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

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1.設(shè)計(jì)題目：分離乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)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）分離要求：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(jìn)料狀態(tài)為泡點(diǎn)進(jìn)料塔釜為飽和蒸汽直接加3.設(shè)計(jì)任務(wù)：1. 完成該精餾塔的各工藝設(shè)計(jì)，包括設(shè)備設(shè)計(jì)及輔助設(shè)備選型。2. 畫出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。3. 寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。摘要本次設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計(jì)算、

2、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)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(duì)精餾塔的核算，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。本次設(shè)計(jì)結(jié)果為：理論板數(shù)為20塊，塔效率為42.2%，精餾段實(shí)際板數(shù)為40塊，提餾段實(shí)際板數(shù)為5塊，實(shí)際板數(shù)45塊。進(jìn)料位置為第17塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為0.8米，設(shè)置了四個(gè)人孔，塔高22.19米，通過浮閥板的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。關(guān)鍵詞：二元精餾、浮閥精餾塔、物料衡算、流體力學(xué)驗(yàn)算。第一章 緒論5第二章 塔板的工藝設(shè)計(jì)72.1 精餾塔全

3、塔物料衡算72.2 乙醇和水的物性參數(shù)計(jì)算72.2.1溫度72.2.2密度82.2理論塔板的計(jì)算11第三章 塔體的工藝尺寸計(jì)算123.1塔徑的初步計(jì)算123.2溢流裝置143.3塔板分布、浮閥數(shù)目與排列15第四章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算164.1氣相通過浮閥塔板的壓降164.2淹塔174.3物沫夾帶18第五章塔板負(fù)荷性能曲線195.1物沫夾帶線195.2液泛線195.3液相負(fù)荷上限205.4漏液線205.5液相負(fù)荷下限20第六章 塔附件的設(shè)計(jì)216.1接管216.2筒體與封頭236.3除沫器236.4裙座246.5人孔24第七章塔總體高度的設(shè)計(jì)247.1塔的頂部空間高度247.3塔總體高度24第八

4、章 附屬設(shè)備的計(jì)算248.1 熱量衡算248.1.1 0的塔頂氣體上升的焓qv248.1.2回流液的焓qr258.1.3塔頂餾出液的焓qd258.1.4冷凝器消耗的焓qc258.1.5進(jìn)料口的焓qf258.1.6塔釜?dú)堃旱撵蕅w268.1.7再沸器qb268.2 冷凝器的設(shè)計(jì)268.3冷凝器的核算278.4泵的選擇27浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果列表28主要符號(hào)說明29參考文獻(xiàn)31致 謝31iv第一章 緒論精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其

5、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(jì)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(shí)提供純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(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。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物分離中首選分離方法本次課程設(shè)計(jì)是分離乙醇水二元物系。在此我選用連續(xù)精餾浮閥塔。具有以下特點(diǎn)： (1

6、) 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) 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)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(fèi)為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。本次設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工

7、藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)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(duì)精餾塔的運(yùn)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、物性參數(shù)及接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)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(shí)際生產(chǎn)問題的能力，課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸實(shí)際生產(chǎn)的良好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的時(shí)機(jī)認(rèn)真去對(duì)待每一項(xiàng)任務(wù)，為將來打下一個(gè)穩(wěn)固的基礎(chǔ)。而先進(jìn)的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持的設(shè)計(jì)方向和追求的目標(biāo)。第二章 塔板的工藝設(shè)計(jì)2.1 精餾塔全塔物料衡算f:進(jìn)料量(kmol/s) xf:原料組成d:塔頂產(chǎn)品流量(kmo

8、l/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%進(jìn)料量: f=7.924千噸/年=0.0167 kmol/s物料衡算式:f=d+w f xf=d xd+w xw聯(lián)立代入求解:d=0.0054 kmol/s w=0.0113 kmol/s2.2 乙醇和水的物性參數(shù)計(jì)算2.2.1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%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.43

9、7585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得tf td tw tf := tf=70.85 td := td=78.28 tw := tw=99.97 精餾段平均溫度:=74.57 提留段平均溫度:=85.412.2.2密度

10、已知:混合液密度: 混合氣密度:塔頂溫度: td=78.28氣相組成yd: yd=83.79%進(jìn)料溫度: tf=70.85氣相組成yf: yf=77.1%塔底組成: tw=99.97氣相組成yw: yw=0.11%(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/m3754.2742.3730.1717.4704.3,kg/m3977.8971.8965.3958.4951.6tf=70.85 td=78.28 tw=99.97 所以2.2.3混

