《甲醇乙醇分離過程精餾塔設(shè)計(jì).doc》由會(huì)員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《甲醇乙醇分離過程精餾塔設(shè)計(jì).doc（29頁(yè)珍藏版）》請(qǐng)?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。
1、 課程設(shè)計(jì)說明書（浮閥塔設(shè)計(jì)） 專 業(yè)： 班 級(jí)： 姓 名： 指導(dǎo)教師： 目錄一、設(shè)計(jì)方案與工藝流程圖4二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)41、進(jìn)料流量及組成42、進(jìn)料流量5三、物料橫算5四、確定操作條件51確定操作壓力52確定操作溫度5五、確定q及最小回流比6六、理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)及適宜回流比8七、確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷9冷凝器9再沸器13八、塔徑的計(jì)算及板間距的確定141汽、液相流率142將以上求得的流率換成體積流率153塔徑的計(jì)算16九、堰及降液管的設(shè)計(jì)171取堰長(zhǎng)172取堰寬及降液管面積173、停留時(shí)間174、堰高185、降液管底端與塔板之間的距離186、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列18十、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算
2、20精餾段20提餾段22十一.塔板的負(fù)荷性能圖23精餾段23精餾段25十二、主要接管尺寸的選取281、進(jìn)料管282、回流管283、釜液出口管294、塔頂蒸汽管295、加熱蒸汽管29化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書姓名： 專業(yè)： 班級(jí)：一、設(shè)計(jì)題目：浮閥塔的設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)：甲醇-乙醇分離過程精餾塔設(shè)計(jì)三、設(shè)計(jì)條件： 處理量項(xiàng)目 3.4萬噸原料/年進(jìn)料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）/%甲醇乙醇36.363.7分離要求塔頂乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)）塔底乙醇含量（摩爾分?jǐn)?shù)）年開工時(shí)間7200h完成日期2011年4月10日進(jìn)料狀態(tài)冷夜進(jìn)料四、設(shè)計(jì)的內(nèi)容和要求： 序號(hào)設(shè)計(jì)內(nèi)容要求1工藝計(jì)算物料衡算，熱量衡算，回流比，理論塔板數(shù)等 2
3、結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)塔高，塔經(jīng)，溢流裝置及塔板布置，接口管的尺寸等 3流體力學(xué)驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖 4冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的用量計(jì)算5再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量計(jì)算 6計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算將數(shù)據(jù)輸入計(jì)算機(jī)，繪制負(fù)荷性能圖 7編寫設(shè)計(jì)說明書目錄，設(shè)計(jì)任務(wù)書，設(shè)計(jì)計(jì)算及結(jié)果，流程圖，參考資料等 一、設(shè)計(jì)方案與工藝流程圖1、設(shè)計(jì)方案 本次課程設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)乙醇精餾塔，塔型為浮閥塔，進(jìn)料為兩組分進(jìn)料（甲醇、乙醇）。因?yàn)榧状紴檩p組分乙醇為重組分，甲醇由塔頂蒸出，而乙醇則存在于塔底產(chǎn)品中。因此，可用一個(gè)塔進(jìn)行精餾分離。由于要分離的混合物各組分在常壓下是液相，無法分離，因此必須在常壓下進(jìn)行蒸餾分離。同時(shí)在塔頂設(shè)置
