其分離效率明顯下降，故宜選用板式塔。在設(shè)計(jì)過(guò)程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影響，因此設(shè)計(jì)是否合理的利用熱能R等直接關(guān)系到生產(chǎn)過(guò)程的經(jīng)濟(jì)問(wèn)題。本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過(guò)程的物料衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核。第1章設(shè)計(jì)條件與任務(wù)1.1設(shè)計(jì)條件在常壓操作的連續(xù)板式精餾塔內(nèi)分離丙酮-水混合物。塔釜直接蒸汽加熱，生產(chǎn)能力和產(chǎn)品的質(zhì)量要求如下：任務(wù)要求(工藝參數(shù))：1.塔頂產(chǎn)品(丙酮)：2.5t/hr,(質(zhì)量分率)2.塔頂丙酮回收率：α=0.99(質(zhì)量分率)3.原料中丙酮含量：質(zhì)量分率39%4.原料處理量：根據(jù)1、2、3返算進(jìn)料F、xF、W、xW5.精餾方式：直接蒸汽加熱操作條件①常壓精餾②進(jìn)料熱狀態(tài)q=1③回流比R=(2-3)④加熱蒸汽直接加熱蒸汽的絕對(duì)壓強(qiáng)1.5atm冷卻水進(jìn)口溫度25℃、出口溫度45℃熱損失以5%計(jì)⑤單板壓降≯0.7kPa1.2設(shè)計(jì)任務(wù)1.全塔物料衡算、操作回流比和理論塔板數(shù)的確定。2.計(jì)算冷凝器和再沸器熱負(fù)荷。3.計(jì)算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實(shí)際塔板數(shù)。4.估算塔徑。5.板式塔的工藝尺寸計(jì)算，包括溢流裝置與塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算。6.塔板的流體力學(xué)性能校核，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛的校核。7.繪制塔板的負(fù)荷性能圖。塔板的負(fù)荷性能圖由液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線、漏液線、液沫夾帶線和溢流液泛線確定。8.塔的結(jié)構(gòu)確定，包括塔體結(jié)構(gòu)與塔板結(jié)構(gòu)。塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間，塔底空間，人孔（手孔），支座，封頭，塔高等。塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。9.塔的附屬設(shè)備選型,包括塔頂冷凝器、塔底(蒸餾釜的換熱面積，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的選型（視情況而定）。10.精餾塔各接管尺寸的確定。11.繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖。12.繪制精餾塔裝配圖。13.編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書。14.計(jì)算機(jī)要求：編寫程序、CAD繪圖等。15.英語(yǔ)要求：撰寫英文摘要。16.設(shè)計(jì)說(shuō)明書要求：邏輯清楚，層次分明，書寫工整，獨(dú)立完成。第2章設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離丙酮-水混合物。對(duì)于該非理想二元混合物的分離，應(yīng)該使用連續(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)。塔頂上升蒸汽采用全凝器，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)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系（標(biāo)況下，丙酮的沸點(diǎn)56.2°C），塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。圖2.1板式精餾塔的工藝流程簡(jiǎn)圖第3章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)3.1全塔物料衡算3.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)丙酮（）的摩爾質(zhì)量：水（）的摩爾質(zhì)量：則各部分的摩爾分?jǐn)?shù)為：3.