11、合液體表面張力 由內(nèi)差法求得在tf td tw下的乙醇和水的表面張力 乙醇表面張力 cf=18.02mn/m cd=17.30mn/m cw=15.20mn/m 水表面張力 wf=64.34mn/m wd=62.89mn/m ww=58.81mn/m塔頂表面張力 d=22.61mn/m原料表面張力 f=47.06mn/m塔底表面張力 w=58.80mn/m(1)精餾段的平均表面張力 1=(22.61+47.06)/2=34.84mn/m(2)提餾段的平均表面張力：2=（58.80+47.06）/2=52.93mn/m2.2.4相對(duì)揮發(fā)度由 xf=26.54% yf=77.1% 得由 xd=81

12、.82% yd=83.79% 得由 xw=0.012% yw=0.11% 得(1)精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度提留段的平均相對(duì)揮發(fā)度2.2.5混合物的粘度 =74.57 查表，得水=0.382mpas, 醇=0.493mpas =85.41 查表，得水=0.334mpas, 醇=0.429mpas(1)精餾段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.493*0.5418+0.382*(1-0.5418)=0.4421 mpas(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.429*0.1328+0.334*(1-0.1328)=0.3466 mpas2.2理論塔板的計(jì)算繪出乙醇水的氣液平衡組成，即

13、x-y曲線圖，作進(jìn)料線，與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.2654 yq=0.54最小回流比為取操作回流比r=1.7rmin=1.722精餾段 l=rd=1.722*0.0054=0.0093kmol/s v=(r+1)d=2.722*0.0054=0.0147kmol/s提留段 因本設(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)料，所以q=1 則精餾段操作線方程為y=0.63x+30.06 提餾段操作線方程為采用圖解法求得理論板層數(shù)nt=20,加料板為第17塊理論板（1） 精餾段 已知a=5.23 l1=0.4421 mpas所以（2） 提留段 已知a=9.25 l2=0.3466 mpas所以全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：全塔效率：

14、第三章 塔體的工藝尺寸計(jì)算3.1塔徑的初步計(jì)算3.1.1氣液相體積流量計(jì)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： 3.1.2精餾段塔徑計(jì)算 由u=(安全系數(shù))*umax,安全系數(shù)=0.60.8，umax= 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：ht=0.40m , hl=0.06m .則ht- hl=0.34m查圖可知c20=0.071 ,取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=0.8m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為3.1.3提留段塔徑計(jì)算 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：ht=0.40m , hl=0.06m .則ht- hl=0.34m 查圖可知c20=0.072 ,

15、按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=0.8m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為3.2溢流裝置3.2.1堰長 取=0.65d=0.52m3.2.2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， 則驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間 精餾段： 提留段：停留時(shí)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=0.08m/s 則=（2）提留段 取=0.08m/s 則=故降液管設(shè)計(jì)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(jì)塔徑d=0.8m 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(dòng)能因子f0=12.

16、 則孔速 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(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 其中 所以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=75mm 則排間距： 按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)39個(gè) 按n=39 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 閥孔動(dòng)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(dòng)能因子f0=12. 則孔速 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(gè) 按n=23 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 閥孔動(dòng)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

17、體力學(xué)驗(yàn)算4.1氣相通過浮閥塔板的壓降氣體通過塔板時(shí)，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，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(jì)算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； hl與氣體通過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； h與克服液體表面張力的壓降相當(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 則(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。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

18、阻力取 則（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?4.2淹塔為了防止淹塔現(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 則取，已選定 則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 板上液層高度 則取，已選定 則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(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率=對(duì)于小塔，為了避免

19、過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過70%，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 4.3.1提留段 取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率=由計(jì)算可知，符合要求。第五章塔板負(fù)荷性能曲線5.1物沫夾帶線 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率70%計(jì)算： 精餾段 0.7= 整理得： 即 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出 提留段 0.7= 整理得： 即在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出 精餾段 ls (m3/s)0.0020.003vs (m3/s)0.6930.639提餾段 ls (m3/s)0.0020.003vs (m3/s)0.8450.7765.2液泛線 而精餾段 整理得：

20、提留段 整理得：在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，算出相應(yīng)得值： 精餾段 ls1 (m3/s)0.00010.00040.00150.003vs1 (m3/s)0.7880.7700.6890.460提餾段 ls2 (m3/s)0.00030.00070.00150.003vs2 (m3/s)0.5920.5780.5510.4815.3液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于35s 液體降液管內(nèi)停留時(shí)間 以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則 5.4漏液線 對(duì)于f1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(1) 精餾段 (2)提留段5.5液相負(fù)荷下限 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條

21、件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取e=1.0 則由以上15作出塔板負(fù)荷性能圖 第六章 塔附件的設(shè)計(jì)6.1接管6.1.1進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、t型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。管徑計(jì)算如下： 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6.1.5塔底進(jìn)氣管 采用直管 取氣速 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取6.1.6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(jìn)料管接管法蘭：hgt+2059