4、冷凝器，在塔底設(shè)置再沸器，由于塔頂不需汽相出料，故采用全凝器。2、工藝流程圖原料再沸器再沸器捕集器冷凝器采出接收收冷凝器捕集器二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1、進(jìn)料流量及組成（1）將進(jìn)料組成由質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)2、進(jìn)料流量平均分子質(zhì)量:、物料組成 W=34000000/(46.0730024)=102.5kmol/h.(1)原料熱力學(xué)狀態(tài) 進(jìn)料溫度：20(2)冷卻介質(zhì)及溫度，加熱介質(zhì)及溫度 冷卻介質(zhì)為水，加熱介質(zhì)為水蒸氣三、物料橫算其中： xW=0.03 則qnF=196.07kmol/h. 四、確定操作條件1確定操作壓力：P28Kpa2確定操作溫度：由t-X-Y圖知：塔頂溫度為65.6攝氏度，塔底溫度為7
5、7.8攝氏度如上圖所示：五、確定q及最小回流比已知進(jìn)料溫度為20，由t-x-y得泡點(diǎn)溫度70.6，則查得45.3（取進(jìn)料溫度和泡點(diǎn)溫度的平均值）情況下對(duì)應(yīng)甲醇乙醇的比熱容分別為：查得此時(shí)的甲醇乙醇的汽化潛熱分別為 則所以q線方程為 如圖所示的操作線的圖：由q線方程與操作線方程可知其交點(diǎn)為 六、理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)及適宜回流比由吉利蘭求理論板數(shù)，先求出最小理論板數(shù)，再根據(jù)吉利蘭關(guān)系式求理論板數(shù)N。 = =9.4不同的R值對(duì)應(yīng)的N值如下：R33.253.53.7544.254.50.1550.2050.2490.2880.3240.3560.3850.4720.4380.4100.3850.3630
6、.3430.325N19.5918.28517.32216.53715.915.35214.89其中：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X 式中：X= Y=根據(jù)N-R關(guān)系可得R=3.25（1.37倍的）可為適宜回流比。理論板數(shù)（不包括再沸器）設(shè)得七、確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷上式中的、分別為塔頂、塔底混合物的汽化潛熱，為塔底混合物流率。由陳氏公式求取，方法相同，可得如下數(shù)據(jù)：塔頂塔底項(xiàng)目甲醇乙醇項(xiàng)目甲醇乙醇0.660.6560.6610.6560.01290.0160.01480.0188r（kJ/kmol）44111.341585r（kJ/kmol）33560.16
7、730676.674所以=（3.25+1）93.57（44111.30.91+415850.09） =1.75kJ/h同理可得：=423.162（33560.160.03+30676.6740.97） =1.302 kJ/h冷凝器1、估算傳熱面積：初選換熱器型號(hào)(1)甲醇的定性溫度=查得甲醇在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：,，根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，選擇冷卻水的溫升為8水的定性溫度=查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，,，(2)熱負(fù)荷的計(jì)算93.5788.311.2=25.7kw=25700w冷卻水耗量 =（3）確定流體的流徑該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為甲醇，冷流體為水，為使甲醇通過殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，令甲醇
8、走殼程，水走管程。（4）計(jì)算平均溫度差暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時(shí)平均溫度差甲醇 65.6 54.4水 43 35 22.6 19.4 計(jì)算R和P，R=P=由RP值查圖得選用單殼程可行，（5）選K值，估算傳熱面積取K=450 S=（6）初選換熱器型號(hào)由于兩流體溫差50，可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)，初選換熱器的型號(hào)。主要參數(shù)如下：外殼直徑159m公稱壓力1.6MPa，公稱面積2.7管子252.5mm，管子數(shù)11，管長(zhǎng)3000mm，管中心距32mm，管程數(shù) 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面積 0.0035實(shí)際換熱面積=n（L-0.1）=11=2.5采用此換熱面
9、積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為 =核算壓降（1）管程壓降=1.4,=1,=1=0.22m/s=6520(湍流)對(duì)于碳鋼管，取管壁粗糙度=0.1mm =0.005 由-關(guān)系圖得=0.0425=153.1Pa =72.048Pa（2）殼程壓降=1.15，=1管子為正三角形排列F=0.5=1.1=1.1=3.6取折流擋板間距z=0.015m 殼程流通面積殼程流速=所以計(jì)算結(jié)果表明，管程和殼程的壓降均能滿足設(shè)計(jì)條件。1、 核算總傳熱系數(shù)（1）、管程對(duì)流傳熱系數(shù)ai =4.42ai=0.023(2)殼程對(duì)流傳熱系數(shù)其中： 殼程中甲醇被冷卻，故?。?）污垢熱阻管內(nèi)外側(cè)污垢熱阻分別取(4)總傳熱系數(shù)K管