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.1.3塔頂產(chǎn)品物質(zhì)的量D=Wd/M3.1.4物料衡算總物料衡算（直接蒸汽加熱）：輕組分（丙酮）衡算：由恒摩爾流假設(shè)得：求解得到：F=257.710kmol/hD=45.019kmol/hW=319.837kmol/hS=107.146kmol/h3.2實(shí)際回流比由數(shù)據(jù)手冊(cè)查的丙酮-水的物系汽液平衡數(shù)據(jù)如下：丙酮水摩爾濃度-泡點(diǎn)丙酮-水氣序號(hào)液相濃度泡點(diǎn)/℃序號(hào)液相濃度泡點(diǎn)/℃10100.0175510.60.4572120.91.20908520.60.3876930.85.4454530.60.3169440.81.31368540.60.244950.78.18175550.60.1715260.75.7172560.60.0967670.73.72555570.60.0206180.72.084580.59.9430590.70.71039590.59.86406100.69.54728600.5959659.78366110.1010168.553610.59.70186120.67.69643620.59.61867130.66.95378630.59.53411140.66.30643640.59.44822150.65.73958650.59.36103160.65.24127660.59.27258170.64.80169670.59.18292180.64.41273680.59.09209190.64.06759690.59.00015200.63.76051700.6969758.90716210.2020263.4866710.58.81319220.63.2455720.58.71428230.63.02637730.58.61874240.62.82941740.58.52248250.62.65185750.58.42552260.62.49127760.58.32795270.62.34555770.58.22987280.62.2128780.58.13137290.62.09136790.58.03254300.61.97976800.7979857.93349310.3030361.87667810.57.83433320.61.78094820.57.73518330.61.69151830.57.63617340.61.60747840.57.53741350.61.52797850.57.43548360.61.45228860.57.33815370.61.37973870.57.24173380.61.30974880.57.14617390.61.24178890.57.05161400.61.17539900.8989956.95824410.4040461.11014910.56.86626420.61.04566920.56.77589430.60.98163930.56.68733440.60.91776940.56.60083450.60.85379950.56.51665460.60.7895960.56.43506470.60.72469970.56.35635480.60.6592980.56.28084490.60.59287990.56.20886500.4949560.52557100156.13656泡點(diǎn)-露點(diǎn)液體液體圖3.1丙酮-水的t-x-y汽液平衡相圖3.2.1最小回流比及實(shí)際回流比確定根據(jù)101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡組成關(guān)系繪出丙酮-水t-x-y和x-y圖，泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1，即q為一條直線，本平衡具有下凹部分，即操作線尚未落到平衡線前已與平衡線相切，由程序得到（程序見(jiàn)附錄）：Rmin=0.46初步取實(shí)際操作回流比為理論回流比的3倍：R=Rmin×3=1.383.2.2操作線（1）精餾段操作線方程：yn+1=（2）提餾段操作線方程：yn+1=3.2.3汽、液相熱負(fù)荷計(jì)算（1）精餾段：LV1=（2）提餾段：L2=W=319.84kmol/hV2=S=107.146kmol/h3.3理論塔板數(shù)確定在平衡曲線即x-y曲線圖上做操作線，在平衡線與操作線間畫階梯，過(guò)精餾段操作線與q線焦點(diǎn)，直到階梯與平衡線交點(diǎn)小于0.為止，由此，得到理論板8塊，加料板為第5塊理論板。（程序附錄，由程序可以得到每一塊理論板上丙酮汽液組成與溫度）圖3.2丙酮-水的y-x圖及圖解理論板3.4實(shí)際塔板數(shù)確定板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反應(yīng)了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算：E注：——塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度——塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa*s（1）精餾段：精餾段平均溫度：t在圖3.1中查的，該溫度下丙酮在液相組成為X1=0.479，汽相組成為Y1數(shù)據(jù)手冊(cè)中查的該溫度下丙酮的黏度μA1=0.23mPa*s丙酮和水的相對(duì)揮發(fā)度：α1=液相粘度：μ塔板效率：