22、2-2009鋼制管法蘭回流管接管法蘭：hgt+20592-2009鋼制管法蘭塔底出料管法蘭：hgt+20592-2009鋼制管法蘭塔頂蒸汽管法蘭：hgt+20592-2009鋼制管法蘭塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭：hgt+20592-2009鋼制管法蘭 6.2筒體與封頭6.2.1筒體 由d=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(jì)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)表面積，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(yán)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

23、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(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。 設(shè)計(jì)氣速選取： 系數(shù) 除沫器直徑： 選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，高度為0.2m，直徑為0.46m6.4裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(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。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整：，；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取1.6m。6.5人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何

24、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(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔1020塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共45塊板，需設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)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(jì)也是如此。 第七章塔總體高度的設(shè)計(jì)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(shí)間取5min。7.3塔總體高度

25、第八章 附屬設(shè)備的計(jì)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(diǎn)回流，據(jù)t-x-y圖差得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)td，用內(nèi)差法求得回流液組成下的，查得=78.15 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(jìn)料口的焓qft溫度下，即 70.85 所以8.1.6塔釜?dú)堃旱撵蕅w8.1.7再沸器qb塔釜熱損失為10%, 則 設(shè)再沸器損

26、失能量q損=0.1qb 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷= 8.2 冷凝器的設(shè)計(jì)有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500)本設(shè)計(jì)取k=700)=2926)出料液溫度：78.28（飽和氣）78.28（飽和液）冷卻水溫度：2035逆流操作：t1=58.28 t2=43.28 傳熱面積:根據(jù)全塔熱量衡算，得qc=2093693.05kj/h按雙管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表殼徑/mm400管子尺寸19mm2mm公稱壓力/mpa0.6管長1.5m公稱傳熱面積/m214.5m2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8.3冷凝器的核算 核算傳熱面積而該型

27、號(hào)換熱器的實(shí)際傳熱面積a為從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器合適所以本實(shí)驗(yàn)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14.5m28.4泵的選擇用泵將料液輸送到5米高的容器中，泵的吸入管道為的無縫鋼管,容器的表壓為0.05mpa，進(jìn)料泵的流速 uf=1m/s， 主加料管長為20m，90彎頭5個(gè)，截止閥（全開）個(gè)。則已知： 湍流 揚(yáng)程: 額定: hc=(1.051.10)he=7.948.32m.取hc=8.2m.流量: 所以泵型號(hào)為 : is50-32-160型號(hào)is6550-160流量m3/h3.75揚(yáng)程m8

28、.5電機(jī)功率 kw0.55軸功率 kw0.25轉(zhuǎn)速 1450效率35%泵殼許用壓力kgf/cm352/38浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果列表 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目符號(hào)單位 精餾段提留段 備注塔徑d m0.80.8塔間距htm0.40.4塔板類型 單溢流弓形降液管 整塊式塔板空塔氣速um/s0.830.53堰長lwm0.520.52堰高h(yuǎn)wm0.0550.075板上液層高度hlm0.0050.0075降液管底隙高h(yuǎn)0m0.0090.015浮閥數(shù)n3923 等腰三角形叉排浮閥動(dòng)能因子f010.739.74臨界閥孔氣速u0cm/s8.6610.53閥孔氣速u0m/s10.0712.02 同一橫排孔心距孔心

29、距tm7590相鄰橫排中心距離排心距tm90120單板壓降pppa617.05648.83降液管內(nèi)清夜層高度hdm0.140.134泛點(diǎn)率%42.7723.44441氣相負(fù)荷上限(vs)maxm3/s0.6850.562物沫線控制液泛線控制氣相負(fù)荷下限(vs)minm3/s0.3250.13下限線控制漏液線控制操作彈性1.632.09主要符號(hào)說明符號(hào)意義si單位f進(jìn)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(jìn)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(qiáng)pat溫度；r回流比無因次n塔板數(shù)無因次q進(jìn)料狀況參數(shù)

30、無因次m分子量kg/kmol；c操作物系的負(fù)荷因子m/s密度kg/m3；表面張力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(shí)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(dòng)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(diǎn)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(jìn)料管的直徑m基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑m基礎(chǔ)環(huán)外徑mnf加料板數(shù)個(gè)np人孔數(shù)個(gè)hd人孔高度mhb塔底空間高度mhf有人孔的加料版高度mhd塔頂空間高度m下標(biāo)的說明下標(biāo)意義下標(biāo)意義min最小值f進(jìn)料板l液相m平均值v氣相a乙醇d塔頂b水w塔底參考文獻(xiàn) 1劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2