10、壁熱阻可忽略時(shí)，總傳熱系數(shù)KK= 故所選擇的換熱器是合適的，安全系數(shù)為故選用固定管板式此型號(hào)換熱器再沸器1、估算傳熱面積：初選換熱器型號(hào)(1)乙醇的定性溫度=查得甲醇在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，,，根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，選擇水的溫降為10水的定性溫度=查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，,，(2)熱負(fù)荷的計(jì)算10250074.49(86.2-77.8)=17800w冷卻水耗量=（3）確定流體的流徑該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為水，冷流體為乙醇，為提高加熱效果，令水走殼乙醇走管程。（4）計(jì)算平均溫度差暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時(shí)平均溫度差水 110 100乙醇 77.8 86.2 22.2 23.8 計(jì)算R和P，
11、R=P=由RP值查圖得選用單殼程可行，（5）選K值，估算傳熱面積取K=450 S=（6）初選換熱器型號(hào)由于兩流體溫差50，可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)，初選換熱器的型號(hào)。主要參數(shù)如下：外殼直徑159mm，公稱壓力1.6MPa，公稱面積1.7管子尺寸252.5mm，管子數(shù)11，管長(zhǎng)2000mm，管中心距32mm，管程數(shù) 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面積 0.016實(shí)際換熱面積=n（L-0.1）=11=2.5采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為=此換熱器滿足要求，選擇此型號(hào)換熱器。八、塔徑的計(jì)算及板間距的確定 在精餾塔設(shè)計(jì)中，對(duì)精餾段和提留段分別進(jìn)行設(shè)計(jì)。
12、精餾段根據(jù)塔頂?shù)谝粔K板的條件進(jìn)行設(shè)計(jì)，提餾段根據(jù)塔底條件進(jìn)行設(shè)計(jì)。1汽、液相流率（1）、精餾段：（2）提餾段：2將以上求得的流率換成體積流率由 此時(shí)Z=1，可得甲醇乙醇的平均密度即=1.1930.91+1.7150.009=1.24kg/同理可得 kg/同樣的方法可以求的提餾段的、即 （1）體積流量：精餾段 則V=397.673L=304.103同理可得提餾段的體積流量： =32.0693塔徑的計(jì)算用史密斯泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)法計(jì)算塔徑。（1）精餾段最大氣速 C先確定C，設(shè)=0.4m =0.05m根據(jù)=0.031 -=0.35m查得=0.084查表得在塔頂溫度下的甲醇乙醇的表面張力為=17.7dyn/cm
13、 =18.2dyn/cm 所以=17.745 dyn/cm =0.084C= 代入可得C=0.082=2.016m/s設(shè)計(jì)氣速=0.75=1.512 m/s塔徑=（2）提餾段最大氣速 C先確定C，設(shè)=0.4m =0.05m根據(jù)=0.085 -=0.35m查得=0.075查表得在塔底溫度下的甲醇乙醇的表面張力為=16.8dyn/cm =17.2dyn/cm 所以=17.118 dyn/cm =0.075C= 代入可得C=0.082=1.79m/s設(shè)計(jì)氣速 =0.75=1.346 m/s塔徑 = 圓整取D=1.6m4、塔截面積0.785=2.0096九、堰及降液管的設(shè)計(jì)1取堰長(zhǎng) =0.6D=0.6
14、1.6=0.96m2取堰寬及降液管面積/D=0.96/1.6=0.6查圖得可得3、停留時(shí)間：精餾段時(shí)間；提餾段時(shí)間：4、堰高（1）精餾段降液管堰高=2.84E=2.84取=0.05m -=0.05-0.017=0.033m（2）提餾段降液管堰高=2.84E=2.84取=0.05m -=0.05-0.029=0.021m5、降液管底端與塔板之間的距離精餾段：提餾段：6、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 精餾段： 取閥孔動(dòng)能因數(shù)，則孔速求每層塔板的上的浮閥數(shù)即N= =277取邊緣區(qū)寬度：0.06m 泡沫區(qū)寬度：0.10m計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)的面積，即：R=X=帶入得 浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取t=7