E實(shí)際塔板數(shù)：N故精餾段實(shí)際塔板數(shù)為NP1（1）提餾段：提餾段平均溫度：t在圖3.1中查的，該溫度下丙酮在液相組成為X2=0.00292，汽相組成為y2數(shù)據(jù)手冊(cè)中查的該溫度下丙酮的黏度μA2=0.196mPa*s丙酮和水的相對(duì)揮發(fā)度：α2=液相粘度：μ塔板效率：

E實(shí)際塔板數(shù)：

N故提餾段實(shí)際塔板數(shù)為NP2全塔所需要的實(shí)際塔板數(shù)：NP=NP1全塔效率：ET3.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.5.1操作壓力計(jì)算塔底操作壓力；PW=101.3每層塔板壓降：；進(jìn)料板的壓力：PF塔頂操作壓力：P（1）精餾段平均壓力：PM1（2）提餾段平均壓力：PMTWE524--YQ78Nv3.5.2操作溫度計(jì)算塔頂溫度：td=56.62℃；進(jìn)料板的溫度：塔釜的溫度：t（1）精餾段平均溫度：tm1（2）提餾段平均溫度：tm23.5.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量：MM進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：MM塔底平均摩爾質(zhì)量：MM精餾段平均摩爾質(zhì)量：MM提餾段平均摩爾質(zhì)量：MM3.5.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程，即ρρ液相平均密度計(jì)算：注：——為該物質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)塔頂平均密度計(jì)算：由td=56.61℃，查手冊(cè)得，αρldm=進(jìn)料板平均密度計(jì)算：由tF=64.65℃，查手冊(cè)得，質(zhì)量分?jǐn)?shù)：αρ塔底平均密度計(jì)算：由tW=98.85℃，查手冊(cè)得，（1）精餾段平均密度：ρρ(2)提餾段平均密度：ρρ3.5.5液體平均表面張力計(jì)算對(duì)于二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下試計(jì)算：σ（1）塔頂表面張力：由tD=56.61℃，查表得：σA1=19.03mN/m；得：（2）進(jìn)料板表面張力：由tF=64.65℃，查表得：σσ（3）塔釜表面張力：由tW=98.85℃σσ（4)精餾段平均表面張力：σ（5）提餾段平均表面張力：σ3.5.6液體平均黏度計(jì)算液體平均黏度計(jì)算公式：塔頂平均黏度計(jì)算：由td=56.61℃，查手冊(cè)得，μμ進(jìn)料板平均黏度計(jì)算：由tf=64.65℃，查手冊(cè)μ得到：

μ塔底平均黏度計(jì)算：由tw=98.85℃，查手冊(cè)得，得到：（1）精餾段液體平均黏度：μ（2）提餾段液體平均黏度：μ3.6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.6.1塔徑計(jì)算（1）精餾段精餾段的氣、液相體積流率為：VL查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標(biāo)為：LS1取板間距，板上液層高度則：查圖得： C=μ取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：μ=0.7×D=√(4Vμπ按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=0.9m截塔面積為：AT實(shí)際空塔氣速：μ=V（2）提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：

VL查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標(biāo)為：L取板間距，板上液層高度則：查圖得：CC=μ取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：μ=0.7×D=√(4Vμπ按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=0.9m截塔面積為：A實(shí)際空塔氣速：：μ=3.6.2精餾塔有效高度計(jì)算（1）精餾段有效高度Z(2)提餾段有效高度Z在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)人孔，其高度為0.8m，故精餾塔有效高度:z=第4章塔板工藝尺寸的計(jì)算4.1精餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算4.1.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=0.9m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：4.1.1.1堰長(zhǎng)取lw4.1.1.2溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度：h取板上清液層高度hl=60mm4.1.1.3弓形降液管寬度和截面積由lwD=0.66查弓形降液管參數(shù)圖得：A故AW驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即：θ=故降液管設(shè)計(jì)合理。4.1.1.4降液管底隙高度取μ0=0.07m/s，則hw故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理4.1.2.1塔板分塊采用整塊式4.1.2.2邊緣區(qū)寬度確定取，4.1.2.3浮閥數(shù)目與排列氣體通過(guò)閥孔動(dòng)能因數(shù)為F0=μ0ρV,設(shè)計(jì)用F1型μN(yùn)=選等邊三角形叉排，整塊式塔板，t=開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算：x=r=邊緣區(qū)寬度確定取，所以,Aa=0.446所以t=79.6mm設(shè)計(jì)結(jié)果合理，塔板開(kāi)孔率=μ4.2提餾段塔板工藝尺寸設(shè)計(jì)4.2.1溢流裝置計(jì)算4.2.1.1堰長(zhǎng)取lw4.2.1.1溢流堰高度