15、5mm，t=65mm。由圖查得N=280，則，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)uo=2.97643.140.0390.039280=8.897m/s則Fo=8.897V=8.8971.24=9.907 m/s閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率=uuo=1.512/8.897=16.99%提餾段： 取閥孔動(dòng)能因數(shù)，則孔速uo=FoV=102.088=6.92m/s求每層塔板的上的浮閥數(shù)即 N=9251.39940.0390.03936006.92=311取邊緣區(qū)寬度：0.06m 泡沫區(qū)寬度：0.10m計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)的面積，即：R=X=帶入得浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取t=7
16、2mm，t=63mm。有圖查得N=314，則，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：uo=2.5743.140.0390.039314=6.851m/s Fo=8.897V=8.8972.088=9.899m/s閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率=uuo=1.346/6.851=19.64%十、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算精餾段：（1）氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降hp=hc+h1+h 干板阻力： uoc=1.82573.1V=9.335m/s因uouoc，故干板阻力為: hc=19.9uo0.175L=0.039m 板上充氣液層阻力： 取Eo=0.5則h1=EohL=0.50.05=0.025m 液體
17、表面張力所造成的阻力可忽略不計(jì),則hp=hc+h1=0.025+0.039=0.064mP=hpLg=0.064748.24949.81=471Pa600Pa（2）液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度HdHT+hw 則Hd=hp+hL+hd氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=0.064m 液體通過降液管的壓頭損失hd=0.153（LsLwho）2=0.153（13.492/36000.960.013）2=0.014m板上液層高度hL=0.05mHd=hp+hL+hd=0.064+0.05+0.014=0.128m取HT=0.4m，hw=0.033m則HT+hw=0.5（
18、0.4+0.033）=0.2165m可見HdHT+hw，符合防止液泛的要求。(3)霧沫夾帶 計(jì)算泛點(diǎn)率，即泛點(diǎn)率=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb100%及泛點(diǎn)率=VsVL-V0.78KCFAb100%板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL=D-2Wd=1.6-20.176=1.248m板上液流面積Ab=AT-2Af=2.0096-20.109=1.7916m2取物性系數(shù)K=1.0，查表得CF=0.1得泛點(diǎn)率=2.9671.24750.614-1.24+1.36（13.496/3600）1.24810.1121.7916=70.9%泛點(diǎn)率=-2.571.24750.614-1.240.7810.112
19、1.7916=60.05%對(duì)于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過82%.計(jì)算得出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。提餾段（1）氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 干板阻力uoc=1.82573.1V=7.017 m/s因uouoc，故干板阻力為: hc=19.9uo0.175L=0.037m 板上充氣液層阻力 取Eo=0.5則h1=EohL=0.50.05=0.025m液體表面張力所造成的阻力可忽略不計(jì),則hp=hc+h1=0.025+0.037=0.062mP=hpLg=0.062748.24949.81=455Pa600Pa（2）液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降
20、液管中清液層高度HdHT+hw則Hd=hp+hL+hd 氣體通過塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=0.062m 液體通過降液管的壓頭損失hd=0.153（LsLwho）2=0.153（32.069/36000.960.03）2=0.0146m 板上液層高度hL=0.05mHd=hp+hL+hd=0.062+0.05+0.0146=0.1266m取HT=0.4m，hw=0.021m則HT+hw=0.5（0.4+0.021）=0.2105m可見HdHT+hw，符合防止液泛的要求。(2)霧沫夾帶 計(jì)算泛點(diǎn)率，泛點(diǎn)率=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb100% 及 泛點(diǎn)率=VsVL-V0.78KC
21、FAb100%板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL=D-2Wd=1.6-20.176=1.248m板上液流面積Ab=AT-2Af=2.0096-20.109=1.7916m2取物性系數(shù)K=1.0，查表得CF=0.112得泛點(diǎn)率=2.572.088748.2494-2.088+1.36（32.069/3600）1.24810.1121.7916=75.3%泛點(diǎn)率=-2.572.088748.2494-2.0880.7810.1121.7916=77.4%對(duì)于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過82%.計(jì)算得出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。十一.塔板的負(fù)荷性能圖精餾段：（1）霧沫
22、夾帶線 因?yàn)榉狐c(diǎn)率=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb，對(duì)于一定的塔板結(jié)構(gòu)，其中的V、L、Ab、K、CF、及ZL均為已知，相應(yīng)的V=0.1的泛點(diǎn)率可以確定，將各式代入上式，使得Vs-Ls的關(guān)系式，可以在途中作出負(fù)荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下：Vs1.24750.614-1.24+1.36Ls1.24810.1121.7916=80% 整理得：Vs=3.5832-42.432Ls按上式在一定范圍內(nèi)取值，可得相應(yīng)的Vs霧沫夾帶線Ls0.000810.00872Vs3.543.213（2）液泛線 HT+hw=5.34Vuo2L2g+0.153（Lslwho）2+（1+Eo）h
23、w+2.841000E（36000Ls）2/3因?yàn)槲锵狄欢ǎ褰Y(jié)構(gòu)一定，則HT、hW、ho、lW、V、L、Eo及均為定值。而uo與Vs又有如下關(guān)系，即 uo=Vs3.1440.0392N代入整理可得液泛線： Vs2=41.875-245585Ls2-257.75（Ls）2/3在操作范圍內(nèi)取若干Ls的值，可得對(duì)應(yīng)的Vs如下表：Ls0.0010.0050.009Vs6.255.313.3（3）液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時(shí)間不低于35s。液體停留在降液管的時(shí)間：t=AfHTLs=3-5s 求出上限液體流量Ls值，在Vs-Ls圖上，液相負(fù)荷負(fù)荷上限與氣體流量Vs無關(guān)的豎直直
24、線。以t=5s為在降液管中的停留時(shí)間的下限，則(Ls)max=AfHT5=0.1090.450.00827m3/s（4）漏液線對(duì)于F1型重閥，根據(jù)Fo=uoV ，Vs=4do2N5V式中的do、N、V、均為已知數(shù)，故可以知道氣相負(fù)荷Vs的下限值，據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以Fo=5作為規(guī)定的氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則N5V=40.0390.03928051.24=1.5m3/s（5）液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how=0.006m作為液相下限條件，依據(jù)how的計(jì)算式計(jì)算出Ls的下限值，并以此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。取E=1，則（ Ls）min=（0.0061
25、0002.84）3/20.963600=8.1910-4m3/s綜上所述作出提餾段塔板負(fù)荷性能圖：符合操作要求，能夠穩(wěn)定生產(chǎn)。精餾段：（1）霧沫夾帶線 因?yàn)榉狐c(diǎn)率=VsVL-V+1.36LSZLKCFAb，對(duì)于一定的塔板結(jié)構(gòu)，其中的V、L、Ab、K、CF、及ZL均為已知，相應(yīng)的V=0.1的泛點(diǎn)率可以確定，將各式代入上式，使得Vs-Ls的關(guān)系式，可以在途中作出負(fù)荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下：Vs2.088748.2494-2.088+1.36Ls1.24810.1121.7916=80% 整理得：Vs=3.03-30.9Ls按上式在一定范圍內(nèi)取值，可得相應(yīng)的Vs霧沫夾帶線Ls0