由，選用平直堰，堰上液層高度：

how=取板上清液層高度hl=80mm4.2.1.3弓形降液管寬度和截面積由lwD=0.66查弓形降液管參數(shù)圖得：A故AW驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即：

θ=故降液管設(shè)計(jì)合理。設(shè)計(jì)結(jié)果合理。4.2.1.4降液管底隙高度取μ0=0.12m/s，則hw故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，4.2.2.1塔板分塊采用整塊式4.2.2.3浮閥數(shù)目與排列氣體通過(guò)閥孔動(dòng)能因數(shù)為F0=μ0ρV,設(shè)計(jì)用F1型μ0=選等邊三角形叉排，整塊式塔板，t=開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算：x=D2邊緣區(qū)寬度確定，所以,Aa=0.446所以t=88.7mm塔板開(kāi)孔率=μ4.3塔板的流體力學(xué)性能的驗(yàn)算4.3.1精餾段4.3.1.1塔板壓降（1）干板阻力計(jì)算μoc因?yàn)棣?<μ（2）板上充氣液層阻力計(jì)算因?yàn)橐合酁樗?，所以充氣系?shù)ξ=0.5，hl=ξ（3）液體表面張力阻力計(jì)算浮閥塔氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度：hp=h4.3.1.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率=V泛點(diǎn)率=VSρVρL-ρV4.3.1.5液泛為防止發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)滿足：取得到：Hd?H故本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛。4.3.2提餾段提餾段計(jì)算方法與精餾段相同，驗(yàn)算結(jié)果如下：4.3.2.1塔板壓降hchlhσ氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度：hp氣體通過(guò)每層的壓力降為：?p=h4.3.2.2液面落差（忽略液面落差的影響）4.3.2.3液沫夾帶得到，故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4.3.2.4漏液穩(wěn)定系數(shù)：本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。4.3.2.5液泛為防止發(fā)生液泛，降液管內(nèi)也層高度應(yīng)滿足：取得到：液柱液柱故本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛。塔板負(fù)荷性能圖精餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算過(guò)程1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=V即V即0.=0.0586VS+0.可知霧沫夾帶線是直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)點(diǎn)L0.0.00459V0.0.2液相負(fù)荷上限線以θ=4s作為液體在降液管提留時(shí)間的下限θ=解得L3液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how=0.006m作為2.取E=1則（LS）4漏液線對(duì)于F1型重閥，依F0=μ0ρV=5此即為與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線5液泛線?HTμ由上式確定液泛線0.1476=0.09733VS2+920.87LS在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)LS值，依次算出VSL0.00010.00040.00060.0009V1.231421.1.1.以表中數(shù)據(jù)做出液泛線由圖表得，氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶線控制，下限由液相最低負(fù)荷線控制，VV操作彈性=V2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算過(guò)程1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=V即V即0.=0.0432VS+0.可知霧沫夾帶線是直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)點(diǎn)L0.0.00459V0.0.2液相負(fù)荷上限線以θ=4s作為液體在降液管提留時(shí)間的下限θ=解得L3液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how=0.006m作為2.E(（LS則（LS）4漏液線對(duì)于F1型重閥，依F0=μ0ρVV此即為與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線5液泛線?HTμ由上式確定液泛線0.1476=0.09733VS2+920.87L在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)LS值，依次算出VSL0.00010.00040.00060.0009V1.231421.1.1.由圖表得，氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶線控制，下限由液相最低負(fù)荷線控制，VV操作彈性=V

第5章板式塔的結(jié)構(gòu)5.1塔體結(jié)構(gòu)5.1.1塔頂空間塔頂空間為最上層塔板與塔頂間的距離，為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取(1.5-2)HT，取0.5m5.1.2塔底空間塔底空間為塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距，取1.6m。5.1.3人孔取人孔直徑500mm，因?yàn)樗鍞?shù)25塊，所以全塔取人孔3個(gè)。5.1.4塔高板式塔的塔高按下式計(jì)算：式中：——塔高；——實(shí)際塔板數(shù)；——進(jìn)料板數(shù)；——進(jìn)料板處板間距；——人孔數(shù)；——設(shè)人孔處板間距；——塔底空間高度；——塔頂空間高度；——封頭高度；——裙座高度；5.2塔板結(jié)構(gòu)塔板采取整塊式第6章附屬設(shè)備6.1冷凝器取水進(jìn)口溫度為25℃，水的出口溫度為45℃。塔頂出口氣體的溫度為56.61℃，塔頂氣體：qm=MD×45.019=2518Q=q由于是低黏度有機(jī)物和水的混合液，取總傳熱系數(shù)°C，則傳熱面積：A=6.2原料預(yù)熱器原料預(yù)熱溫度：20°C——64.65°C（泡點(diǎn)溫度）采用130°C過(guò)熱飽和蒸汽加熱平均溫度：t=20+64.65平均溫度下查表得則：取總傳熱系數(shù)：解得換熱面積6.3進(jìn)料泵流量F=在原料液罐液面與進(jìn)料口之間列伯努利方程得：其中假設(shè)Z2-Z1＝6.85m，P1＝1atm,P2＝1atm，u1=0，u2=0.0413m/s，大約估算Hf，1-2=1.5m,則泵的壓頭為H＝8.35m選用IS50-32-160型水泵。6.4冷卻水泵全凝器耗水量在地面為基準(zhǔn)面與塔頂?shù)拿嬷g列伯努利方程得：其中假設(shè)Z2-Z1＝21.55m，P1＝1atm,P2＝1atm，u1=0，u2=0.0635m/s，大約估算Hf，1-2=5m,則泵的壓頭為H＝26.55m選用IS65-50-160型水泵。第7章接管尺寸的確定7.1蒸汽接管7.1.1塔頂蒸汽出料管采用直管，取出口氣速，則，查表取，管內(nèi)實(shí)際氣體流速。7.1.2塔釜進(jìn)氣管采用直管進(jìn)氣，取氣速，則，查表取，管內(nèi)實(shí)際氣體流速。7.2液流管7.2.1進(jìn)料管采用直管進(jìn)料管，取，則，查標(biāo)準(zhǔn)系列取。管內(nèi)液體實(shí)際流速。7.2.2回流管采用直管回流管，取，則，查標(biāo)準(zhǔn)系列取。管內(nèi)液體實(shí)際流速。7.2.3塔釜出料管采用直管出料管，取，則，查標(biāo)準(zhǔn)系列取。管內(nèi)液體實(shí)際流速第8章附屬高度確定8.1筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為。8.2封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑dg=900mm，查得曲面高度h1=225mm，直邊高度，內(nèi)表面積F=0.945，容積V=0.1128.3塔頂空間8.4塔底空間取釜液停留時(shí)間為58.5人孔本設(shè)計(jì)塔中設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)直徑為600mm，設(shè)置人孔處板間距為600mm，裙座上設(shè)置1個(gè)人孔，直徑600mm。8.6支座塔底采用裙座支撐，塔徑為0.9m，查裙座尺寸得，裙座圈厚度為6mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度為23.3mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：D1=900+2×23.3基礎(chǔ)環(huán)外徑：D2=圓整后取基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑為700mm，基礎(chǔ)環(huán)外徑為1300mm。裙座高取3m，地腳螺栓公稱直徑M42。8.7塔總體高度H=

第9章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表9.1篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算項(xiàng)目符號(hào)單位精餾段提餾段篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算平均溫度°C60.6381.75平均壓力KPa137.95147.6汽相流量Vsm3/s0.59870.5986液相流量Lsm3/s0.00090.0028實(shí)際塔板數(shù)1015有效段高度ZM3.6 5.6塔徑DM0.90.9板間距M0.400.40溢流形式單溢流降液管形式弓形堰長(zhǎng)Lwm0.5940.594堰高Hwm0.05160.0599板上液層高度hm0.0500.050堰上液層高度Howm0.00940.02降液管底隙高度h0m0.0270.033安定區(qū)寬度Wsm0.0600.0