26、.0008190.00872Vs32.76（2）液泛線 HT+hw=5.34Vuo2L2g+0.153（Lslwho）2+（1+Eo）hw+2.841000E（36000Ls）2/3因?yàn)槲锵狄欢ǎ褰Y(jié)構(gòu)一定，則HT、hW、ho、lW、V、L、Eo及均為定值。而uo與Vs又有如下關(guān)系，即uo=Vs3.1440.0392N 代入整理可得液泛線：Vs2=33.16-34171.92Ls2-191.（Ls）2/3在操作范圍內(nèi)取若干Ls的值，可得對(duì)應(yīng)的Vs如下表Ls0.0010.0050.0090.013Vs5.595.174.714.1（3）液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時(shí)間不低
27、于35s。液體停留在降液管的時(shí)間：t=AfHTLs=3-5s 求出上限液體流量Ls值，在Vs-Ls圖上，液相負(fù)荷負(fù)荷上限與氣體流量Vs無關(guān)的豎直直線。以t=5s為在降液管中的停留時(shí)間的下限，則 (Ls)max=AfHT5=0.1090.450.00827m3/s（4）漏液線對(duì)于F1型重閥，根據(jù)Fo=uoV ， Vs=4do2N5V 式中的do、N、V、均為已知數(shù)，故可以知道氣相負(fù)荷Vs的下限值，據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以Fo=5作為規(guī)定的氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則N5V=40.0390.03931452.088=1.3m3/s（5）液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how=0.006m作
28、為液相下限條件，依據(jù)how的計(jì)算式計(jì)算出Ls的下限值，并以此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。取E=1，則（ Ls）min=（0.00610002.84）3/20.963600=8.1910-4m3/s綜上所述作出提餾段塔板負(fù)荷性能圖：則設(shè)計(jì)符合要求，能夠穩(wěn)定操作。浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目精餾段數(shù)值說明提餾段數(shù)值說明備注塔徑D/m1.61.6板間距HT/m0.40.4塔板形式單板溢流單板溢流分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.521.346堰長(zhǎng)Lw/m0.960.96堰高h(yuǎn)w/m0.0330.021板上液層高度hL/m0.050.05降液管底隙高度ho/m0.0130.03
29、浮閥數(shù)N280314閥孔氣速uo/(m/s)8.8976.851閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo9.9079.899孔心距t/m0.0760.071排間距0.0660.061單板壓降Pa471455液體在管內(nèi)停留時(shí)間t/s11.635降液管內(nèi)清夜層高度0.1280.1266泛點(diǎn)率/%60.575.3霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷上限(m3/s)0.008720.00872漏液控制氣相負(fù)荷下限(m3/s)0.000810.000819十二、主要接管尺寸的選取1、進(jìn)料管 已知進(jìn)液料的流率為196.07kmol/h，平均相對(duì)分子質(zhì)量為39.7565kg/kmol，密度為789.9kg/m3所以LF=196.0739.7565
30、789.9=9.868m3/s取管內(nèi)流速UF=0.8m/s則進(jìn)料管的直徑dF=4LF/3600UF=49.868/36003.140.8=0.066m2、回流管回流的的體積流率：LR=13.492m3/h取管內(nèi)流速UR=1.5m/s，則回流塔直徑：dR=4LR/36001.5=413.492/36003.141.5=0.0564m3、釜液出口管體積流率Lw=102.545.649748.2494=6.253m3/h取管內(nèi)流速為Uw=0.5m/s則釜液出口管的直徑dw=46.253/36000.5=0.066m4、塔頂蒸汽管取管內(nèi)蒸汽的流速u=20m/s則塔頂?shù)恼羝艿闹睆綖閐=410680.406/360020=0.435m5、加熱蒸汽管取管內(nèi)蒸汽流速u=18m/s則加熱蒸汽管的直徑為：d=49251.399360018=0.426m29
甲醇乙醇分離過程精餾塔設(shè)計(jì).doc
